Способ получения высокооктановых бензиновых фракций и ароматических углеводородов

Предложен способ получения высокооктановых бензиновых фракций и ароматических углеводородов С610 из выкипающего в области температур кипения бензинолигроиновых фракций углеводородного сырья путем его нагрева, испарения и перегрева до температуры переработки, последующего его контактирования при температуре 320-480°С и повышенном давлении с периодически регенерируемым катализатором, содержащим цеолит ZSM-5 или ZSM-11, охлаждения и частичной конденсации продуктов контактирования, их разделения путем сепарации и ректификации в стабилизационной колонне с выделением верхом этой колонны углеводородных газов и кубом колонны стабильной жидкой фракции, подачи стабильной бензиновой фракции в ректификационную колонну с выделением верхом этой колонны жидкого дистиллята в качестве целевого продукта и кубом колонны фракции тяжелого остатка, где сепарацию продуктов контактирования осуществляют при температуре 150-220°С или при температуре, обеспечивающей содержание мольной доли жидкости в продуктах контактирования, равное 0,05-0,25, полученную при сепарации продуктов контактирования парогазовую фракцию подают в стабилизационную колонну и выделенную в ней стабильную бензиновую фракцию подают в ректификационную колонну совместно с жидкой фракцией, выделенной на стадии сепарации продуктов контактирования. Технический результат - снижение энергозатрат - количества тепла и хладагента, необходимых для разделения продуктов реакции. 3 з.п. ф-лы, 6 пр.

 

Изобретение относится к способам получения высокооктановых бензиновых фракций и ароматических углеводородов С610 из выкипающего в области температур кипения бензинолигроиновых фракций углеводородного сырья с применением цеолитсодержащих катализаторов и может быть использовано в нефте- и газоперерабатывающей промышленностях.

Из углеводородного сырья, выкипающего в области температур кипения бензинолигроиновых фракций, высокооктановые бензиновые фракции обычно получают процессами изомеризации и каталитического риформинга, которые предъявляют жесткие требования к качеству сырья [Гуреев А.А., Жоров Ю.М., Смидович Е.В. Производство высокооктановых бензинов. - М., - Химия, 1981, - 224 с.]. В настоящее время разрабатывают новые процессы и цеолитсодержащие катализаторы для них, позволяющие перерабатывать углеводородное сырье широкого фракционного состава (от углеводородов С5 до С12 и выше) в высокооктановые бензины за одну стадию. В качестве активного компонента катализатора чаще всего используют цеолит ZSM-5 (структурный тип MFI) или ZSM-11 (структурный тип MEL); возможно применение цеолитов, модифицированных элементами I-VIII групп.

Так, например, известны способы получения высокооктановых бензиновых фракций и/или ароматических углеводородов С610 [Пат. США №5961818, 1999; Пат. РФ №2372988, 2009; Пат. РФ №2417249, 2011; Пат. РФ №2518481, 2013; Пат. РФ №2658832, 2018] и многие другие их аналоги. Согласно данным способам высокооктановые бензиновые фракции получают из углеводородов C2-C12 путем контактирования сырья в интервале температур 200-650°С и давлений 0,1-6,0 МПа с цеолитсодержащими катализаторами и последующего выделения целевого продукта. Общими недостатками приведенных выше способов и их аналогов являются относительно низкие выходы получаемых бензиновых фракций.

Известны установка и способ переработки смеси углеводородов С110 различного состава и кислородсодержащих соединений [Пат. РФ №2671568, 2018]. Согласно данному способу, указанное сырье перерабатывают в высокооктановый бензин следующим образом. Потоки углеводородного сырья и кислородсодержащих соединений смешивают, нагревают до температуры переработки и подают в один из двух или более реакторов, работающих попеременно в цикле «реакция - регенерация». Переработку сырья на стадии «реакция» осуществляют в присутствии катализаторов на основе цеолитов группы пентасилов (цеолиты ZSM-5, ZSM-11) при температуре 250-600°С, давлении 0,1-10,0 МПа, объемной скорости подачи жидкого сырья 0,1-10 ч-1. Продукты реакции охлаждают и разделяют в трехфазном сепараторе с выделением водной фазы, углеводородных газов и жидкого нестабильного углеводородного катализата. Нестабильный катализат разделяют в ректификационной колонне с получением верхом колонны фракции углеводородного газа, сжиженного углеводородного газа и кубом колонны - стабильной высокооктановой бензиновой фракции или концентрата ароматических углеводородов. Основным недостатком данного способа является невозможность регулирования температуры конца кипения производимого бензина, т.к. при переработке сырья в режиме получения высокооктанового бензина отбираемый кубом ректификационной колонны продукт будет иметь более высокую температуру конца выкипания, чем требуют современные стандарты.

Описанного выше недостатка лишены способы, в которых разделение продуктов реакции осуществляют по двухколонной схеме, например, такие как установки и способы получения высокооктановых бензиновых фракций и/или ароматических углеводородов [Пат. РФ №2053013, 1996; Пат. РФ №2098173, 1997], различающиеся между собой конструкцией реакторных блоков. Согласно этим способам, применяемые каталитические установки в зависимости от вида исходного сырья могут не содержать, а могут и содержать от 1 до 4 ректификационных колонн для разделения сырья, в т.ч. для выделения фракции сырья для каталитического процесса. Получение высокооктановых бензиновых фракций на этих установках осуществляют путем подачи сырья каталитического процесса в попеременно работающие в цикле «реакция - регенерация» реакторные блоки с загруженным катализатором, содержащим цеолит ZSM-5 или ZSM-11. Переработку сырья на катализаторе осуществляют при повышенной температуре и избыточном давлении. Выходящие из реакторных блоков продукты реакции охлаждают и разделяют в сепараторе с выделением углеводородных газов и жидкого нестабильного углеводородного катализата, а в случае переработки кислородсодержащих соединений - и водной фазы. После сепаратора нестабильный катализат подают в ректификационную колонну-стабилизатор с получением верхом колонны фракции углеводородного газа, возможно, сжиженного углеводородного газа, и кубом колонны - стабильной бензиновой фракции с необходимым давлением насыщенных паров. Выделенную стабильную бензиновую фракцию далее подают во вторую продуктовую ректификационную колонну, верхом которой отбирают целевой продукт - высокооктановую бензиновую фракцию с необходимыми температурами выкипания 90% об. и конца кипения, а кубом колонны - углеводородной фракции, выкипающей при температурах выше температур кипения бензина. Общими недостатками этих способов являются относительно низкие выходы получаемых бензиновых фракций.

