Способ получения олефиновых углеводородов c3 - c5

Способ получения олефиновых углеводородов c3 - c5

Реферат

 

Изобретение относится к нефтехимии, в частности к получению олефиновых углеродов C₃ - C₅ дегидрированием. Цель - повышение выхода целевого продукта, снижение расхода катализатора и топлива на его регенерацию и улучшение экологии процесса. Для этого ведут дегидрирование парафинов C₃ - C₅ в кипящем слое алюмохромового катализатора с непрерывным выводом катализатора на окислительную регенерацию и выделением из контактного газа дегидрирования отработанного катализатора водной отмывкой в виде суспензии. В этом случае выделенный катализатор подают в регенератор. Способ позволяет повысить выход олефинов C₃ - C₅ в расчете на пропущенное сырье на 0,6 - 0,7 мас.%, сократить расход топливного газа на 15 - 51%. 2 табл.

Изобретение относится к нефтехимии, в частности к способам получения олефиновых углеводородов, используемых в дальнейшем для получения основных мономеров для СК. Известен способ по лучения олефиновых углеводородов путем дегидрирования соответствующих парафиновых углеводородов в системе реактор регенератор с движущимся шариковым катализатором. Недостатком известного способа является сложное аппаратурное оформление реакторного узла и невозможность создания установки большой производительности. Наиболее близким по технической сущности и достигаемому результату является способ получения олефиновых углеводородов С₃-С₅ путем дегидрирования соответствующих парафиновых углеводородов в присутствии мелкозернистого алюмохромового катализатора в псевдоожиженном слое. По этому способу катализатор циркулирует между реактором и регенератором. Реакция дегидрирования эндотермична и осуществляется при 560-590^оС. Теплота подводится регенерированным катализатором. Контактный газ проходит через циклоны реактора, в которых отделяется основное количество катализаторной пыли, и направляется после охлаждения в котле утилизаторе до 300-400^оС в скруббер мокрой очистки. Скруббер разделен глухой тарелкой на две секции. Контактный газ поступает в нижнюю секцию, где освобождается от основного количества увлеченной катализаторной пыли циркулирующей воды. По мере накопления катализаторной пыли часть воды из нижней секции скруббера выводится на очистку в отстойник, откуда периодически, 1-2 раза в сутки, вывозится и сливается в отвал. Отработанный в реакторе катализатор поступает в отпарную секцию, расположенную в нижней части реактора. Здесь азотом отдувают от катализатора углеводороды и затем воздухом транспортируют псевдоожиженный слой катализатора в регенератор. Регенерацию катализатора осуществляют путем выжига кокса кислородом воздуха при температуре 600-650^оС и давлении 0,118 МПа. Псевдоожиженный слой катализатора в регенераторе разогревают до 600-650^оС в несколько этапов. В период пуска разогрев системы реактор регенератор до 400^оС ведут дымовыми газами. После нагрева катализатора до 400^оС в псевдоожиженный слой регенератора подают жидкое топливо, с помощью которого псевдоожиженный слой разогревается до 600^оС. При температуре кипящего слоя 600^оС жидкое топливо заменяют топливным газом, подачу которого в регенератор осуществляют во весь период работы установки, так как тепла от сгорания кокса при регенерации недостаточно, чтобы поддерживать температуру в регенераторе 630-650^оС. К недостаткам известного способа можно отнести следующее: недостаточно высокий выход целевого продукта олефина. Например, выход бутиленов составляет, считая на пропущенный бутан, 35 мас. на разложенный 77,1 мас. повышенный расход катализатора за счет уноса его контактным газом и повышенный расход топливного газа, идущего на регенерацию катализатора, что увеличивает себестоимость полученного олефина; загрязнение окружающей среды водной катализаторной суспензией. Целью изобретения является повышение выхода целевого продукта, снижение расхода топливного газа и катализатора, а также улучшение экологии процесса. Указанная цель достигается способом получения олефиновых углеводородов С₃-С₅ путем дегидрирования соответствующих парафиновых углеводородов в кипящем слое алюмохромового катализатора с непрерывным выводом этого катализатора в регенератор на окислительную регенерацию и выделением из полученного при дегидрировании контактного газа отработанного алюмохромового катализатора водной отмывкой в виде суспензии, в котором выделенный отработанный катализатор подают в регенератор. Отличием заявленного способа является следующее: отработанный алюмохромовый катализатор, выделенный из полученного при дегидрировании контактного газа водной отмывкой в виде суспензии, подают в регенератор. Отличием заявленного способа является следующее: отработанный алюмохромовый катализатор, выделенный из полученного при дегидрировании контактного газа водной отмывкой в виде суспензии, подают в регенератор. Отработанный катализатор, выделенный из контактного газа водной отмывкой, представляет собой сгущенную водную суспензию, твердой фазой которой является мелкодисперсный алюмохромовый