Главная страница  |  Описание сайта  |  Контакты
СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ ВЫСОКООКТАНОВОГО КОМПОНЕНТА БЕНЗИНОВ
СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ ВЫСОКООКТАНОВОГО КОМПОНЕНТА БЕНЗИНОВ

СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ ВЫСОКООКТАНОВОГО КОМПОНЕНТА БЕНЗИНОВ

Патент Российской Федерации
Суть изобретения: Изобретение относится к усовершенствованным способам получения высокооктановых органических смесей, а именно к получению высокооктановых добавок бензинов. Цель изобретения - увеличения выхода продуктов и расширение ассортимента получаемых продуктов. Высокооктановые эфирные компоненты МТБЭ и МТАЭ получают взаимодействием метанола с изобутиленом в виде смеси углеводородов C4 и C5 в присутствии катализатора с дальнейшем переработкой непрореагировавших углеводородов C4 в пиролизной печи и смешиванием полученных при этом фракций C4 и > пиролиза с исходной фракцией C4, подаваемой в реактор на обработку метанолом. 4 з.п. ф-лы, 2 ил.
Поиск по сайту

1. С помощью поисковых систем

   С помощью Google:    

2. Экспресс-поиск по номеру патента


введите номер патента (7 цифр)

3. По номеру патента и году публикации

2000000 ... 2099999   (1994-1997 гг.)

