RU2247702C2 - Способ получения олефиновых углеводородов - Google Patents
Способ получения олефиновых углеводородов Download PDFInfo
- Publication number
- RU2247702C2 RU2247702C2 RU2003109400/04A RU2003109400A RU2247702C2 RU 2247702 C2 RU2247702 C2 RU 2247702C2 RU 2003109400/04 A RU2003109400/04 A RU 2003109400/04A RU 2003109400 A RU2003109400 A RU 2003109400A RU 2247702 C2 RU2247702 C2 RU 2247702C2
- Authority
- RU
- Russia
- Prior art keywords
- temperature
- contact gas
- water
- hydrocarbons
- scrubber
- Prior art date
Links
- 229930195733 hydrocarbon Natural products 0.000 title claims abstract description 74
- JRZJOMJEPLMPRA-UHFFFAOYSA-N olefin Natural products CCCCCCCC=C JRZJOMJEPLMPRA-UHFFFAOYSA-N 0.000 title claims abstract description 12
- -1 olefin hydrocarbons Chemical class 0.000 title claims abstract description 11
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 title description 17
- XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N water Substances O XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims abstract description 66
- 150000002430 hydrocarbons Chemical class 0.000 claims abstract description 62
- 239000003054 catalyst Substances 0.000 claims abstract description 43
- 238000000034 method Methods 0.000 claims abstract description 37
- 238000001816 cooling Methods 0.000 claims abstract description 33
- 238000007906 compression Methods 0.000 claims abstract description 22
- 230000006835 compression Effects 0.000 claims abstract description 21
- 239000004215 Carbon black (E152) Substances 0.000 claims abstract description 19
- 238000009833 condensation Methods 0.000 claims abstract description 17
- 230000005494 condensation Effects 0.000 claims abstract description 17
- 239000012188 paraffin wax Substances 0.000 claims abstract description 15
- 239000000203 mixture Substances 0.000 claims abstract description 14
- 238000011084 recovery Methods 0.000 claims abstract description 14
- 238000010521 absorption reaction Methods 0.000 claims abstract description 7
- 238000010438 heat treatment Methods 0.000 claims abstract description 5
- 238000013021 overheating Methods 0.000 claims abstract description 5
- 238000006356 dehydrogenation reaction Methods 0.000 claims description 35
- 230000002262 irrigation Effects 0.000 claims description 32
- 238000003973 irrigation Methods 0.000 claims description 32
- 238000009835 boiling Methods 0.000 claims description 9
- 238000000926 separation method Methods 0.000 claims description 8
- 230000009102 absorption Effects 0.000 claims description 6
- 238000001704 evaporation Methods 0.000 claims description 6
- 238000004821 distillation Methods 0.000 claims description 4
- 230000008020 evaporation Effects 0.000 claims description 3
- 239000002994 raw material Substances 0.000 abstract description 15
- 230000006641 stabilisation Effects 0.000 abstract description 5
- 238000011105 stabilization Methods 0.000 abstract description 5
- 239000000126 substance Substances 0.000 abstract description 3
- 230000000694 effects Effects 0.000 abstract description 2
- 230000004075 alteration Effects 0.000 abstract 1
- 230000003247 decreasing effect Effects 0.000 abstract 1
- 230000018044 dehydration Effects 0.000 abstract 1
- 238000006297 dehydration reaction Methods 0.000 abstract 1
- 238000005194 fractionation Methods 0.000 abstract 1
- 239000003208 petroleum Substances 0.000 abstract 1
- 238000002360 preparation method Methods 0.000 abstract 1
- 238000009834 vaporization Methods 0.000 abstract 1
- 230000008016 vaporization Effects 0.000 abstract 1
- 239000007789 gas Substances 0.000 description 76
- NNPPMTNAJDCUHE-UHFFFAOYSA-N isobutane Chemical compound CC(C)C NNPPMTNAJDCUHE-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 28
- VQTUBCCKSQIDNK-UHFFFAOYSA-N Isobutene Chemical group CC(C)=C VQTUBCCKSQIDNK-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 18
- 239000002918 waste heat Substances 0.000 description 16
- 239000001282 iso-butane Substances 0.000 description 14
- QWTDNUCVQCZILF-UHFFFAOYSA-N isopentane Chemical compound CCC(C)C QWTDNUCVQCZILF-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 14
- 238000010586 diagram Methods 0.000 description 10
- IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N n-butane Chemical compound CCCC IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 8
- 239000001273 butane Substances 0.000 description 7
- AFABGHUZZDYHJO-UHFFFAOYSA-N dimethyl butane Natural products CCCC(C)C AFABGHUZZDYHJO-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 7
- OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N n-pentane Natural products CCCCC OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 7
- 230000008929 regeneration Effects 0.000 description 7
- 238000011069 regeneration method Methods 0.000 description 7
- 125000000383 tetramethylene group Chemical group [H]C([H])([*:1])C([H])([H])C([H])([H])C([H])([H])[*:2] 0.000 description 7
- 239000008235 industrial water Substances 0.000 description 6
- BKOOMYPCSUNDGP-UHFFFAOYSA-N 2-methylbut-2-ene Chemical group CC=C(C)C BKOOMYPCSUNDGP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 5
- JEAKTLDJVSMBKC-UHFFFAOYSA-N 2-methylpropane;2-methylprop-1-ene Chemical group CC(C)C.CC(C)=C JEAKTLDJVSMBKC-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- BZLVMXJERCGZMT-UHFFFAOYSA-N Methyl tert-butyl ether Chemical compound COC(C)(C)C BZLVMXJERCGZMT-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- 230000015572 biosynthetic process Effects 0.000 description 4
- 238000006243 chemical reaction Methods 0.000 description 4
- 238000005265 energy consumption Methods 0.000 description 4
- 238000010791 quenching Methods 0.000 description 4
- 230000000171 quenching effect Effects 0.000 description 4
- 238000003786 synthesis reaction Methods 0.000 description 4
- 150000001336 alkenes Chemical class 0.000 description 3
- 239000003795 chemical substances by application Substances 0.000 description 3
- IJGRMHOSHXDMSA-UHFFFAOYSA-N nitrogen Substances N#N IJGRMHOSHXDMSA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- 229910052757 nitrogen Inorganic materials 0.000 description 3