катализатор. Температура застывания -(2-6)^оС в зависимости от содержания в ней органических соединений. На поверхности катализатора присутствуют адсорбированные органические соединения, представляющие собой тяжелые углеводороды, в основном фракции С₆ и выше. Теплоты сгорания органических соединений 9500 ккал/кг. Баланс тепла от сгорания органики, содержащейся в катализаторной суспензии таков, что позволяет значительно снизить расход топливного газа, подаваемого для разогрева катализатора. Одновременно в систему возвращается часть мелкого катализатора, вылетающего из кипящего слоя во время работы. Известно, что с потерей мелкой фракции кипящего слоя нарушается его однородность, что приводит к снижению межфазного массообмена. Возврат активной мелкой фракции катализатора в систему уменьшает его расходный коэффициент и улучшает его межфазные характеристики. Кроме того, неожиданным эффектом является повышение активности регенерированного алюмохромового катализатора. При частичной замене топливного газа водной катализаторной суспензией и более эффективной подготовке катализатора после регенерации его активность повышается на 0,6-0,7 мас. П р и м е р 1. Дегидрирование н-бутана в бутилены осуществляют на установке с кипящим слоем алюмохромового катализатора,состоящей из реактора и регенератора с непрерывной циркуляцией катализатора. Процесс проводят при температуре в реакторе 575^оС, в регенераторе 650^оС. Циркуляция катализатора 150 т/ч. В реактор подают на дегидрирование 20 т/ч. В реактор подают на дегидрирование 20 т/ч н-бутана. В процессе работы установки дегидрирования из псевдоожиженного слоя реактора и регенератора потоками контактного газа и газов регенерации уносится часть катализатора из системы. Запыленный поток контактного газа из реактора поступает в тарельчатый скруббер, в котором охлаждается до 50^оС. Скруббер разделен глухой тарелкой на две секции. Контактный газ поступает в нижнюю секцию, где освобождается от основного количества увлеченного потоком газа катализатора. Вода, подаваемая на отмывку, непрерывно циркулирует между скруббером и отстойником, где происходит отстаивание катализатора. Объем отстойника 150 м³ и ежесуточная выгрузка катализаторной суспензии при дегидрировании бутана составляет 8-10 м³. Выгружаемая катализаторная суспензия имеет примерный следующий состав, мас. Сухое вещество (катализатор) 10,0 Эфироизвлекаемая органика 40,0 Вода 50,0 Химический состав катализатора свежего и из катализаторной суспензии приведен в табл. 1. В регенератор для поддержания необходимой температуры подают 700 нм³/ч топливного газа и 500 кг/ч (400 л/ч) образующейся катализаторной суспензии. Подачу катализаторной суспензии на стадию регенерации катализатора в псевдоожиженном слое осуществляют непрерывно насосом через форсунку и верхнюю часть кипящего слоя. Данные по выходу бутиленов приведены в табл.2. П р и м е р 2. Дегидрирование пропана в пропилен осуществляют аналогично примеру 1, однако температура дегидрирования 600^оС, температура регенерации 650^оС, циркуляция катализатора 100 т/ч, подача пропана 10 т/ч. В регенератор подают 680 нм³/ч топливного газа и 600 кг/ч (450 л/ч) образующейся на установке катализаторной суспензии. Данные по составу катализаторной суспензии и выходу пропилена приведены в табл. 1 и 2. П р и м е р 3. Дегидрирование изопентана осуществляют аналогично примеру 1, однако температура дегидрирования 570^оС, температура регенерации 650^оС, циркуляция катализатора 150 т/ч, подача изопентана 25 т/ч. В регенератор подают 490 нм³/ч топливного газа и 100 кг (800 л/ч) образующейся на установке катализаторной суспензии. Данные по составу катализаторной суспензии и выходу изопентенов приведены в табл. 1 и 2. Как видим из приведенных примеров, предложенный способ позволяет повысить выход олефинов на 0,6-0,7 мас. За счет утилизации отхода улучшается экология процесса. Так при работе установки без подачи катализаторной суспензии в регенератор расход топливного газа составляет 300-1200 м³/ч в зависимости от дегидрируемого углеводорода С₃, С₄ или С₅. При подаче в регенератор катализаторной суспензии расход топливного газа снижается до 400-700 м³/ч.

Формула изобретения

Способ получения олефиновых углеводородов С₃ С₅ путем дегидрирования соответствующих парафиновых углеводородов в кипящем слое алюмохромового катализатора с непрерывным выводом этого катализатора в регенератор на окислительную регенерацию и выделением из полученного при дегидрировании контактного газа отработанного алюмохромового катализатора водной отмывкой в виде суспензии, отличающийся тем, что, с целью повышения выхода целевого продукта, снижения расхода катализатора и топлива на регенерацию и улучшения экологии процесса, выделенный отработанный катализатор подают в регенератор.

РИСУНКИ

Рисунок 1, Рисунок 2

MM4A Досрочное прекращение действия патента Российской Федерации на изобретение из-за неуплаты в установленный срок пошлины за поддержание патента в силе

Дата прекращения действия патента: 20.02.2004

Извещение опубликовано: 27.11.2004        БИ: 33/2004