Наиболее близким по своей технической сути и достигаемому эффекту является способ получения высокооктановых бензиновых фракций и ароматических углеводородов [Пат. РФ №2334781, 2008]. Согласно выбранному прототипу, получение высокооктановых бензиновых фракций и ароматических углеводородов С610 из углеводородного сырья осуществляют следующим образом.

Сырье нагревают до температуры переработки в соответствующих технологических аппаратах и в одном или в нескольких реакторах при давлении 0,4-4,0 МПа, температуре 320-480°С и массовой скорости подачи сырья до 10 ч-1 подвергают контактированию с периодически регенерируемым катализатором, содержащим цеолит ZSM-5 или ZSM-11. Катализатор может быть модифицирован элементами I-VIII групп или их соединениями. Продукты реакции охлаждают в соответствующих технологических аппаратах до температуры 45-140°С и подвергают сепарации с выделением газообразной и жидкой фракции. Выделенную в сепараторе жидкую фракцию направляют в питательную секцию ректификационной колонны-стабилизатора, а газообразную фракцию после сепаратора подают в ту же стабилизационную колонну, в промежуточное сечение между вводом питания и вводом холодного орошения. Верхом стабилизационной колонны, работающей при повышенном давлении, отбирают легкую фракцию, которую охлаждают и разделяют в соответствующем технологическом оборудовании с выделением углеводородных газов C1-C4 и жидкого дистиллята, который возвращают в колонну в виде холодного орошения, возможно с получением сжиженного газа С34. Кубом колонны отбирают стабильный катализат, часть которого подогревают в соответствующем технологическом оборудовании до рабочей температуры и возвращают в колонну для поддержания теплового баланса работы колонны, а балансовую часть кубового продукта подают (возможно с дополнительным подогревом) во вторую ректификационную колонну, работающую при небольшом избыточном давлении. Во второй ректификационной колонне происходит разделение стабильного катализата с выделением верхом колонны - высокооктановой бензиновой фракции или фракции ароматических углеводородов С610 и кубом колонны - остаточной фракции, выкипающей выше температуры кипения бензинов (выше 185-205°С).

По прототипу стадию регенерации катализатора осуществляют при температуре 350-550°С и давлении 0,1-4,0 МПа первоначально регенерирующим газом с содержанием кислорода 0,1-5% об., а затем с содержанием кислорода 7-21% об. Возможно получение регенерирующего газа путем смешения части отработанных газов регенерации с воздухом или с воздухом и азотом.

Основным недостатком вышеуказанных способов и прототипа являются повышенные энергозатраты - количества тепла и хладоагента, необходимые для разделения продуктов реакции.

Задачей, решаемой настоящим изобретением, является снижение энергозатрат - количества тепла и хладоагента, необходимых для разделения продуктов реакции.

Поставленная задача решается тем, что получение высокооктановых бензиновых фракций и ароматических углеводородов С610 из выкипающего в области температур кипения бензинолигроиновых фракций углеводородного сырья осуществляют путем его нагрева, испарения и перегрева до температуры переработки, последующего его контактирования при температуре 320-480°С и повышенном давлении с периодически регенерируемым катализатором, содержащим цеолит ZSM-5 или ZSM-11, охлаждения и частичной конденсации продуктов контактирования, их разделения путем сепарации при температуре 150-220°С или при температуре, обеспечивающей содержание мольной доли жидкости в продуктах контактирования, равное 0,05-0,25, подачи полученной при сепарации продуктов контактирования парогазовой фракции в стабилизационную колонну с выделением верхом этой колонны углеводородных газов и кубом колонны стабильной бензиновой фракции, подачи стабильной бензиновой фракции совместно с выделенной на стадии сепарации продуктов контактирования жидкой фракцией в ректификационную колонну и выделения верхом этой колонны жидкого дистиллята в качестве целевого продукта и кубом колонны фракции тяжелого остатка.

Поставленная задача решается так же тем, что выделенную в стабилизационной колонне стабильную бензиновую фракцию подают в ректификационную колонну, в промежуточное сечение между вводом жидких продуктов сепарации и вводом орошения ректификационной колонны.

Поставленная задача решается так же тем, что стадию контактирования сырья с катализатором осуществляют при давлении 1-3 МПа.

Поставленная задача решается так же тем, что катализатор содержит ферроалюмосиликат со структурой цеолита ZSM-5 (MFI) или ZSM-11 (MEL).

Основными отличительными признаками предлагаемого способа являются:

- сепарация продуктов контактирования при температуре 150-220°С или при температуре, обеспечивающей содержание мольной доли жидкости в продуктах контактирования, равное 0,05-0,25;

- подача полученной при сепарации продуктов контактирования парогазовой фракции в стабилизационную колонну и подача полученной при сепарации продуктов контактирования жидкой фракции и выделенной в стабилизационной колонне стабильной бензиновой фракции в ректификационную колонну.

Основным преимуществом предлагаемого способа являются пониженные энергозатраты - количества тепла и хладоагента, необходимые для разделения продуктов реакции.

Достигаемый результат связан с тем, что охлаждение продуктов реакции перед их сепарацией осуществляют не до минимальной температуры

- обычно до температуры 25-45°С, обеспечивающей максимальную конденсацию углеводородов, или как по прототипу до температуры 100-140°С, а до более высокой температуры - до 150-220°С, что приводит к снижению количества необходимого хладоагента. Снижение же количества тепла, необходимого для разделения продуктов реакции, в большей мере для обеспечения теплом процесса ректификации в стабилизационной колонне, происходит вследствие того, что снижена материальная нагрузка на колонну и ее питание (поток парогазовой фракции, полученной при сепарации продуктов контактирования) не требует предварительного подогрева, т.к. имеет высокую температуру, достаточную для обеспечения оптимального теплового баланса колонны.

Способ осуществляют следующим образом. Сырье нагревают до температуры переработки в соответствующих технологических аппаратах (теплообменники, печи и т.п.) и подают в реактор или в несколько реакторов, где при температуре 320-480°С, избыточном давлении (лучше 1,2-3,0 МПа, а еще лучше - 1,6-2,4 МПа) и массовой скорости подачи сырья 1-6 ч-1 подвергают контактированию с периодически регенерируемым цеолитсодержащим катализатором. Возможно постепенное повышение температуры реакции в ходе осуществления процесса. В качестве катализатора используют системы, содержащие цеолит или ферроалюмосиликат со структурой ZSM-5 или ZSM-11 (структурный тип MFI и MEL соответственно), в т.ч. модифицированные элементами I-VIII групп или их соединениями. Катализаторы готовят известными методами.