- QJGQUHMNIGDVPM-UHFFFAOYSA-N nitrogen group Chemical group [N] QJGQUHMNIGDVPM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- AWBIJARKDOFDAN-UHFFFAOYSA-N 2,5-dimethyl-1,4-dioxane Chemical compound CC1COC(C)CO1 AWBIJARKDOFDAN-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- KAKZBPTYRLMSJV-UHFFFAOYSA-N Butadiene Chemical compound C=CC=C KAKZBPTYRLMSJV-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- RRHGJUQNOFWUDK-UHFFFAOYSA-N Isoprene Chemical compound CC(=C)C=C RRHGJUQNOFWUDK-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N Propane Chemical compound CCC ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 230000002745 absorbent Effects 0.000 description 2
- 239000002250 absorbent Substances 0.000 description 2
- QQHSIRTYSFLSRM-UHFFFAOYSA-N alumanylidynechromium Chemical compound [Al].[Cr] QQHSIRTYSFLSRM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 239000000428 dust Substances 0.000 description 2
- 238000000895 extractive distillation Methods 0.000 description 2
- 239000003546 flue gas Substances 0.000 description 2
- 238000004886 process control Methods 0.000 description 2
- 230000000087 stabilizing effect Effects 0.000 description 2
- UGFAIRIUMAVXCW-UHFFFAOYSA-N Carbon monoxide Chemical compound [O+]#[C-] UGFAIRIUMAVXCW-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000002826 coolant Substances 0.000 description 1
- 238000003795 desorption Methods 0.000 description 1
- 238000009826 distribution Methods 0.000 description 1
- 238000005516 engineering process Methods 0.000 description 1
- 150000002148 esters Chemical class 0.000 description 1
- 238000009434 installation Methods 0.000 description 1
- 238000002955 isolation Methods 0.000 description 1
- 239000007788 liquid Substances 0.000 description 1
- 229940057995 liquid paraffin Drugs 0.000 description 1
- 150000005673 monoalkenes Chemical class 0.000 description 1
- 238000005192 partition Methods 0.000 description 1
- JTJMJGYZQZDUJJ-UHFFFAOYSA-N phencyclidine Chemical class C1CCCCN1C1(C=2C=CC=CC=2)CCCCC1 JTJMJGYZQZDUJJ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000001294 propane Substances 0.000 description 1
- 239000010802 sludge Substances 0.000 description 1
- 239000002002 slurry Substances 0.000 description 1
- 229920003051 synthetic elastomer Polymers 0.000 description 1
- 239000005061 synthetic rubber Substances 0.000 description 1
Landscapes
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
Abstract
Использование: нефтехимия. Сущность: проводят дегидрирование парафиновых углеводородов в присутствии катализатора. Способ включает приготовление смеси из прямого и рециклового потоков парафиновых углеводородов, ее испарение, нагрев паров и их перегрев в печи перед подачей в реактор, охлаждение контактного газа в котле-утилизаторе и в скруббере орошением водой, с использованием двух циркуляционных контуров, имеющих различную температуру воды, и воздушного охлаждения воды, последующее компримирование контактного газа в три ступени с промежуточной конденсацией, конденсацию, абсорбцию несконденсировавших углеводородов и выделение парафин-олефиновой фракции ректификацией полученного углеводородного конденсата. Стабилизируют температуру контактного газа, подаваемого на компримирование, на заданном уровне путем изменения температуры контактного газа на входе в скруббер орошения и температуры циркуляционной воды, подаваемой в верхнюю часть скруббера орошения, причем указанную циркуляционную воду охлаждают в зависимости от температуры контактного газа на входе в скруббер орошения в одну или две ступени и температуру циркуляционной воды изменяют как с использованием воздушного охлаждения, так и без него. Технический результат: снижение потерь сырья и катализатора, повышение эффективности использования теплоты контактного газа и стабилизация процесса. 1 з.п. ф-лы, 1 ил.
Description
Изобретение относится к области получения олефиновых углеводородов дегидрированием парафиновых углеводородов на катализаторе, используемых для процессов синтеза изопрена, эфиров, изобутилена или других продуктов, и может быть применено в нефтехимической промышленности.
Известен способ дегидрирования парафинов в моноолефины путем пропускания паров бутана, изобутана, изопентана через слой алюмохромового катализатора, находящегося в состоянии псевдожижения, при температуре 530-590°С, включающий регенерацию катализатора при 640-650°С, улавливание катализаторной пыли из контактного газа и газов регенерации, охлаждение последних с использованием котлов-утилизаторов за счет испарения воды и вывода водяного пара в сеть, дальнейшее охлаждение контактного газа до 60-70°С в скруббере, орошаемом циркуляционной водой, охлаждаемой в холодильнике, и компримирование до 1,3 МПа, конденсацию, абсорбцию несконденсировавшихся углеводородов и выделение парафин-олефиновой фракции из углеводородного конденсата ректификацией [Н.Н.Лебедев. Химия и технология основного органического и нефтехимического синтеза, Издательство “Химия”, М., 1988, с.468-47].
Недостатком известного способа является высокая температура контактного газа на всасе компрессора, что затрудняет его работу, снижает производительность, а также неэффективное использование теплоты контактного газа и газов регенерации катализатора, значительные удельные потери сырья и катализатора.
Кроме того, при увеличении нагрузок на реактор по сырью завышение температуры контактного газа приводит к увеличению давления в реакторе, снижению селективности процесса дегидрирования парафиновых углеводородов и к нарушению скорости циркуляции катализатора. Получение же водяного пара в котле-утилизаторе только давлением 1,3 МПа способствует увеличению количества теплоты, снимаемого при охлаждении контактного газа в скруббере орошения и завышению температуры контактного газа на всасе компрессора. Все это связано с недостаточным запасом управления, небольшим числом управляющих воздействий в системе охлаждения контактного газа, то есть практически в качестве канала управления используют только воздействие на расход промышленной воды, подаваемой на охлаждение в холодильнике циркуляционной воды, вводимой в скруббер охлаждения.
