Способ гидрокрекинга тяжелого углеводородного сырья

(и 1) 437307 ОПИСАНИЕИЗОБРЕТЕНИЯК П АТЕ НТУ Союз Советских Социалистических Республик61 Зависимый от патента 1) М, Кл. С 1 Од 13 О(33) СШАОпубликовано 25.07.74,Гасударственный камит Совета Министрав ССС аа делам изобретений в втираний3) УДК 665.644(088.8)2 Вюллете ата опубликования описания 03.01.7(72) Автор изобретения Иностранец ьют Моррис Халма(США) странная фирма Ойл Продактс К(71) Заявител Иноверсал ИДРОКРЕКИНГА Т ДОРОДНОГО СЫР 54) СПОСО УГЛЛОГО атывающей процессамрья, наприпотока в ая сепарании и темпервой обо 1Изобретение относится к перерабпромышленности, в частности кгидрокрекинга углеводородного сымер мазута,Известен способ гидр окрекинга тяжелогосырья в присутствии катализатора при повышенных температурах и давлении с последующей сепарацией и ректификацией продуктов.Сырье подается одним потоком в два или более последовательно реакторов, Способ дляустановок большой мощности характеризуетсябольшими капитальными затратами на оборудование. Кроме того, в ряде случаев переработка тяжелого сырья одним потоком не позволяет гибко регулировать режим гидрокрекинга.С целью устранения отмеченных недостатков, повышения экономической эффективностии независимого регулирования режимов предлагается вести в два параллельных потока,причем в первый поток преимущественно подавать 30 - -70 вес, % сырья.Предлагаемьш способ предусматривает:а) взаимодействие 30 - 70 вес. % сырья исоответственно количества водорода в первомпотоке;б) разделение пр гопервой сепарационьчция) при почти одлепературе 316 в 4 гащеннои водородом паров фазы и первоп жидкой фазы;в) подача первой паровой фазы на смещение с сырьем второго потока;г) разделение продукта второго потока вовторой сепарационной зоне при почти одинаковом давлении и температуре 316 в 4 С с получением второй обогащенной водородом паровой фазы и второй жидкой фазы;10 д) возвращение части паровой фазы второго потока в цикл и смещение с сырьем первого потока. Технологическая схема первого и второго потоков предусматривает несколько реакционных зон, в которых могут находиться оди паковые или разные сложные катализаторы,Кроме того, по дополнительному вариантувторую паровую фазу разделяют в третьей сепарационной зоне при почти одинаковом давлении и температуре 16 - 60 С с получением 20 третьеи обогащенной водородом паровой фазыи третьей жидкой фазы. Часть третьей паровой фазы возвращают в цикл и объединяют с 30 - 70% сырья.В способах применяют систему с подвиж ным слоем катализатора. Активные компоненты катализатора выбирают, как правило, из металлов Ч-В, И-В и Ч 111 групп таблицы Менделеева. Во многих случаях катализатор также содержит галоидные компоненты, а в 30 некоторых случаях и щелочной или щелочно5ю15 20 земельный металл, Каталитически активные компоненты смешивают с пористым носителем с удельной поверхностью 25 - 500 м/г. Хорошими носителями являются природныс или синтезированные аморфные огнеупорные неорганические окислы, включая окись алюминия, окись титана, окись циркония, окись магния, окись бора, алюмо-силикаты, магний-силикаты, хромалюминаты, алюмо-силико-бор-фосфаты и цирконий-силикаты,Из носителей аморфного типа лучшим является алюмосиликатный носитель, в котором содержится 10 - 90 вес. % двуокиси кремния.Носителем может быть также кристаллический алюмо-силикат или цеолит. Они могут быть природными или искусственными, в том числе морденит фожазит, молекулярные сита (типа А или И) и т. п. Цеолитное вещество мокет быть в водородной форме или в форме, получаемой при обработке многовалентными катионами, или может быть смешано с аморфной окисью алюминия двуокисью,кремчия или алюмо-силикатом.Углеводородное сырье и водород контактируют со сложным катализатором описанного типа в реакторе со стационарным, подвижным и ожияенным слоями. Однако, исходя пз возможности потери ценного катализатора при истирании, лучше применять катализатор в неподвижном слое. Реагенты могут контактировать с катализатором при прохоядении через нее вверх, вниз или в радиальном направлении, Предпочтительным является нисходящий поток реакционной смеси.Рабочие условия в разных реакционных зонах зависят от данного типа способа обработки водородом. Однако к таким рабочим условиям относится давление 20 в 3 атм, часовой объемный расход жидкости (объем в час жидкости при 15 С на объем катализатора) 0,1 - 10,0, концентрация водорода 178 - 8900 об. при 15 С и 1 атм на объем жидкости при 15 С. Вследствие того, что реакции обработки водородом являются по своей природе экзотермическими, при прохождении водорода и сырья через слой катализатора повышается температура. Для любого процесса, идущего с потреблением водорода, желательно, чтобы максимальная температура катализаторного слоя была ниже 482 С, Процессы с потреблением водорода ведут при 98 в 4 С. Для того чтобы температура катализаторного слоя не превышала максимальную, в одну или более промежуточные точки катализаторного слоя вводят жидкость или газообразное вещество в нормальном состоянии. При гидрокрекинге ту часть жидкого продукта в нормальных условиях, которая кипит при температуре выше конечной температуры кипения требуемого продукта, можно возвращать в цикл либо для смещения со свежим углеводородным сырьем, либо использовать в качестве охлаждающей жидкости. В таких случаях отношение кидкости к сырью (общий объем жидкого сырья на объем свежего сырья) составляет 1,1 - 6,0,30 35 40 45 50 55 60 65 Для гидрокрекинга применяют следующие условия - давление около 69 в 8 атм, объемная скорость около 0,5 - 5,0 час ви расход циркулирующего водорода от 565 в пересчете на свеяее сырье, поступающее в систему. Температура составляет 3 б - 482 С.