Продукты реакции (продукты контактирования) охлаждают в соответствующих технологических аппаратах (рекуперативные теплообменники, холодильники) до температуры 150-220°С или до температуры, обеспечивающей содержание мольной доли жидкости в продуктах контактирования, равное 0,05-0,25, и при этой температуре подвергают сепарации с выделением парогазовой и жидкой фракций. Парогазовую фракцию далее подают в питательную секцию стабилизационной колонны, работающую при повышенном давлении (лучше 1,2-2,4 МПа). Возможно частичное дохолаживание парогазовой фракции до оптимальной температуры, которая зависит от состава питания колонны и условий ее работы.

Верхом стабилизационной колонны отбирают легкую фракцию, которую охлаждают и разделяют в соответствующем технологическом оборудовании с выделением углеводородных газов С14 и жидкого дистиллята, который возвращают в колонну в виде холодного орошения, возможно с выделением сжиженного газа С34 в качестве сопутствующего продукта, возможно в виде сжиженного углеводородного газа марок СПБТ, ПБТ или ПБА. Кубом стабилизационной колонны отбирают стабильный катализат - стабильную бензиновую фракцию, часть которой подогревают в соответствующем технологическом оборудовании (печь, кипятильник и т.п.) до рабочей температуры и возвращают в колонну-стабилизатор для поддержания теплового баланса работы колонны, а балансовую часть подают в ректификационную колонну, работающую при атмосферном или небольшом избыточном давлении. В эту же колонну подают, возможно с дополнительным подогревом, и жидкую фракцию, полученную при сепарации продуктов контактирования. В ректификационной колонне происходит разделение жидких продуктов реакции с выделением верхом колонны - целевой высокооктановой бензиновой фракции, и кубом колонны - тяжелой остаточной фракции ароматических углеводородов, выкипающей выше температуры кипения бензина.

Подача стабильной бензиновой фракции в ректификационную колонну возможна как в смеси с полученной при сепарации продуктов контактирования жидкой фракцией, так и отдельно - в промежуточное сечение между вводом жидких продуктов сепарации и вводом орошения ректификационной колонны, т.е. на промежуточную тарелку между тарелкой питания колонны и тарелкой ввода орошения.

Периодически, как описано в прототипе, осуществляют регенерацию катализатора.

Сущность предлагаемого способа и его практическая применимость иллюстрируется нижеприведенными примерами. Пример 1 аналогичен прототипу и приведен для сравнения с предлагаемым способом в аналогичных условиях с примерами 2 и 3; примеры 4-6 приведены для дополнительной иллюстрации осуществления предлагаемого способа.

Пример 1 (аналогичен прототипу).

В качестве сырья используют прямогонную бензиновую фракцию нефти с октановым числом ОЧ = 62 ММ, содержащую углеводороды, % мас.: С3 - 0,1; С4 - 3,9; С5 - 10,2; С6 - 19,7; С7 - 26,1; С8 - 20,7; С9 - 11,1; С10+ - 8,2, в т.ч. н-парафины - 29,8, изопарафины - 32,7, нафтены - 28,2, ароматические - 9,3.

Сырье, в количестве 10 т/ч, имеющее температуру 45°С при избыточном давлении предварительно нагревают, испаряют, перегревают до температуры переработки, затрачивая в целом количество тепла в 10217 МДж/ч, и при температуре 350°С, давлении 1,5 МПа и массовой скорости подачи сырья 1,5 ч-1 подвергают контактированию с периодически регенерируемым катализатором, содержащим 30% мае. Al2O3 и 70% цеолита ZSM-5 (MFI), модифицированного 0,2% мас. La.

Продукты реакции (продукты контактирования) охлаждают с температуры 350°С до 100°С; при этом затраты на охлаждение 10 т/ч потока продуктов составляют 8117 МДж/ч и при давлении 1,41 МПа подвергают сепарации с выделением и 7,23 т/ч жидкой фракции и 2,77 т/ч парогазовой фракции. Выделенную фракцию нагревают до температуры 120°С, затрачивая при этом тепло в количестве 469 МДж/ч, и в качестве питания подают в ректификационную колонну-стабилизатор, оснащенную дефлегматором и кипятильником, а газообразную фракцию подают в эту же колонну, в промежуточное сечение между вводом питания и вводом холодного орошения.

Стабилизационная колонна имеет 16 теоретических тарелок, тарелка питания - 8, тарелка ввода парогазовой фазы - 5, флегмовое число - 1,5; давление вверху колонны - 1,33 МПа, температура верха колонны - 53°С, куба - 149°С, орошения - 40°С, пара из кипятильника - 181°С. Для обеспечения процесса ректификации в колонне-стабилизаторе затрачивают на подвод тепла к кипятильнику колонны - 2638 МДж/ч и на охлаждение дистиллята в дефлегматоре колонны - 2031 МДж/ч.

С дефлегматора колонны-стабилизатора отбирают 3,24 т/ч (32,4% мас. на сырье) фракции углеводородных газов C1-C4, являющейся побочным продуктом Кубом колонны отбирают 6,76 т/ч стабильного катализата - стабильную бензиновую фракцию. Стабильный катализат после сброса давления до 0,25 МПа нагревают с температуры 129°С до 200°С, затрачивая при этом тепло в количестве 2181 МДж/ч, и в качестве питания подают в ректификационную колонну, оснащенную конденсатором и кипятильником.

Ректификационная колонна имеет 14 теоретических тарелок, тарелка питания - 7, флегмовое число - 1,0; давление вверху колонны - 0,15 МПа, температура верха колонны - 139°С, куба - 258°С, орошения - 60°С, пара из кипятильника - 272°С.

Верхом ректификационной колонны отбирают 6,54 т/ч (65,4%) дистиллята - высокооктановой бензиновой фракции, являющейся целевым продуктом. Кубом колонны отбирают 0,22 т/ч (2,2%) тяжелой фракции ароматических углеводородов, выкипающей выше 200°С и являющейся побочным продуктом.

Полученная бензиновая фракция имеет давление насыщенных паров 82 кПа, содержит 8,9% мас. углеводородов С34, 5,9% н-парафинов С5+, 41,8% изопарафинов и нафтенов С5+ и 43,4% ароматических углеводородов С610, и соответствует высокооктановому бензину Премиум-95 зимнего вида с классом испаряемости D.