Наиболее близким по своей технической сущности к предлагаемому способу получения олефиновых углеводородов является способ дегидрирования парафиновых углеводородов в кипящем слое катализатора, заключающийся в испарении смеси прямого и рециклового парафинового углеводорода в испарителе при температуре 45-50°С и давлении 0,6 МПа, нагреве в перегревателе до 60-70°С и в последующем нагреве в закалочных змеевиках реактора за счет теплоты контактного газа до 150°С и перегреве до 550°С в печи за счет теплоты дымового газа, в направлении перегретых паров сырья в реактор с циркулирующим в системе реактор-регенератор катализатором и проведении дегидрирования парафиновых углеводородов при 530-590°С и объемной скорости подачи сырья 120-180 ч-1 и давлении в реакторе 0,125-0,15 МПа, включающий также охлаждение полученного контактного газа в котле-утилизаторе до 300-400°С и в тарельчатом скруббере, орошаемом водой, и разделенном на две секции, до температуры 40-50°С, вода, подаваемая на верхнюю часть скруббера, охлаждается в холодильнике до 35°С, в среднюю часть скруббера циркуляционную воду подают без дополнительного охлаждения с температурой 70-90°С, далее охлажденный контактный газ после сепарации от капель воды направляют на всас компрессора, где компримируют его до 1,18-1,28 МПа, на конденсацию, абсорбцию несконденсировавшихся газов и выделение парафино-олефиновой фракции углеводородов ректификацией полученного углеводородного конденсата с последующим разделением фракции методом экстрактивной ректификации или связывания с другим веществом и возвратом парафиновых углеводородов в виде рецикла на дегидрирование [П.А.Кирпичников, В.В.Береснев, Л.М.Попова. Альбом технологических схем производств промышленности синтетического каучука. Л., “Химия”, 1986, с.8-16,70-74].
Недостатком данного способа также является снижение производительности процесса компримирования при повышении температуры контактного газа, неэффективное использование теплоты контактного газа, при котором съем водяного пара снижается на 0,1-0,2 Гкал/т олефиновых углеводородов.
Учитывая монополию на сырье и сильную конкуренцию, ценообразование, диктуемое рыночными условиями, на современном этапе появляется необходимость работы в широком интервале нагрузок по сырью на реактор дегидрирования. Достижение оптимальных условий работы, обеспечивающих наилучшие показатели, становится проблематичным.
Появляется необходимость расширения области управления процессом, что может каким-то образом компенсировать или значительно уменьшить потери сырья и катализатора, что особенно характерно при быстром увеличении нагрузок по сырью. Такое увеличение сразу приводит к повышению давления в реакторе и к увеличению температуры контактного газа на всасе компрессора, что тормозит наращение мощности по целевому продукту, снижает селективность процесса, увеличивает унос катализатора.
Так, при увеличении нагрузки в 1,5 раза от оптимальной температура контактного газа на всасе компрессора увеличивается на 15-20°С. Снижение же температуры контактного газа за счет изменения съема теплоты в котле-утилизаторе очень неэффективно, так как давление пара в паросборнике стабилизируют на уровне 1,3 МПа. Существующий один канал управления - “температура циркуляционной воды в верхнюю часть скруббера орошения” - не позволяет оперативно применять необходимые меры. В этой связи появляется необходимость в быстром снижении температуры контактного газа, в уменьшении гидравлического сопротивления при его транспортировке. Следовательно, известный способ получения олефиновых углеводородов не позволяет достичь оптимального управления в широкой области нагрузок по сырью из-за отсутствия необходимого количества каналов управления и расширение области управления процессом является актуальной задачей.
Целью изобретения является снижение потерь сырья и катализатора, повышение эффективности использования теплоты контактного газа и стабилизация процесса.
Указанная цель достигается тем, что в известном способе получения олефиновых углеводородов в присутствии катализатора, включающем приготовление смеси из прямого и рециклового потоков парафиновых углеводородов, ее испарение, нагрев полученных паров за счет теплоты контактного газа и их перегрев в печи перед подачей в реактор дегидрирования, включающем также охлаждение контактного газа в котле-утилизаторе за счет испарения водяного конденсата и в скруббере орошения водой с использованием двух циркуляционных контуров, нижнего и верхнего, имеющих различную температуру воды, и воздушного охлаждения воды в верхнем контуре, последующее компримирование контактного газа в три ступени с промежуточной конденсацией, конденсацию, абсорбцию несконденсировавшихся углеводородов и выделение парафин-олефиновой фракции ректификацией полученного углеводородного конденсата, - стабилизируют температуру контактного газа, подаваемого на компримирование, на заданном уровне путем изменения температуры контактного газа на входе в скруббер орошения и температуры циркуляционной воды, подаваемой в верхнюю часть скруббера орошения, причем указанную циркуляционную воду охлаждают в зависимости от температуры контактного газа на входе в скруббер орошения в одну или в две ступени и температуру циркуляционной воды изменяют как с использованием воздушного охлаждения, так и без него.
В зависимости от заданного значения температуры контактного газа, подаваемого на компримирование, выдерживают степень конденсации тяжелокипящих углеводородов в промежуточных холодильниках ступеней компрессора в пределах от 0,5 до 5,0 мас.%.
В отличие от известного способа предлагаемый способ получения олефиновых углеводородов позволяет за счет стабилизации температуры контактного газа, подаваемого на компримирование на заданном уровне, стабилизировать давление в реакторе дегидрирования для нагрузок по сырью в широких пределах, увеличить селективность процесса дегидрирования, снизить удельный расход катализатора и более эффективно использовать теплоту контактного газа, а также осуществить его охлаждение при минимальных расходах электроэнергии. Это становится возможным благодаря использованию двух каналов управления одновременно, в частности изменения температуры контактного газа перед скруббером орошения путем варьирования выработкой водяного пара в котлах-утилизаторах с различными параметрами, а также изменения температуры циркуляционной воды, подаваемой в верхнюю часть скруббера орошения, путем ее охлаждения в одну или в две ступени с использованием воздушного охлаждения или без него. Благодаря такому управлению увеличивают селективность процесса более чем на 1 мас.%, снижают удельный расход катализатора на 1-2 кг/т олефиновых углеводородов, дополнительно вырабатывают пар в количестве не менее 0,1 Гкал/т олефиновых углеводородов и уменьшают расход электроэнергии не менее чем на 0,5 кВтч/т целевого продукта. Кроме того, стабилизируют работу компрессора и повышают выработку олефиновых углеводородов на 15-20%.