2100000 ... 2199999   (1997-2003 гг.)
Номер патента: 2078793
Класс(ы) патента: C10L1/02, C07C41/06, C07C43/04
Номер заявки: 94018473/04
Дата подачи заявки: 24.05.1994
Дата публикации: 10.05.1997
Заявитель(и): Нижегородский научно-исследовательский и проектный институт по переработке нефти
Автор(ы): Брускин Ю.А.; Козлов М.Е.; Зельдин В.Е.; Егоров Ю.А.; Стариков В.Г.
Патентообладатель(и): Брускин Юрий Александрович
Описание изобретения: Изобретение относится к усовершенствованному способу получения высокооктановых органических смесей с вовлечением метилтретбутилового эфира, которые находят применение в качестве комплектов высокооктановых бензинов.
Метилтретбутиловый эфир (МТБЭ) является наилучшим высокооктановым компонентом мало- и неэтилированных бензинов. МТБЭ используют в качестве добавки к автомобильным бензинам, так как он обладает высоким октановым числом смешения, доступностью исходного сырья, стабильностью продукта при хранении, простотой технологии производства.
МТБЭ обычно получают реакцией метанола с изобутиленом, содержащимся в смешанном потоке углеводородов C4, подаваемом, например, с установок каталитического крекинга или этиленовых комплексов.
Получение смесей на основе МТБЭ часто объединяют с получением метилтретамилового эфира (МТАЭ).
Известен способ получения МТБЭ и МТАЭ из метанола и смеси углеводородов, содержащих третолефины C4-C5 в присутствии катализатора.
Целевые продукты получают в виде смеси с непрореагировавшими углеводородами и метанолом перегонкой указанной смеси с отделением целевого продукта в виде кубового остатка, а смеси непрореагировавших углеводородов и метанола в виде дистиллятора, из которого затем выделяют метанол (см. а.с. N 1456006, кл. C 07 C 43/04).
Недостатком этого способа является низкий выход целевой продукции (не используется большое количество рафината C4 в основном смесь изобутана, бутиленов, бутана).
Известен способ получения МТБЭ в результате взаимодействия метанола с изобутиленом, содержащимся во фракциях углеводорода C4 с установок каталитического крекинга или этиленовых комплексов (см. Э.И. "Переработка нефти и нефтехимия". М. 1992, N 18). Недостатком этого способа являются его сложность из-за наличия значительного количества аппаратуры и низкий выход целевой продукции.
За прототип предполагаемого изобретения принят способ получения эфиров реакционно-ректификационным методом. (см. Тематический обзор "Производство метил-алкиловых эфиров высокооктановых компонентов бензинов". М. 1988, ЦНИИТЭнефтехим. Нефтеперерабатывающая и нефтехимическая промышленность. Обзорная информация. Серия: Переработка нефти. Выпуск N 9, стр. 36, 37, 64, 46-51).
Согласно способ-прототипу исходная фракция углеводородов C4-C5 подается в реакционный аппарат, где смешивается с потоком метанола.
Метанол подается сверху на катализаторный слой. В реакторе осуществляется синтез МТБЭ и МТАЭ в средней зоне, заполненной катализатором, а также разделение реакционных продуктов в верхней и нижней ректификационных зонах.
Пары непрореагировавших углеводородов C4 в смеси с метанолом, близкой по составу к азеотропной, отбираются сверху реактора и направляются на отмывку непрореагировавших углеводородов C4 от метанола, после чего углеводороды C4 направляются на склад, а метанол возвращается в процесс.
Кубовый продукт реактора высокооктановый эфирный компонент, представляющий в основном смесь МТБЭ, МТАЭ, непрореагировавших углеводородов C5 и метанола направляется на склад.
Недостатком описанного способа является невысокий выход целевой продукции и узкий ассортимент получаемых продуктов.
Целью предлагаемого изобретения является увеличение выхода высокооктановых компонентов, в том числе МТБЭ с расширением ассортимента получаемых продуктов.
Сущность предлагаемого способа заключается в том, что в известном способе получения высокооктановых эфирных компонентов, включающем взаимодействие смеси углеводородов, содержащих изобутилен или изобутилен и изоамилен, например, фракции C4, C5 каталитического крекинга, с метанолом в присутствии катализатора в реакторе этерификации с выделением целевого продукта в виде кубового остатка, а смеси непрореагировавших углеводородов C4 и метанола, выводимых из реактора, в виде дистиллята с возможной отмывкой этих углеводородов C4 от метанола, непрореагировавшие углеводороды C4 подвергают пиролизу и полученные фракции пирогаза, содержащие изобутилен, направляют на смешение с исходной фракцией, подаваемой в реактор для совместной обработки метанолом. При другом конструктивном оформлении способа, когда ректификация проводится после реактора этерификации, возможно выделение в качестве дистиллята как фракции C4, так и фракции C4, C5. При этом при значительном содержании во фракции C4 бутадиена и дивинила их целесообразно выделять экстракцией (до или после реактора) или подвергать гидрированию.
Пиролиз всей фракции C4 (включая н-бутан и транс и цис-бутены-2), как правило, целесообразен при комбинировании этого процесса с процессом обработки прогаза на установке пиролиза (если последняя имеется на предприятии).