Для обеспечения процесса ректификации в ректификационной колонне затрачивают на подвод тепла к кипятильнику колонны - 2353 МДж/ч и на охлаждение дистиллята в дефлегматоре колонны - 6371 МДж/ч. На дохолаживание бензина до температуры 45°С затрачивают 200 МДж/ч, на охлаждение кубового продукта колонны до 45°С - 118 МДж/ч.

В целом при переработке 10 т/ч сырья необходимые суммарные затраты тепла и хладоагента на разделение продуктов реакции составляют:

- количество подводимого тепла на ректификацию при разделении продуктов реакции (подогрев питания колонн и обогрев кипятильников колонн) - 7641 МДж/ч;

- количество отводимого тепла на охлаждение всех потоков (включая охлаждение продуктов реакции) - 16837 МДж/ч.

Пример 2.

В качестве сырья используют прямогонную бензиновую фракцию нефти с октановым числом ОЧ = 62 ММ, содержащую углеводороды, % мае: С3 - 0,1; С4 - 3,9; С5 - 10,2; С6 - 19,7; С7 - 26,1; С8 - 20,7; С9 - 11,1; С10+ - 8,2, в т.ч. н-парафины - 29,8, изопарафины - 32,7, нафтены - 28,2, ароматические - 9,3.

Сырье, в количестве 10 т/ч, имеющее температуру 45°С при избыточном давлении нагревают, испаряют, перегревают до температуры переработки, затрачивая в целом количество тепла в 10217 МДж/ч, и при температуре 350°С, давлении 1,5 МПа и массовой скорости подачи сырья 1,5 ч-1 подвергают контактированию с периодически регенерируемым катализатором, содержащим 30% мас. Al2O3 и 70% цеолита ZSM-5 (MFI), модифицированного 0,2% мас. La.

Продукты реакции (продукты контактирования) охлаждают с температуры 350°С до 190°С, обеспечивающей мольную долю жидкости в смеси, равную 0,07. При этом затраты на охлаждение 10 т/ч потока продуктов реакции составляют 4402 МДж/ч. Охлажденный до 190°С поток продуктов при давлении 1,41 МПа подвергают сепарации с выделением 1,18 т/ч жидкой фракции и 8,82 т/ч парогазовой фракции. Парогазовую фракцию охлаждают до температуры 120°С, затрачивая при этом 2648 МДж/ч, и подают в качестве питания в ректификационную колонну-стабилизатор, оснащенную дефлегматором и кипятильником.

Стабилизационная колонна имеет 16 теоретических тарелок, тарелка питания - 8, флегмовое число - 1,5; давление вверху колонны - 1,33 МПа, температура верха колонны - 54°С, куба - 147°С, орошения - 41°С, пара из кипятильника - 176°С. Для обеспечения процесса ректификации в колонне-стабилизаторе затрачивают на подвод тепла к кипятильнику колонны - 1928 МДж/ч и на охлаждение дистиллята в дефлегматоре колонны - 1949 МДж/ч. С дефлегматора колонны-стабилизатора отбирают 3,25 т/ч (32,5% мас. на сырье) фракции углеводородных газов С1-C4, являющихся побочным продуктом. Кубом колонны отбирают 5,57 т/ч стабильного катализата -стабильную бензиновую фракцию.

Стабильный катализат после сброса давления до 0,25 МПа смешивают с жидкой фракцией, полученной при сепарации продуктов реакции. Полученную смесь нагревают с температуры 128°С до 200°С, затрачивая при этом тепло в количестве 2218 МДж/ч, и в качестве питания подают в ректификационную колонну, оснащенную конденсатором и кипятильником. Ректификационная колонна имеет 14 теоретических тарелок, тарелка питания - 7, флегмовое число - 1,0; давление вверху колонны - 0,15 МПа, температура верха колонны - 139°С, куба - 259°С, орошения - 52°С, пара из кипятильника - 273°С.

Верхом ректификационной колонны отбирают 6,53 т/ч (65,3%) дистиллята -бензиновой фракции, являющейся целевым продуктом. Кубом колонны отбирают 0,22 т/ч (2,2% мас.) тяжелой фракции ароматических углеводородов, выкипающей выше 200°С и являющейся побочным продуктом.

Полученная бензиновая фракция имеет давление насыщенных паров 87 кПа, содержит 8,8% мас. углеводородов С34, 6,0% н-парафинов С5+, 41,7% изопарафинов и нафтенов С5+ и 43,5% ароматических углеводородов С610, и соответствует высокооктановому бензину Премиум-95 зимнего вида с классом испаряемости D.

Для обеспечения процесса ректификации в ректификационной колонне затрачивают на подвод тепла к кипятильнику колонны - 2458 МДж/ч и на охлаждение дистиллята в дефлегматоре колонны - 6675 МДж/ч. На дохолаживание бензина до температуры 45°С затрачивают 93 МДж/ч, на охлаждение кубового продукта колонны до 45°С - 118 МДж/ч.

В целом при переработке 10 т/ч сырья необходимые суммарные затраты тепла и хладоагента на разделение продуктов реакции составляют:

- количество подводимого тепла на ректификацию при разделении продуктов реакции (подогрев питания колонн и обогрев кипятильников колонн) - 6604 МДж/ч;

- количество отводимого тепла на охлаждение всех потоков (включая охлаждение продуктов реакции) - 15785 МДж/ч.

Пример 3.

Аналогичен примеру 2 с тем отличием что, выделенную в колонне-стабилизаторе стабильную бензиновую фракцию подают без дополнительного подогрева в ректификационную колонну, в промежуточное сечение между вводом полученной при сепарации продуктов контактирования жидкой фракцией и вводом холодного орошения - на 5 теоретическую тарелку.

Выходы и качество продуктов идентичны продуктам примера 2 и составляют, % мас.: фракция углеводородных газов С14 - 32,5, фракция тяжелого остатка - 2,2, высокооктановый бензин Премиум-95 зимнего вида с классом испаряемости D - 65,3.

Затраты тепла на охлаждение продуктов контактирования для стадии сепарации и ректификации в стабилизационной колоне идентичны примеру 2. Затраты тепла на подогрев сырья ректификационной колонны - полученной при сепарации продуктов контактирования жидкой фракции в количестве 1,18 т/ч до температуры 200°С составляют 347 МДж/ч.

Для обеспечения процесса ректификации в ректификационной колонне затрачивают на подвод тепла к кипятильнику колонны - 4327 МДж/ч и на охлаждение дистиллята в дефлегматоре колонны - 6573 МДж/ч. На дохолаживание бензина до температуры 45°С затрачивают 93 МДж/ч, на охлаждение кубового продукта колонны до 45°С - 118 МДж/ч.