Предлагаемый способ осуществляют по приведенной на чертеже схеме следующим образом.
Пары парафиновых углеводородов из испарителя направляют в перегреватель, закалочные змеевики и перегревательную печь (на схеме не показаны) и с температурой 520-550°С подают по линии 1 под распределительную решетку 2 реактора 3 для дегидрирования углеводородов. Катализатор в реактор 3 вводят по катализаторопроводу 4 из регенератора 5. Полученный контактный газ охлаждают парами исходного сырья в закалочных змеевиках реактора 3, затем очищают от катализаторной пыли в группе циклонов (на схеме не показано) и выводят по линии 6 в котел-утилизатор 7, где контактный газ используют в качестве теплоносителя при получении водяного пара давлением 1,3 МПа, затем направляют по линии 8 в котел-утилизатор 9, где вырабатывают водяной пар давлением 0,55-0,65 МПа, либо в холодильник (на схеме не показан), где охлаждают промышленной водой либо паровым конденсатом.
При необходимости после котлов-утилизаторов 7 и 9 устанавливают еще дополнительный холодильник. Контактный газ, охлажденный до температуры 125-180°С, по линии 10 направляют в скруббер орошения 11, предпочтительно тарельчатого типа. Скруббер орошения 11 разделяют глухой перегородкой на две части, нижнюю и верхнюю. В нижней части контактный газ охлаждают циркуляционной водой нижнего контура, выводимой по линии 12 на всас насоса 13, которым по линии 14 направляют воду в верхнюю зону нижней части скруббера 11. Воду из куба верхней части скруббера, выводимую непосредственно с глухой тарелки, подают по линии 15 сначала в холодильник воздушного охлаждения 16, затем насосом 17 по линии 18 через теплообменник 19 направляют в верхнюю зону верхней части скруббера 11. Теплообменник 19 охлаждают промышленной водой. Охлажденный контактный газ по линии 20 через сепаратор 21 и далее по линии 22 подают в трехступенчатый компрессор 23, а катализаторный шлам по линии 24 выводят на переработку известным способом.
В отличие от известного способа в котле-утилизаторе 9 вырабатывают водяной пар низких параметров давлением 0,55-0,65 МПа. При необходимости водяной пар таких параметров и даже давлением до 0,35 МПа могут вырабатывать в одном котле-утилизаторе. Кроме того, контактный газ после котлов-утилизаторов могут охлаждать в дополнительно установленном теплообменнике. Последний при необходимости устанавливают вместо второго котла-утилизатора 9 (на схеме не показано) или после него. Благодаря этому в отличие от известного способа получения олефинов создают полноценный канал управления “изменение температуры контактного газа на входе в скруббер орошения”, который позволяет путем изменения съема водяного пара параметров 0,55-0,65 МПа и/или подачи промышленной воды на теплообменник, установленный после котлов-утилизаторов, осуществлять изменения температуры контактного газа в широких пределах, например от 300 до 125°С, на входе в скруббер орошения.
С другой стороны, установка и использование холодильника воздушного охлаждения 16 в отличие от известного способа позволяет изменять температуру циркуляционной воды, подаваемой по линии 18 в верхнюю часть скруббера орошения в пределах 20-40°С. В зависимости от температуры контактного газа, которую выдерживают, предпочтительно, в пределах 125-180°С на входе в скруббер орошения 11, циркуляционную воду, подаваемую в верхнюю часть скруббера орошения, охлаждают в одну либо в две ступени, то есть либо при работе только холодильника 19 (например, при температуре контактного газа 125-150°С на входе в скруббер орошения), либо при одновременной работе холодильников 16 и 19. Температуру циркуляционной воды в этом случае изменяют как без использования воздушного охлаждения, так и с ним. Целесообразно в зимний период работать без холодильника воздушного охлаждения, в летний период с указанным холодильником. В зимний период этот холодильник используют только при максимально возможных нагрузках.
В результате использования предлагаемого способа получения олефиновых углеводородов применение двух каналов управления позволяет расширить область управления и стабилизировать температуру контактного газа, подаваемого на компримирование, на заданном уровне в пределах 20-40°С. Охлажденный до температуры 20-40°С контактный газ после первой ступени компрессора 23, подогреваясь до 45-55°С, направляют по линии 24 в промежуточный холодильник 25, охлаждаемый промышленной водой, подаваемой по линии 26. Охлажденный контактный газ по линии 27 через сепаратор 28 и далее по линии 29 подают во вторую ступень компрессора 23. Сконденсированные тяжелокипящие углеводороды и воду выводят из сепаратора 28 по линии 30 на переработку, например в скруббер орошения 11 либо после отстоя, что предпочтительнее, в кубовую часть колонны выделения парафино-олефиновой фракции из углеводородного конденсата (на схеме не показано). Сжатый до 0,55-0,65 МПа контактный газ со второй ступени компрессора 23 по линии 31 направляют в холодильник 32, охлаждаемый промышленной водой, подаваемой по линии 33, затем по линии 34 через сепаратор 35 выводят по линии 36 в третью ступень компрессора, где дожимают до давления 1,3 МПа и с температурой 90°С выводят на конденсацию. Сконденсированные после второй ступени компримирования углеводороды выводят по линии 37 также в скруббер орошения 11 либо, предпочтительно, в кубовую часть колонны выделения парафино-олефиновой фракции углеводородов (на схеме не показано).
Степень конденсации тяжелокипящих углеводородов, содержащихся в контактном газе, в промежуточных холодильниках между ступенями компрессора выдерживают в пределах от 0,5 до 5,0 мас.%.