Для улучшения процесса пиролиза отработанной фракции C4 желательно выделить из нее сырье пиролиза с максимально высоким содержанием изобутана.
Однако, ввиду близких температур кипения изобутана и бутилена-1 (н-бутилена) их разделение на существующем уровне техники достаточно сложно. Поэтому в тех случаях, когда нет необходимости в значительных количествах этилена и пропилена, а также при значительном содержании фракции н-бутан и выше в сырье пиролиза из нее предварительно выделяют фракцию н-бутана и фракцию более тяжелых углеводородов C4. Бутилен-1 при этом в зависимости от четкости ректификации распределяется между дистиллятом и кубовым остатком. Кубовый остаток ректификации также можно подвергнуть пиролизу с направлением пирогаза на имеющуюся на предприятии пиролизную установку.
Если в качестве сырья применяется фракция C4-C5 процесса каталитического крекинга с целью упрощения технологической схемы процесса целесообразно пирогаз направить на блок абсорбции и газофракционирования установки каткрекинга для совместного газоразделения продуктов каткрекинга для совместного газоразделения продуктов каткрекинга и предлагаемого способа. Также при наличии на предприятии установки получения олефинов методом пиролиза продукты пиролиза отработанной фракции C4 возможно смешать с пирогазом установки пиролиза, а разделение пирогаза проводить совместно с разделением пирогаза установки получения олефинов пиролизом, что упрощает схему технологического процесса.
С целью исключения из технологической схемы узла водной отмывки метанола возможно фракцию C4 направить на пиролиз в смеси с непрореагировавшим метанолом.
Отличительные признаки предлагаемого способа позволяют увеличить выход высокооктановых компонентов, в том числе МТБЭ, и расширить ассортимент получаемых продуктов за счет, например, дополнительного получения этилена и пропилена, являющихся ценными нефтехимическими продуктами.
На фиг. 1 приведена упрощенная технологическая схема процесса с расположением узла разделения пирогаза перед реактором этерификации; на фиг. 2 упрощенная технологическая схема процесса с расположением узла разделения пирогаза после реактора этерификации.
Согласно фиг. 1 исходную фракцию, содержащую изобутилен, например, фракцию C4 или C4, C5 каткрекинга по трубопроводу 1 подают в контактный реакционно-ректификационный аппарат 2 реактор этерификации). Аппарат 2 разделен на три ректификационные зоны, верхняя и нижняя из которых заполнена массообменными устройствами, а средняя ионитным формованным катализатором. По трубопроводу 3 подают на верх средней зоны свежий метанол. В средней зоне происходит взаимодействие изобутилена (изоамилена), фракции C4 (и C5) с метанолом, в результате чего происходит синтез МТБЭ (или МТБЭ и МТАЭ).
Верхняя и нижняя ректификационные зоны предназначены для разделения продуктов реакции.
Снизу аппарата 2 по трубопроводу 4 выводят целевой продукт, содержащий эфиры МТБЭ и МТАЭ.
Сверху аппарата 2 отводят пары непрореагировавших углеводородов C4 в смеси с метанолом, которые направляют в блок 5 для отделения метанола (узел водной отмывки метанола), выводимого по трубопроводу 6, а углеводороды C4 по трубопроводу 7 направляют в блок разделения 8, где из него выводят тяжелокипящие углеводороды C4 (н-бутан, бутилены-2, часть бутилена-1) по трубопроводу 9, а оставшуюся фракцию C4 по трубопроводу 10 направляют в отделение пиролиза II.
В зависимости от тех или иных причин, например, при относительно небольшом содержании фракции н-бутана и выше в отработанной смеси C4, блок 8 может не устанавливаться. В этом случае в отделение пиролиза II направляют всю смесь углеводородов C4 сразу после блока 5. Также возможно пиролиз фракции C4 производить совместно с находящимся в нем метанолом, исключив блок отмывки метанола 5.
Из отделения пиролиза II образовавшийся пирогаз направляют по трубопроводу 12 в деэтанизатор 13, сверху которого по трубопроводу 14 отводят смесь углеводородов H2, C1, C2, а нижний продукт деэтанизатора по трубопроводу 15 направляют в депропанизатор 16, сверху которого по трубопроводу 17 отбирают пропанпропиленовую фракцию, а снизу фракцию C4 и выше, которую направляют по трубопроводу 18 к трубопроводу 1 для смешения с исходной фракцией углеводородов C4 (C4, C5).
При наличии на НПЗ установки пиролиза можно заменить газоразделение в аппаратах 13 и 16 совместной переработкой пирогаза предлагаемого процесса и пирогаза установки пиролиза на блоке газоразделения установки пиролиза. Возможно газоразделение проводить на блоке абсорбции и газофракционирования установки каткрекинга совместно с газами установки каткрекинга. При наличии на предприятии прямогонной изобутановой фракции целесообразно ее подача на пиролиз в аппарат 11 в смеси с отработанной фракцией C4 предлагаемого процесса.
Схема на фиг. 2 отличается от вышеописанной схемы на фиг. 1 тем, что пирогаз без разделения подается на синтез в реактор 2. Для этой схемы необходимо, чтобы реактор 2 работал при повышенном давлении и имел большие размеры из-за увеличения количества газов. В то же время схема дает возможность совместить газоразделение для данной схемы с разделением прямогонных газов на установке газофракционирования.