В целом при переработке 10 т/ч сырья необходимые суммарные затраты тепла и хладоагента на разделение продуктов реакции составляют:

- количество подводимого тепла на ректификацию при разделении продуктов реакции (подогрев питания колонн и обогрев кипятильников колонн) - 6603 МДж/ч;

- количество отводимого тепла на охлаждение всех потоков (включая охлаждение продуктов реакции) - 15782 МДж/ч.

Пример 4.

В качестве сырья используют прямогонную бензиновую фракцию газового конденсата с октановым числом ОЧ = 66 ММ, содержащую углеводороды, % мас.: С4 - 0,8; С5 - 5,7; С6 - 16,4; С7 - 25,9; С8 - 21,0; С9 - 18,4; С10+ - 11,8, в т.ч. н-парафины - 27,3, изопарафины - 33,1 нафтены - 29,7, ароматические - 9,1.

Сырье, в количестве 10 т/ч, при температуре 360°С, давлении 2,2 МПа и массовой скорости подачи сырья 2,0 ч-1 подвергают контактированию с периодически регенерируемым катализатором, содержащим 30% мас. Al2O3 и 70% ферроалюмосиликата со структурой цеолита ZSM-5 (MFI).

Продукты реакции (продукты контактирования) охлаждают с температуры 350°С до 215°С, обеспечивающей при давлении 2,0 МПа мольную долю жидкости в смеси, равную 0,05, и при этих условиях подвергают сепарации с выделением 0,77 т/ч жидкой фракции и 9,23 т/ч парогазовой фракции. Парогазовую фракцию охлаждают до температуры 110°С и подают в качестве питания в ректификационную колонну-стабилизатор, оснащенную дефлегматором и кипятильником.

Стабилизационная колонна имеет 16 теоретических тарелок, тарелка питания - 8, флегмовое число - 2,0; давление вверху колонны - 1,55 МПа, температура верха колонны - 65°С, куба - 174°С, орошения - 45°С, пара из кипятильника - 202°С.

С дефлегматора колонны-стабилизатора отбирают 1,45 т/ч (14,5% мае. на сырье) фракции углеводородных газов С14, являющихся побочным продуктом и 1,27 т/ч (12,7%) сжиженного углеводородного газа С34 в качестве продукта. Кубом колонны отбирают 6,50 т/ч стабильного катализата - стабильную бензиновую фракцию с давлением насыщенных паров 56 кПа.

Стабильный катализат после сброса давления до 0,25 МПа смешивают с жидкой фракцией, полученной при сепарации продуктов реакции. Полученную смесь нагревают до температуры 200°С и в качестве питания подают в ректификационную колонну, оснащенную конденсатором и кипятильником.

Ректификационная колонна имеет 14 теоретических тарелок, тарелка питания - 7, флегмовое число - 1,0; давление вверху колонны - 0,15 МПа, температура верха колонны - 135°С, куба - 229°С, орошения - 65°С, пара из кипятильника - 238°С.

Верхом ректификационной колонны отбирают 7,11 т/ч (71,1%) дистиллята - бензиновой фракции, являющейся целевым продуктом. Кубом колонны отбирают 0,16 т/ч (1,6%) тяжелой фракции ароматических углеводородов, выкипающей выше 200°С и являющейся побочным продуктом.

Полученная бензиновая фракция имеет давление насыщенных паров 64 кПа, содержит 4,2% мае. углеводородов С34, 8,7% н-парафинов С5+, 55,6% изопарафинов и нафтенов С5+ и 42,7% ароматических углеводородов С610, и соответствует высокооктановому бензину Премиум-95 летнего вида с классом испаряемости В.

Пример 5.

Аналогичен примеру 4 с тем отличием что, охлаждение продуктов контактирования осуществляют при давлении 1,4 МПа до температуры 175°С, обеспечивающей мольную долю жидкости в смеси, равную 0,25, и при этих условиях подвергают сепарации с выделением 3,35 т/ч жидкой фракции и 6,65 т/ч парогазовой фракции. Парогазовую фракцию охлаждают до температуры 120°С и подают в качестве питания в ректификационную колонну-стабилизатор, оснащенную дефлегматором и кипятильником.

Стабилизационная колонна имеет 16 теоретических тарелок, тарелка питания - 8, флегмовое число - 1,5; давление вверху колонны - 1,3 МПа, температура верха колонны - 61°С, куба - 163°С, орошения - 40°С, пара из кипятильника - 183°С.

С дефлегматора колонны-стабилизатора отбирают 1,46 т/ч (14,6% мае. на сырье) фракции углеводородных газов С14, являющихся побочным продуктом и 1,26 т/ч (12,6%) сжиженного углеводородного газа С34 в качестве продукта - сжиженного газа марки СПБТ. Кубом колонны отбирают 3,93 т/ч стабильного катализата - стабильную бензиновую фракцию с давлением насыщенных паров 57 кПа.

Стабильный катализат после сброса давления до 0,25 МПа смешивают с жидкой фракцией, полученной при сепарации продуктов реакции. Полученную смесь нагревают до температуры 200°С и в качестве питания подают в ректификационную колонну, оснащенную конденсатором и кипятильником.

Ректификационная колонна имеет 14 теоретических тарелок, тарелка питания - 7, флегмовое число - 1,0; давление вверху колонны - 0,15 МПа, температура верха колонны - 135°С, куба - 240°С, орошения - 45°С, пара из кипятильника - 250°С.

Верхом ректификационной колонны отбирают 7,11 т/ч (71,1%) дистиллята - бензиновой фракции, являющейся целевым продуктом. Кубом колонны отбирают 0,17 т/ч (1,7%) тяжелой фракции ароматических углеводородов, выкипающей выше 200°С, и являющейся побочным продуктом.

Полученная бензиновая фракция имеет давление насыщенных паров 90 кПа, содержит 4,8% мас. углеводородов С34, 8,7% н-парафинов С5+, 55,9% изопарафинов и нафтенов С5+ и 42,4%) ароматических углеводородов С610, и соответствует высокооктановому бензину Премиум-95 зимнего вида, соответствующим классам испаряемости от D до F.

Пример 6.

В качестве сырья используют прямогонную бензиновую фракцию газового конденсата, имеющую следующие характеристики: плотность - 742 кг/м3; фракционный состав, °С: н.к. - 35%, 10% об. - 86, 50% - 116, 90% - 165, к.к. - 192.

Сырье, в количестве 10 т/ч, при температуре 380°С, давлении 1,6 МПа и массовой скорости подачи сырья 2,0 ч-1 подвергают контактированию с периодически регенерируемым катализатором, содержащим 35% мас. Al2O3 и 65% цеолита ZSM-11 (MEL).