В отличие от известного способа этим стабилизируют работу компрессора и за счет снижения температуры контактного газа на всасе компрессора увеличивают плотность газа, а следовательно, и производительность компрессора, исключают вибрацию.
Суммарной степени конденсации 0,5-5,0 мас.% при необходимости достигают за счет увеличения поверхности холодильников 25 и 32 либо за счет установки дополнительных холодильников.
Контактный газ на основную конденсацию подают по линии 38 в конденсаторы 39 и 40, охлаждаемые соответственно водой и жидким парафиновым углеводородом или фракцией, а при наличии и жидким пропаном. Неабсорбированный контактный газ по линии 41 выводят на абсорбцию холодным абсорбентом (на схеме не показано), а углеводородный конденсат по линиям 42 и 43 подают в емкость 44, откуда насосом 45 по линии 46 направляют в колонну стабилизации 47, где отгоняют углеводороды С2-С3, затем по линии 48 подают в колонну 49 для выделения парафино-олефиновой фракции. В колонну 47 теплоту подводят при помощи выносного кипятильника 50, обогреваемого водяным паром с давлением 0,6 МПа, подаваемым по линии 51 из котла-утилизатора 9. Фракцию углеводородов С2-С3, отогнанную в колонне стабилизации 47, направляют по линии 52 для сжигания в печи для перегрева паров парафиновых углеводородов, подаваемых на дегидрирование либо по другому известному способу. Отогнанную из колонны 49 парафино-олефиновую фракцию выводят по линии 53 на извлечение олефиновых углеводородов экстрактивной ректификацией или химическим связыванием, а тяжелокипящие углеводороды из кубовой части колонны по линии 54 направляют на абсорбцию несконденсировавшихся углеводородов (на схеме не показано). В колонну 49 теплоту подводят при помощи выносного теплообменника 55, обогреваемого водяным паром, подаваемым по линии 51.
Десорбцию углеводородов из абсорбента (на схеме не показано) осуществляют за счет теплоты, подводимой с водяным паром давлением 1,3 МПа, вырабатываемым котлом-утилизатором 7 и подаваемым по линии 56.
Давление в колонне 47 выдерживают в пределах 1,75-1,800 МПа, температуру верха - 60-70°С, температуру кубовой части - 100-110°С. Давление в колонне 49 выдерживают в пределах 0,60-0,65 МПа, температуру верха - 50-55°С, температуру в кубовой части 80-85°С.
Катализатор на регенерацию выводят по катализаторопроводу 57, а дымовые газы из регенератора направляют по линии 58 в котел-утилизатор (на схеме не показано).
В отличие от известного способа получения олефиновых углеводородов предлагаемым способом за счет эффективного использования теплоты контактного газа и его охлаждения при помощи изменения как температуры газа на входе в скруббер охлаждения, так и путем оперативного изменения температуры циркуляционной воды в верхнюю часть скруббера, а также за счет увеличенной конденсации тяжелокипящих углеводородов еще на стадии компримирования обеспечивают снижение удельного расхода электроэнергии, увеличение съема пара на 0,20-0,25 Гкал/т олефинов, уменьшение на 1,5-3,0 кг/т олефинов расхода катализатора и повышение производительности.
Способ иллюстрируют следующие примеры.
Пример 1
Изобутилен получают дегидрированием изобутана по известному способу на катализаторе ИМ-2201 при температуре 580°С и давлении в реакторе 0,135 МПа (0,35 ати), регенерацию катализатора проводят при 640°С и давлении 0,125 МПа (0,25 ати). В качестве исходного сырья используют смесь прямого и рециклового потоков парафиновых углеводородов (шихты) состава, мас. %: изобутана - 97,9; изобутилена - 1,2; углеводородов С3 и н.-бутана - 0,9. Десорбирующий агент - азот. Подпитка свежего катализатора - 1% от массы сырья. На охлаждении контактного газа установлен один котел-утилизатор, который вырабатывает водяной пар давлением 1,3 МПа. Далее контактный газ охлаждают в скруббере орошения с двумя циркуляционными контурами воды и теплообменником в верхнем контуре, охлаждаемым промышленной оборотной водой. Компримирование осуществляют в трехступенчатом компрессоре, конденсируют в двух последовательно соединенных теплообменниках. Изобутан-изобутиленовую фракцию выделяют из углеводородного конденсата и подают на синтез диметилдиоксана и метилтретбутилового эфира. Возвратный изобутан возвращают на приготовление смеси углеводородов, подаваемой на дегидрирование
| Основные показатели процесса: | |
| Расход углеводородной шихты на реактор дегидрирования, т/ч | 28,0 |
| Температура перегрева паров сырья, °С | 540 |
| Температура процесса дегидрирования,°С | |
| на верхней решетке реактора | 580 |
| на средней решетке реактора | 560 |
| на нижней решетке реактора | 555 |
| Температура контактного газа после закалочного змеевика,°С | 480 |
| Температура контактного газа после котла-утилизатора, °С | 300 |
| Выходы изобутилена, мас.%: | |
| на пропущенную фракцию iC4 | 37,1 |
| на разложенную фракцию iC4 | 81,3 |
| Конверсия, % | 45,6 |
| Температура циркуляционной воды, подаваемой на верхнюю | |
| часть скруббера орошения,°С | 37 |
| Температура контактного газа, подаваемого на | |
| компримирование, °С | 45 |
| Расход катализатора, кг/т изобутилена | 23,5 |
| Расход изобутана с учетом потерь при выделении изобутан- | |
| изобутиленовой фракции, т/т изобутилена | 1,267 |
| Расход изобутана на 1 т изобутилена непосредственно на | |
| дегидрировании, т | 1,230 |
| Выработка водяного пара котлом-утилизатором, Гкал/т | |
| изобутилена | 0,196 |
| Расход электроэнергии на охлаждение контактного газа, кВтч/т | 14,6 |
| изобутилена |
Примеры 2-4
Изобутилен получают дегидрированием изобутана по предлагаемому способу на катализаторе ИМ-2201. В качестве исходного сырья используют смесь прямого и рециклового потоков парафиновых углеводородов состава, мас. %: изобутана - 97,9; изобутилена - 1,2; углеводородов С3 и н. бутана - 0,9. Десорбирующий агент - азот. Подпитка свежего катализатора - 1% от массы сырья. Охлаждение контактного газа осуществляют в двух последовательно соединенных котлах-утилизаторах: в первом по ходу газа вырабатывают водяной пар давлением 1,3 МПа, во втором котле вырабатывают водяной пар давлением 0,55-0,65 МПа. Температура контактного газа после котлов-утилизаторов изменяют в пределах 180-210°С, температуру циркуляционной воды в верхнюю часть скруббера орошения изменяют в пределах от 20 до 40°С путем охлаждения воздухом и/или промышленной оборотной водой с использованием двух циркуляционных контуров. Компримирование осуществляют в трехступенчатом компрессоре при суммарной степени конденсации тяжелокипящих углеводородов, равной 0,5-5,0 мас.%. Сжатый контактный газ конденсируют, неабсорбировавшиеся углеводороды подают на систему абсорбер-десорбер, а углеводородный конденсат после отделения от тяжелокипящих углеводородов направляют на синтез диметилдиоксана и метилтретбутилового эфира. Возвратный изобутан в виде рецикла подают на приготовление смеси углеводородов для дегидрирования (шихты), состоящей из исходной изобутановой фракции - прямого потока и рециклового потока изобутана, которую затем направляют на дегидрирование. Производимый в котле-утилизаторе водяной пар давлением 1,3 МПа подают на обогрев десорбера, а пар давлением 0,55-0,65 МПа направляют на обогрев колонн стабилизации и выделения изобутан-изобутиленовой фракции.