Согласно схеме фиг. 2 исходная фракция по трубопроводу 1 поступает в контактный аппарат 2. Сюда же подается метанол по трубопроводу 3. Непрореагировавшая смесь углеводородов с метанолом поступает по трубопроводу 4 и деэтанизатор 5. Отмывка смеси от метанола на данной схеме условно не показана.
Сверху аппарата 5 по трубопроводу 6 отводится сухой газ (смесь H2, C1, C2. Фракция C3 и выше по трубопроводу 7 поступает в депропанизатор 8, сверху которого по трубопроводу 9 отводится фракция C3. Углеводороды C4 и более поступают по трубопроводу 10 в ректификационный аппарат 11, сверху которого по трубопроводу 12 уходит смесь изобутана и бутилена-1, а снизу, по трубопроводу 13, фракция н-бутана и выше. В этом случае углеводороды C5 в реактор 2 не попадают. Если это будет необходимо, то надо схему дополнить дебутанизатором, снизу которого фракция C5 будет поступать на смешение с сырьем аппарата 2 (на схеме не показано).
Фракция C4 поступает в отделение пиролиза 14, а пирогаз на смешение с сырьем аппарата 2 по трубопроводу 15.
Снизу реактора 2 по линии 16 выводят целевой продукт.
Пример 1 (способ-прототип).
На синтез эфиров в реактор 2 поступает смесь фракции C4-C5 каталитического крекинга вакуумного газойля и фракции C5 установки пиролиза ЭП-300 следующего состава: C3-23 кг/час, изобутан 9048 кг/час, изобутилен 3448 кг/час, бутилен 1 9127 кг/час, бутадиен 46 кг/час, н-бутан 3193 кг/час, бутен-2-транс 3998 кг/час, бутен-2-цис 1951 кг/час, 3-метилбутен-1 141 кг/час, изопентан 9320 кг/час, пентен-1 2155 кг/час, 1-метилбутен-1 2095 кг/час, н-пентан 1311 кг/час, пентен-2-транс - 2511 кг/час, пентен-2-цис 2184 кг/час, 2-метилбутен-2 2419 кг/час, пентадиен +C6 470 кг/час.
Всего 53400 кг/час.
В реактор 2 поступает метанол в количестве 3771 кг/час. Снизу реактора 2 выходит высокооктановый компонент бензина в количестве 29480 кг/час, в том числе МТБЭ 4938 кг/час и МТАЭ 4506 кг/час. С установки также отходит отработанная фракция C4 в количестве 27386 кг/час, в том числе C3 23 кг/час, изобутан 9048 кг/час, бутилен-1 9127 кг/час, бутадиен 46 кг/час, н-бутан 3193 кг/час, бутен-2-транс 3998 кг/час, бутен-2-цис 1951 кг/час, 3-метилбутен-1 100 кг/час.
Процесс проводится на сульфоионитном формованном катализаторе КИФ при давлении 7,5-8 кгс/см2, температура в верхней ректификационной зоне 60oC, в реакционной зоне 65-75oC в нижней ректификационной зоне 115-120oC.
Пример 2 (предлагаемый способ).
В условиях сырья по примеру 1 отработанная фракция C4 разделяется на фракцию н-бутана и выше и фракцию легче нормального бутана. Отработанная фракция н-бутана и выше в количестве 9188 кг/час уходит с установки, а смесь изобутана и бутилена -1 в количестве 18198 кг/час подвергается пиролизу при давлении 8-9 кгс/см2 и температуре 720-750oC. Полученный пирогаз следующего состава: H2 264 кг/час, CH4 3106 кг/час, C2H4 1519 кг/час, C2H6 4458 кг/час, C3H8 573 кг/час, i C4H8 3367 кг/час, C5 и > 4383 кг/час подвергается газоразделению.
Газ до C2 включительно направляется для совместного газоразделения на установку пиролиза, фракция C3 на концентрирование пропилена, а фракция C4 и > на получение высокооктановых эфирных компонентов в аппарат 2. Условия работы реакционно-ректификационного аппарата 2 аналогичны примеру 1.
По данному способу дополнительно получается (расчетные количества, учтены потери) 1450 кг/час этилена, 4300 кг/час пропилена и 7400 кг/час высокооктанового компонента бензина, в том числе 4750 кг/час МТБЭ. Дополнительно расходуется 1425 кг/час метанола.
Октановое число эфирного компонента и его качество улучшается ввиду увеличения содержания МТБЭ.
Формула изобретения: 1. Способ получения высокооктанового компонента бензинов путем взаимодействия углеводородов фракции С4 или С4 С5, содержащих изобутилен или изобутилен и изоамилен, с метанолом в присутствии катализатора этерификации в реакторе с последующим отделением от полученного продукта взаимодействия непрореагировавших углеводородов С4 или С4 С5 и метанола, отличающийся тем, что непрореагировавшие углеводороды С4 или С4 С5 направляют на пиролиз и полученные продукты пиролиза или выделенную из них фракцию, содержащую углеводороды С4 и выше, подают на смешение с исходной фракцией, подаваемой в реактор.
2. Способ по п. 1, отличающийся тем, что из смеси непрореагировавших углеводородов С4 или С4 С5 перед направлением ее на пиролиз отделяют углеводороды, имеющие температуру кипения н-бутана и выше.
3. Способ по п. 1, отличающийся тем, что из продуктов пиролиза выделяют фракцию, содержащую углеводороды С4 С5, и выделение осуществляют на блоке абсорбции и газофракционирования установки каталитического крекинга совместно с выделением фракции С4 С5 из продуктов каталитического крекинга.
4. Способ по п. 1, отличающийся тем, что выделение фракции, содержащей углеводороды С4 и выше, из продуктов пиролиза осуществляют при разделении его совместно с разделением пирогаза установки получения олефинов пиролизом.
5. Способ по п. 1 отличающийся тем, что непрореагировавшие углеводороды С4 направляют на пиролиз в смеси с метанолом.