Продукты реакции (продукты контактирования) охлаждают и при давлении 1,4 МПа и температуре 200°С, обеспечивающей мольную долю жидкости в смеси, равную 0,19, подвергают сепарации с выделением 2,63 т/ч жидкой фракции и 7,37 т/ч парогазовой фракции. Парогазовую фракцию охлаждают до температуры 110°С и подают в качестве питания в ректификационную колонну-стабилизатор, оснащенную дефлегматором и кипятильником.

Стабилизационная колонна имеет 16 теоретических тарелок, тарелка питания - 8 флегмовое число - 2,0; давление вверху колонны - 1,55 МПа, температура верха колонны - 57°С, куба - 168°С, орошения - 40°С, пара из кипятильника - 196°С.

С дефлегматора колонны-стабилизатора отбирают 0,90 т/ч (9,0% мас. на сырье) фракции углеводородных газов С14, являющихся побочным продуктом, и 1,48 т/ч (14,8%) сжиженного углеводородного газа С34 в качестве продукта - сжиженного газа марки ПБА. Кубом колонны отбирают 4,99 т/ч стабильного катализата - стабильную бензиновую фракцию с давлением насыщенных паров 50 кПа.

Стабильный катализат после сброса давления до 0,25 МПа смешивают с жидкой фракцией, полученной при сепарации продуктов реакции. Полученную смесь нагревают до температуры 200°С и в качестве питания подают в ректификационную колонну, оснащенную конденсатором и кипятильником.

Ректификационная колонна имеет 14 теоретических тарелок, тарелка питания - 7, флегмовое число - 1,0; давление вверху колонны - 0,15 МПа, температура верха колонны - 145°С, куба - 239°С, орошения - 64°С, пара из кипятильника - 249°С.

Верхом ректификационной колонны отбирают 7,40 т/ч (74,0%) дистиллята - бензиновой фракции, являющейся целевым продуктом. Кубом колонны отбирают 0,22 т/ч (2,2%) тяжелой фракции ароматических углеводородов, выкипающей выше 200°С и являющейся побочным продуктом.

Полученная бензиновая фракция имеет давление насыщенных паров 65 кПа, содержит 4,0% мас. углеводородов С34, 8,2% н-парафинов С5+, 36,1%) изопарафинов и нафтенов С5+ и 51,7% ароматических углеводородов С610, и является базовым бензином с октановым числом 86 ММ.

Как следует из сопоставления примера 1 с примерами 2 и 3, при переработке одного и того же сырья при одинаковых условиях его контактирования с катализатором и получения практически одинаковых выходов продуктов аналогичного качества, суммарное количество тепла, затрачиваемого на охлаждение потоков и обеспечение ректификации продуктов, по предлагаемому способу меньше, чем по прототипу.

1. Способ получения высокооктановых бензиновых фракций и ароматических углеводородов С610 из выкипающего в области температур кипения бензинолигроиновых фракций углеводородного сырья путем его нагрева, испарения и перегрева до температуры переработки, последующего его контактирования при температуре 320-480°С и повышенном давлении с периодически регенерируемым катализатором, содержащим цеолит ZSM-5 или ZSM-11, охлаждения и частичной конденсации продуктов контактирования, их разделения путем сепарации и ректификации в стабилизационной колонне с выделением верхом этой колонны углеводородных газов и кубом колонны стабильной жидкой фракции, подачи стабильной бензиновой фракции в ректификационную колонну с выделением верхом этой колонны жидкого дистиллята в качестве целевого продукта и кубом колонны фракции тяжелого остатка, отличающийся тем, что сепарацию продуктов контактирования осуществляют при температуре 150-220°С или при температуре, обеспечивающей содержание мольной доли жидкости в продуктах контактирования, равное 0,05-0,25, полученную при сепарации продуктов контактирования парогазовую фракцию подают в стабилизационную колонну и выделенную в ней стабильную бензиновую фракцию подают в ректификационную колонну совместно с жидкой фракцией, выделенной на стадии сепарации продуктов контактирования.

2. Способ по п. 1, отличающийся тем, что выделенную в стабилизационной колонне стабильную бензиновую фракцию подают в ректификационную колонну, в промежуточное сечение между вводом жидкой фракции, выделенной на стадии сепарации продуктов контактирования, и вводом орошения ректификационной колонны.

3. Способ по любому из пп. 1 или 2, отличающийся тем, что стадию контактирования сырья с катализатором осуществляют при давлении 1-3 МПа.

4. Способ по любому из пп. 1-3, отличающийся тем, что катализатор содержит ферроалюмосиликат со структурой ZSM-5 (MFI) или ZSM-11 (MEL).



 

Похожие патенты:

Изобретение относится к области нефтепереработки, в частности к двухстадийным способам получения высокооктановых бензиновых фракций и ароматических углеводородов С6-С10 с применением процесса риформинга бензиновых фракций.

Изобретение относится к способу риформинга, в котором: углеводородный поток 105, имеющий в своём составе углеводороды, содержащие от 5 до 12 атомов углерода, вводят в зону риформинга, содержащую катализатор риформинга, при этом зона риформинга включает в себя по меньшей мере четыре реактора риформинга, причём каждый реактор риформинга характеризуется определённым набором рабочих условий риформинга для получения выходящего потока 125 риформата и последний реактор риформинга содержит меньше катализатора, чем предпоследний реактор риформинга, причем первый реактор 145 риформинга работает при температуре от 480°C до 560°C, второй реактор 150 риформинга работает при температуре от 510°C до 560°C, третий реактор 175 риформинга работает при температуре от 520°C до 560°C, а четвёртый реактор 205 риформинга работает при температуре от 540°C до 560°C и значение часовой объемной скорости жидкости (LHSV) в первом реакторе 145 риформинга составляет от 8,5 ч-1 до 20 ч-1, значение LHSV во втором реакторе 150 риформинга составляет от 8,5 ч-1 до 12 ч-1, значение LHSV в третьем реакторе 175 риформинга составляет от 6,5 ч-1 до 8,5 ч-1, а значение LHSV в четвёртом реакторе 205 риформинга составляет от 12 ч-1 до 30 ч-1.