| Основные показатели процесса: | |||
| Степень конденсации тяжелокипящих углеводородов при компримировании, мас.% | |||
| 5,0 | 2,75 | 0,5 | |
| пример 2 | пример 3 | пример 4 | |
| Расход углеводородной шихты на | |||
| реактор дегидрирования, т/ч | 30,0 | 33,5 | 38,0 |
| Температура перегрева паров сырья,°С | 544 | 542 | 542 |
| Температура процесса дегидрирования, | |||
| °С | |||
| на верхней решетке | 582 | 581 | 581 |
| на средней решетке | 561 | 561 | 562 |
| на нижней решетке | 556 | 556 | 556 |
| Давление в реакторе, МПа | 0,125 | 0,130 | 0,135 |
| Температура контактного газа после | |||
| закалочного змеевика, °С | 482 | 485 | 489 |
| Температура регенерации катализатора, | |||
| °С | 645 | 647 | 648 |
| Давление в регенераторе, МПа | 0,125 | 0,125 | 0,127 |
| Температура контактного газа после | |||
| котлов-утилизаторов, °С | 180 | 195 | 210 |
| Выходы изобутилена, мас.% | |||
| на пропущенную фракцию iC4 | 38,2 | 38,1 | 38,0 |
| на разложенную фракцию iC4 | 82,7 | 82,5 | 82,3 |
| Конверсия, % | 46,2 | 46,2 | 46,2 |
| Температура циркуляционной воды, | |||
| подаваемой на верхнюю часть скруббера | |||
| орошения,°С | 15*) | 25 | 35 |
| Заданное значение температуры | |||
| контактного газа, подаваемого на | |||
| компримирование, °С | 20*) | 30 | 40 |
| Расход катализатора, кг/т изобутилена | 20,0 | 19,6 | 19,0 |
| Расход изобутана с учетом потерь при | |||
| выделении изобутан-изобутиленовой | |||
| фракции, т/т изобутилена | 1,245 | 1,249 | 1,250 |
| Расход изобутана на 1 т изобутилена | |||
| непосредственно на дегидрировании, т | 1,209 | 1,212 | 1,215 |
| Выработка водяного пара двумя | |||
| котлами-утилизаторами, Гкал/т изобутилена | 0,319 | 0,307 | 0,296 |
| Расход электроэнергии на охлаждение | |||
| контактного газа,кВтч/т изобутилена | 19,8 | 11,9 | 10,5 |
| *) в зимнее время |
Как видно из примеров 2-4, использование предлагаемого способа позволяет за счет варьирования температуры контактного газа на входе в скруббер орошения и температуры циркуляционной воды, подаваемой в верхнюю часть скруббера орошения, повысить на 23,0% производительность по целевому продукту, снизить расход катализатора, уменьшить затраты энергоресурсов и снизить на 17-22 кг/т изобутилена расход изобутана.
Примеры 5-7
Дегидрирование изопентана проводят по известному (пример 5) и предлагаемому (примеры 6-7) способам на алюмохромовом катализаторе ИМ-2201. Десорбирующий агент - азот. Подпитка свежего катализатора составляла 0,8% от подаваемого сырья. Состав шихты (смеси прямого и рециклового потоков), мас.%: изопентана - 98,1; изоамиленов - 1,4; углеводородов С4 - 0,5.
| Основные показатели процесса: | |||
| пример 5 известный способ | пример 6 | пример 7 | |
| предлагаемый способ | |||
| Расход углеводородной шихты на | |||
| дегидрирование, т/ч | 38,0 | 46,0 | 43,0 |
| Температура перегрева паров | |||
| изопентана,°С | 510 | 510 | 520 |
| Температура процесса дегидрирования, | |||
| °С | 535 | 535 | 540 |
| Давление в реакторе, МПа | 0,142 | 0,135 | 0,140 |
| Температура регенерации катализатора, | |||
| °С | 610 | 610 | 615 |
| Давление в регенераторе, МПа | 0,132 | 0,132 | 0,135 |
| Температура контактного газа,°С | |||
| после закалочного змеевика | 480 | 495 | 490 |
| после котла-утилизатора | 300 | - | - |
| после двух котлов-утилизаторов | - | 180 | - |
| после двух котлов и холодильника | - | - | 125 |
| Выходы изоамиленов, маc.% | |||
| на пропущенную фракцию | 29,2 | 30,7 | 30,7 |
| на разложенную фракцию | 69,1 | 71,2 | 70,9 |
| Конверсия,% | 42,3 | 43,1 | 43,3 |
| Температура циркуляционной воды, | |||
| подаваемой на верхнюю часть | |||
| скруббера, °С | |||
| при охлаждении в одну ступень (без | |||
| воздушного холодильника) при помощи | |||
| теплообменника, охлаждаемого пром- | |||
| водой | 50 | 30 | |
| при охлаждении в две ступени | |||
| (воздушный холодильник, затем в | |||
| теплообменнике, охлаждаемом промво- | |||
| дой): | |||
| в летнее время | - | 23 | - |
| в зимнее время | - | 15 | - |
| Температура контактного газа, | |||
| подаваемого на компримирование,°С | 55 | 20-28 | 35 |
| Расход катализатора, кг/т изоамиленов | 21,0 | 17,6 | 18,5 |
| Расход изопентана, кг/т изоамиленов: | |||
| с учетом потерь при выделении | |||
| фракции | 1,487 | 1,445 | 1,450 |
| непосредственно на дегидрировании | 1,447 | 1,405 | 1,410 |
| Выработка водяного пара, Гкал/т | |||
| изоамиленов | 0,233 | 0,378 | 0,391 |
| Расход электроэнергии на охлаждение | |||
| контактного газа, кВтч/т, изоамиленов | 13,5 | 16,0 | 11,4 |
Как видно из примеров, использование предлагаемого способа при дегидрировании изопентана позволяет увеличить производительность по изоамиленам на 11,9-12,7%, уменьшает потери изопентана на 37-42 кг/т изоамиленов, увеличивает съем водяного пара на 0,14-0,16 Гкал/т изоамиленов при практически равных затратах электроэнергии, а также снижает расход катализатора на 2,5-3,4 кг/т изоамиленов.
Примеры 8-10
Дегидрирование бутана осуществляют по предлагаемому способу на катализаторе ИМ-2201.
| Основные показатели процесса | |||
| пример 8 | пример 9 | пример 10 | |
| Расход углеводородной шихты на | |||
| дегидрирование, т/ч | 25,0 | 35,0 | 45,0 |
| Температура перегрева паров бутана,°С | 545 | 545 | 542 |
| Температура процесса дегидрирования, | |||
| °С | 560 | 558 | 555 |
| Давление в реакторе, МПа | 0,130 | 0,135 | 0,141 |
| Температура регенерации катализатора, | |||
| °С | 625 | 630 | 635 |
| Температура контактного газа на входе | |||
| в скруббер орошения, °С | 180 | 155 | 125 |
| Температура циркуляционной воды, | |||
| подаваемой в верхнюю часть скруббера | |||
| орошения,°С | 25 | 23 | 20 |
| Температура контактного газа, | |||
| подаваемого на компримирование,°С | 30 | 30 | 30 |
| Охлаждение контактного газа, подаваемого в скруббер орошения | в двух котлах | в двух котлах | в двух котлах и теплообменнике |
| Давление вырабатываемого водяного | |||
| пара, МПа | 1,3 и 0,65 | 1,3 и 0,60 | 1,3 и 0,55 |
| Расход парового конденсата в | |||
| теплообменник на охлаждение | |||
| контактного газа, м3/ч | - | - | 100 |
| Охлаждение циркуляционной воды, подаваемой в верхнюю часть скруббера орошения | в теплообменнике 19 | в теплообменнике 19 | в теплообменнике 19 и воздушном холодильнике 16 |
| Выходы бутиленов и бутадиена, мас. %: | |||
| на пропущенный бутан и бутилены | 35,8 | 36,3 | 36,1 |
| на разложенный бутан и бутилены | 76,7 | 77,1 | 77,8 |
| Конверсия, % | 46,7 | 47,1 | 46,4 |
| Расход катализатора, кг/т бутиленов | 20,5 | 19,1 | 18,3 |
| Расход бутана, кг/т бутиленов | |||
| с учетом потерь при выделении | 1,339 | 1,332 | 1,318 |
| непосредственно на дегидрировании | 1,303 | 1,297 | 1,285 |
| Выработка водяного пара, Гкал/т | |||
| бутиленов | 0,313 | 0,358 | 0,332 |
| Расход электроэнергии на охлаждение | |||
| контактного газа, кВтч/т бутиленов | 16,8 | 11,8 | 13,8 |
Как видно из примеров, стабилизация температуры контактного газа, подаваемого на компримирование, позволяет в широком диапазоне изменения нагрузок эффективно осуществлять процесс дегидрирования парафиновых углеводородов и получать олефиновый углеводород с высокими технико-экономическими показателями.
Приведенные примеры подтверждают эффективность предлагаемого способа получения олефиновых углеводородов, снижают потери сырья и катализатора, увеличивают производительность по целевому продукту.
Claims (2)
1. Способ получения олефиновых углеводородов дегидрированием парафиновых углеводородов в присутствии катализатора, включающий приготовление смеси из прямого и рециклового потоков парафиновых углеводородов, ее испарение, нагрев полученных паров за счет теплоты контактного газа и их перегрев в печи перед подачей в реактор дегидрирования, включающий также охлаждение контактного газа в котле-утилизаторе за счет испарения водного конденсата и в скруббере орошения водой с использованием двух циркуляционных контуров, нижнего и верхнего, имеющих различную температуру воды, и воздушного охлаждения воды в верхнем контуре, последующее компримирование контактного газа в три ступени с промежуточной конденсацией, конденсацию, абсорбцию несконденсировавшихся углеводородов и выделение парафин-олефиновой фракции ректификацией полученного углеводородного конденсата, отличающийся тем, что стабилизируют температуру контактного газа, подаваемого на компримирование, на заданном уровне путем изменения температуры контактного газа на входе в скруббер орошения и температуры циркуляционной воды, подаваемой в верхнюю часть скруббера орошения, причем указанную циркуляционную воду охлаждают в зависимости от температуры контактного газа на входе в скруббер орошения в одну или в две ступени и температуру циркуляционной воды изменяют как с использованием воздушного охлаждения, так и без него.