Изобретение относится к системе приготовления этилированного авиационного бензина. Система содержит блок хранения базовой смеси в виде неэтилированного бензина, выполненный со средством перекачивания базовой смеси из емкости перевозчика, или канал для перекачивания базовой смеси из емкости перевозчика, или блок приготовления базовой смеси из углеводородных жидкостей для получения неэтилированного бензина, сообщенный через гидравлический насос с главным трубопроводом для подачи смеси в блок гомогенизации, выход которого сообщен с каналом выдачи готового этилированного авиационного бензина, блок подготовки корректора детонационных свойств в виде тетраэтилсвинца, включающий в себя по крайней мере один резервуар со средством перекачивания концентрированного тетраэтилсвинца из емкости перевозчика в этот резервуар и со средством его дозированной подачи через узел ввода в главный трубопровод на участке до входа в блок гомогенизации, блок подачи добавок, включающий в себя по крайней мере два дозатора импульсного типа для разведенных до жидкого состояния сухих веществ, относящихся к антиоксиданту и красителю, которые сообщены через узел ввода каждый с главным трубопроводом на участке между местом ввода тетраэтилсвинца и до входа в блок гомогенизации.

Настоящее изобретение относится к способу риформинга бензиновых фракций путем их последовательного контактирования в присутствии водородсодержащего газа при повышенных температурах и избыточном давлении в нескольких реакционных зонах первоначально с металлоксидным катализатором риформинга, включающим оксид алюминия, платину или смесь платины с промотором, а затем с цеолитсодержащим катализатором, возможно модифицированным промотором.

Изобретение относится к способу производства ароматических соединений из сырьевого потока нафты. Способ включает нагревание сырьевого потока нафты с получением нагретого сырьевого потока нафты; осуществление процесса риформинга нагретого сырьевого потока нафты во множестве эндотермических ступеней риформинга, размещенных последовательно, и получение выходящего потока продукта, полученного ниже по потоку, при этом процесс риформинга осуществляют в присутствии катализатора риформинга; при этом указанное множество ступеней риформинга функционирует при увеличивающихся температурах реакции; причем нагревание сырьевого потока нафты осуществляют путем передачи теплоты от выходящего потока продукта, полученного ниже по потоку, сырьевому потоку нафты до температуры первой реакции исключительно посредством передачи тепла от потока продукта, полученного ниже по потоку, с получением нагретого сырьевого потока нафты и охлажденного выходящего потока продукта.

Настоящее изобретение относится к системе приготовления этилированного авиационного бензина (вариантам). Один из вариантов системы содержит блок приготовления базовой смеси из углеводородных жидкостей для получения неэтилированного бензина, сообщенный через гидравлический насос с главным трубопроводом для подачи смеси в блок гомогенизации, выход которого сообщен с каналом выдачи готового этилированного бензина, блок подготовки корректора детонационных свойств в виде тетраэтилсвинца, включающий в себя по крайней мере один резервуар со средством перекачивания концентрированного тетраэтилсвинца из емкости перевозчика в этот резервуар и со средством его дозированной подачи через узел ввода в главный трубопровод на участке до входа в блок гомогенизации, блок подачи добавок, включающий в себя по крайней мере два дозатора импульсного типа для разведенных до жидкого состояния сухих веществ, относящихся к антиоксиданту и красителю, которые сообщены через узел ввода каждый с главным трубопроводом на участке между местом ввода тетраэтилсвинца и до входа в блок гомогенизации.

Настоящее изобретение относится к способу получения высокооктанового компонента бензина и может быть использовано в нефтеперерабатывающей промышленности. Способ включает каталитический риформинг фракции 85-180°С, выделение из риформата низкооктановой бензолсодержащей фракции, гидроизомеризацию выделенной фракции или ее смеси с прямогонной гидроочищенной фракцией 70-85°С и смешение продукта с оставшейся частью риформата.

Изобретение относится к способу и устройству для гидрообработки риформата. Способ включает приведение риформата в контакт с обладающим каталитическим гидрирующим действием катализатором в условиях жидкофазной гидрообработки в реакторе гидрирования, при этом часть водородсодержащего газа для гидрообработки получена из растворенного водорода, содержащегося в риформате; где гидрообработку проводят в присутствии дополнительного водородсодержащего газа, который инжектируют в риформат перед проведением контактирования и/или во время контактирования через поры с помощью смесителя, который содержит, по меньшей мере, один канал для жидкости, предназначенный для риформата, и, по меньшей мере, один канал для газа, предназначенный для дополнительного водородсодержащего газа, при этом канал для жидкости соединен с каналом для газа посредством компонента, по меньшей мере, часть которого представляет собой пористую область; при этом риформат получают из нижней части газожидкостного сепаратора путем инжекции смеси каталитического риформинга в газожидкостной сепаратор и в продукте, полученном путем проведения контактирования, удаляют летучие компоненты, причем риформат поступает в реактор гидрирования после теплообмена с нефтяным сырьем с удаленными летучими компонентами, нефтяное сырье с удаленными летучими компонентами инжектируют в колонну для удаления тяжелых компонентов и для извлечения ароматических углеводородов из верхней части колонны.

Настоящее изобретение относится к катализатору каталитического риформинга лигроина. Катализатор содержит a) благородный металл, содержащий один или нескольких представителей, выбранных из платины, палладия, родия, рутения, осмия и иридия; b) смесь лития и калия; c) олово или галогенид; и d) подложку.

Изобретение относится к способу повышения выхода ароматических соединений из углеводородного сырья. Способ включает: подачу углеводородного сырья, содержащего лигроин, и содержащего водород рециркулирующего газа, полученного из установки разделения ароматических соединений, в первый реактор для получения первого выходящего потока с пониженным содержанием нафтенов, при этом первый реактор представляет собой реактор дегидрирования или реактор риформинга, работающий при пониженной температуре; подачу первого выходящего потока в сепаратор для создания потока легких углеводородов, содержащего С7 и более легкие углеводороды, и потока тяжелых углеводородов, содержащего С8 и более тяжелые углеводороды; подачу потока тяжелых углеводородов во вторую реакторную систему для получения второго выходящего потока с повышенным содержанием ароматических соединений; подачу второго выходящего потока и потока легких углеводородов в третью реакторную систему для получения третьего выходящего потока, содержащего ароматические соединения; и подачу третьего выходящего потока в колонну разделения продуктов риформинга для получения верхнего погона, содержащего С7 и более легкие ароматические соединения и углеводороды, и нижнего погона, содержащего С8 и более тяжелые ароматические соединения и углеводороды.