2. Способ по п.1, отличающийся тем, что в зависимости от заданного значения температуры контактного газа, подаваемого на компримирование, выдерживают степень конденсации тяжелокипящих углеводородов в промежуточных холодильниках ступеней компрессора в пределах от 0,5 до 5,0 мас.%.
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2003109400/04A RU2247702C2 (ru) | 2003-04-03 | 2003-04-03 | Способ получения олефиновых углеводородов |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2003109400/04A RU2247702C2 (ru) | 2003-04-03 | 2003-04-03 | Способ получения олефиновых углеводородов |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| RU2003109400A RU2003109400A (ru) | 2004-10-27 |
| RU2247702C2 true RU2247702C2 (ru) | 2005-03-10 |
Family
ID=35364883
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| RU2003109400/04A RU2247702C2 (ru) | 2003-04-03 | 2003-04-03 | Способ получения олефиновых углеводородов |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| RU (1) | RU2247702C2 (ru) |
Cited By (3)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2556214C1 (ru) * | 2011-11-18 | 2015-07-10 | Юоп Ллк | Способы и устройства для производства олефина |
| RU2678094C1 (ru) * | 2018-11-21 | 2019-01-23 | Акционерное общество "Специальное конструкторско-технологическое бюро "Катализатор" | Рекуперация тепла в процессах дегидрирования парафиновых углеводородов |
| CN117619453A (zh) * | 2022-08-18 | 2024-03-01 | 中石化宁波工程有限公司 | 一种节能节水型丙烷脱氢催化剂再生系统及方法 |
Citations (3)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US4902849A (en) * | 1989-02-06 | 1990-02-20 | Phillips Petroleum Company | Dehydrogenation process |
| US5600052A (en) * | 1994-05-02 | 1997-02-04 | Uop | Process and apparatus for controlling reaction temperatures |
| RU2095337C1 (ru) * | 1996-03-13 | 1997-11-10 | Товарищество с ограниченной ответственностью Промышленная компания "Экоресурс" | Способ управления циклическим процессом дегидрирования |
-
2003
- 2003-04-03 RU RU2003109400/04A patent/RU2247702C2/ru not_active IP Right Cessation
Patent Citations (3)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US4902849A (en) * | 1989-02-06 | 1990-02-20 | Phillips Petroleum Company | Dehydrogenation process |
| US5600052A (en) * | 1994-05-02 | 1997-02-04 | Uop | Process and apparatus for controlling reaction temperatures |
| RU2095337C1 (ru) * | 1996-03-13 | 1997-11-10 | Товарищество с ограниченной ответственностью Промышленная компания "Экоресурс" | Способ управления циклическим процессом дегидрирования |
Non-Patent Citations (1)
| Title |
|---|
| КИРПИЧНИКОВ П.А. и др. Альбом технологических схем производств промышленности синтетического каучука. Л., Химия, 1986,с.8-16, 70-74. * |
Cited By (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2556214C1 (ru) * | 2011-11-18 | 2015-07-10 | Юоп Ллк | Способы и устройства для производства олефина |
| RU2678094C1 (ru) * | 2018-11-21 | 2019-01-23 | Акционерное общество "Специальное конструкторско-технологическое бюро "Катализатор" | Рекуперация тепла в процессах дегидрирования парафиновых углеводородов |
| WO2020106177A1 (ru) * | 2018-11-21 | 2020-05-28 | Акционерное общество "Специальное конструкторско-технологическое бюро "Катализатор" | Рекуперация тепла в процессах дегидрирования парафиновых углеводородов |
| CN117619453A (zh) * | 2022-08-18 | 2024-03-01 | 中石化宁波工程有限公司 | 一种节能节水型丙烷脱氢催化剂再生系统及方法 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| TWI501942B (zh) | 由甲醇製烯烴製程中回收乙烯之技術 | |
| JP2765697B2 (ja) | 液体炭化水素類を回収する方法 | |
| CN101980758B (zh) | 用于制备烯烃的分批法和系统 | |
| RU2617692C2 (ru) | Избирательная экстракция олефинов | |
| KR20080056107A (ko) | 통합 올레핀 회수 공정 | |
| RU2342357C2 (ru) | Селективное извлечение и рециркуляция диметилового эфира в способе превращения метанола в олефины | |
| WO2008082951A1 (en) | Oxygenate to olefin processing with product water utilization | |
| CN104151122B (zh) | 一种通过c4原料循环利用制取异丁烯的方法 | |
| US12312313B2 (en) | Energy-efficient process for removing butenes from C4-hydrocarbon streams | |
| CN110591751A (zh) | 一种轻烃回收技术改进工艺 | |
| GB2134905A (en) | Processes for the production and recovery of methyl tertiary butyl ether | |
| RU2671867C1 (ru) | Способ получения олефиновых углеводородов | |
| CN103585777A (zh) | 一种气分装置中余热余压利用方法 | |
| CN1659121A (zh) | Eb/sm分馏塔的热量回收 | |
| CN212770584U (zh) | 一种烷基化产物分离系统 | |
| US7687677B1 (en) | Process for recovering thermal energy from a reactor effluent stream | |
| RU2263655C1 (ru) | Способ выделения тримеров и тетрамеров пропилена | |
| RU2655924C1 (ru) | Способ получения олефиновых углеводородов | |
| CN107602325A (zh) | 一种甲醇制烯烃反应气的分离方法 | |
| WO2019235965A1 (ru) | Тарельчатый скруббер | |
| CN100556869C (zh) | 一种含烯烃气体的分离工艺方法 | |
| US2168683A (en) | Absorption process | |
| JP3344594B2 (ja) | 反応方法 | |
| CN115052850B (zh) | 在c4的混合物的分离过程中提高萃取部分的可操作性以及调节溶剂的热回收循环的系统和方法 | |
| RU2678094C1 (ru) | Рекуперация тепла в процессах дегидрирования парафиновых углеводородов |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| MM4A | The patent is invalid due to non-payment of fees |
Effective date: 20160404 |