Изобретение относится к способу интеграции переработки сырой нефти в легкие олефины, ароматические соединения, синтетический газ и ценные химические продукты. При этом способ предусматривает: (i) введение сырой нефти в установку обессоливания для получения обессоленной сырой нефти; (ii) направление обессоленной сырой нефти в предварительную фракционирующую колонну для разделения обессоленной сырой нефти на более легкий углеводородный материал, кипящий ниже 200°С, углеводород, кипящий в диапазоне от 200 до 370°С, и более тяжелый углеводородный материал, кипящий выше 370°С; (iii) направление более легкого углеводородного материала в установку крекинга лигроина для получения потока высокоароматического бензина; (iv) направление более тяжелого углеводородного материала, кипящего выше 370°С, из предварительной фракционирующей колонны в установку замедленного коксования, причем углеводородный материал, кипящий выше 370°С, претерпевает реакцию термического крекинга для получения газообразных продуктов, содержащих СНГ, более легких конечных материалов, кипящих в диапазоне лигроина, потока газойля коксования и твердого нефтяного кокса; (v) направление углеводородов, кипящих в диапазоне от 200 до 370°С, из предварительной фракционирующей колонны в установку высокожесткого каталитического крекинга, причем углеводороды, кипящие в диапазоне от 200 до 370°С, претерпевают реакцию каталитического крекинга, производя поток осветленного масла, газообразные продукты, содержащие СНГ, легкий рецикловый газойлевый продукт и более легкие продукты, кипящие в диапазоне лигроина; (vi) направление газообразных продуктов, содержащих СНГ, произведенных из установки замедленного коксования, и газообразных продуктов, содержащих СНГ, произведенных из установки высокожесткого каталитического крекинга, в секцию выделения олефинов для получения легких олефинов; (vii) направление потока высокоароматического бензина, произведенного из установки крекинга лигроина, и легкого рециклового газойлевого продукта из установки высокожесткого каталитического крекинга в секцию выделения ароматических соединений для выделения ароматических продуктов; и (viii) направление твердого нефтяного кокса, полученного в установке замедленного коксования в установку газификации кокса, где его превращают в синтетический газ, причем синтетический газ направляют в секцию химического производства для получения ценных химических веществ, включая метанол и легкие олефины.

Изобретение относится к способу получения низкомолекулярных ароматических соединений. Способ получения низкомолекулярных ароматических соединений из черного щелока включает: предоставление черного щелока, который является производным от щелочной обработки древесной щепы, где древесная щепа является производной от твердой древесины; подвергание черного щелока обработке пиролизом, чтобы получить от пиролизованного черного щелока газ и массив твердотельного вещества, содержащий обуглившееся вещество и соли, в первом реакторе, где соли являются, в основном, производными от обработки черного щелока; приведение по меньшей мере части газа от пиролизованного черного щелока в контактирование с катализатором во втором реакторе, который отличается от первого реактора, чтобы предоставить конверсионную обработку для получения на выходе продукта конверсии; извлечение низкомолекулярных ароматических соединений из продукта конверсии.

Изобретение относится к области нефтепереработки и нефтехимии и, в частности, к способу получения легкой нефти. Описан способ получения легкой нефти, включающий в себя стадии: 1) подвергания тяжелой нефти висбрекингу при перемешивании со скоростью 30-50 об/мин с получением промежуточного продукта; и 2) подвергания промежуточного продукта каталитическому крекингу при перемешивании со скоростью 30-50 об/мин в присутствии катализатора с получением легкой нефти.

Изобретение относится к области катализа и может быть использовано в качестве катализатора в процессе термолиза тяжелых нефтей и нефтяных остатков. .

Изобретение относится к способам и установкам переработки газовых конденсатов и может быть использовано в нефтеперерабатывающей и газоперерабатывающей отраслях промышленности.

Изобретение относится к способу парового крекинга углеводородного сырья, содержащего олефины, обеспечивающему повышенное содержание легких олефинов в потоке, выходящем после парового крекинга, и включающему пропускание первого углеводородного сырья, содержащего один или более олефинов, через реактор каталитического крекинга, содержащий кристаллический силикат, для получения промежуточного потока, содержащего олефины более низкой молекулярной массы, чем в сырье, фракционирование промежуточного потока для получения фракции с более низким числом углеродных атомов и фракции с более высоким числом углеродных атомов, и пропускание фракции с более высоким числом углеродных атомов в качестве второго углеводородного сырья через установку парового крекинга для получения потока, выходящего после парового крекинга.
Изобретение относится к нефтехимии - к способам получения неэтилированных высокооктановых бензиновых фракций и/или ароматических углеводородов C6-C10 из углеводородного сырья С2-С12 и/или кислородсодержащих органических соединений (спирты, эфиры и т.д.).

Изобретение относится к способам получения моторных топлив - дизельных и неэтилированных высокооктановых бензинов - из газового конденсата. .

Изобретение относится к способам получения неэтилированных высокооктановых бензинов из углеводородных фракций с высоким содержанием углеводородов С2-С5 и имеющих температуру конца кипения в интервале температур выкипания бензинов.

Изобретение относится к способам получения моторных топлив - дизельных и неэтилированных высокооктановых бензинов из газового конденсата. .

Предложен катализатор для риформинга бензиновых фракций, гидрирования бензольной фракции или ароматических углеводородов, содержащий оксид алюминия, платину, цеолит со структурой ZSM-5 или ZSM-11.

Предложен способ получения высокооктановых бензиновых фракций и ароматических углеводородов С6-С10 из выкипающего в области температур кипения бензинолигроиновых фракций углеводородного сырья путем его нагрева, испарения и перегрева до температуры переработки, последующего его контактирования при температуре 320-480°С и повышенном давлении с периодически регенерируемым катализатором, содержащим цеолит ZSM-5 или ZSM-11, охлаждения и частичной конденсации продуктов контактирования, их разделения путем сепарации и ректификации в стабилизационной колонне с выделением верхом этой колонны углеводородных газов и кубом колонны стабильной жидкой фракции, подачи стабильной бензиновой фракции в ректификационную колонну с выделением верхом этой колонны жидкого дистиллята в качестве целевого продукта и кубом колонны фракции тяжелого остатка, где сепарацию продуктов контактирования осуществляют при температуре 150-220°С или при температуре, обеспечивающей содержание мольной доли жидкости в продуктах контактирования, равное 0,05-0,25, полученную при сепарации продуктов контактирования парогазовую фракцию подают в стабилизационную колонну и выделенную в ней стабильную бензиновую фракцию подают в ректификационную колонну совместно с жидкой фракцией, выделенной на стадии сепарации продуктов контактирования. Технический результат - снижение энергозатрат - количества тепла и хладагента, необходимых для разделения продуктов реакции. 3 з.п. ф-лы, 6 пр.

Наверх