На чертеже представлена упрощенная технологическая схема осуществления предлагаемого способа, вариант,Эта схема описывается применительно к переработке около 264 м/час отбензиненной нефти из Кувейта с целью получения жидкого продукта с содержанием .(1 о/о. Сырье, составы потоков, рабочие условия и конструкция реакторов примерные и могут быть изме- пены. По схеме сырье с указанными ниже свойствами подается на перераоотку по линии 1. Свойства отбепзиненной нефтиУдельный вес 0,9554 1-1 ачальная температура кипения, С/Ф 343/650Температура 50% -ной отгонС/ф 496/925Сера, вес, % 3,80 Азот, части/млн. 2100 11 ерастворимые в гептане вещества, вес, % 2,90.После соответствующего теплообмена с горячими потоками сырье поступает в подогреватель 2, где температура его повышается до около 843 С, первый поток подогретого сырья выводится по линии 3 и около половины, т. е. около 132 м/час, отводится по линии 4. Остальные 132 мз/час (второй поток сырья) идут по линии 3, смешиваются с горячим циркулирующим водородом в линии 5, источник которого указан ниже, и подаются в реактор 6. В нем находится около 133 м катализатора, так яе, как в реакторах 7 и 8. Таким образом, из всего количества катализатора, находящегося во всех четырех реакторах, около 50,0% содержится в каждой из двух реакционных систем.В реакторе б катализатор представляет собой смесь аморфного алюмо-силикатного носителя (88,0 вес. % окиси алюминия) с 18 вес. % никеля и 16,0 вес. % молибдена (в пересчете на элементарный металл). Такой же катализатор находится в реакторах 7 - 9. Объемная скорость около 0,5 час - , концентрация водорода составляет 565 в пересчете на свежее сырье. Регулирование давления во всем процессе осуществляется в холодном сепараторе 10. Давление регулируется так, чтобы в холодном сепараторе было давление 137 атм. Таким образом, реакторы б - 9 работают при последовательно понижающемся давлении, но во всех оно несколько выше 137 атм. В реакторе 6 поддерживается наивысшее давление,Продуктовый поток из реактора 6 при температуре около 371 С отбирается по линии 11 и смешивается с циркулирующей охлакдаю 4373075 10 15 20 25 30 Таблица 1 35 Расход, вес. ,г Выход, Об,;1,Компонент 0,11 3,03 0,09 0,12 0,14 0,15 0,14 АммиакСероводородМетанЭтанПропавБутаныПентан 70 Сфракции, С:70 - 190190 в 2280 в 3выше 348донные остатки 40 45 50 0,25 0,21 1,95 2,92 2,29 72,45 22,14 1,55 2,48 2,05 68,13 23,00 55 60 65 щей жидкостью в линии 12, источник которой описан ниже, для снижения температуры потока. Смесь поступает по линии 11 в реактор 9 при температуре около 343 С. Возрастание температуры достигается не больше, чем на 28 С с помощью водородного охлаждения. Поток выводится по линии 13 при температуре около 371 С, и подается при почти такой же температуре в горячий сепаратор 14. Он служит главным образом для обеспечения горячей, обогащенной водородом паровой фазы в линии 15, которая смешивается со второй половиной свежего сырья в линии 4 и служит смешанным сырьем второго потока, Смесь поступает по линии 4 в реактор 7. Свежий водород подается по линии 4 вместе со свежим сырьем либо добавляется после соединения его с паровой фазой в линии 15, По представленной схеме свежий водород подается по линии 16, Расход свежего водорода составляет 110 об/об (химически потребляемое количество) с учетом потерь на растворение.В реакторе 7 находится такой же катализатор, как в реакторе 6. Температура на входе в катализаторный слой составляет около 343 С, объемная скорость 0,5 час-.Продуктовый поток снова при температуре около 371 С/700 Ф отбирают по линии 16, смешивают с циркулирующим охлаждающим потоком из линии 17 и подают в реактор 8.Температура на входе составляет 343 С, Подъем температуры регулируют так, чтобы максимальная температура катализаторного слоя составляла около 371 С, При почти одном и том же давлении и температуре поток из линии 18 поступает в горячий сепаратор 19 и дает вторую обогащенную водородом паровую фазу в линии 20, После использования в качестве теплообменной среды и дальнейшего охлаждения до температуры в диапазоне 16 - 60 (60 - 140 Ф), лучше, чем 38 С (100 Ф), паровая фаза поступает в холодный сепаратор 10, являющийся центральнои точкой регулирования давления во всем процессе. В этом сепараторе происходит дальнейшее концентрирование водорода удалением сконцентрировавшихся жидких углеводородов по линии 21. Эти углеводороды подают в устройство 22 для разделения продуктов вместе с жидким продуктом и по линиям 23 и 24 из сепараторов 14 и 1 О соответственно. Обогащенный водородный поток отводят из холодного сепаратора 10 по линии 25 с помощью компрессионного устройства (на чертеже не показан), На схеме также не показан обычно применяемый клапан регулирования давления, который устанавливается на этой линии для спуска газа с целью регулирования давления в холодном сепараторе. До циркуляции с помощью компрессионного устройства паровую фазу в линии,25 можно обработать или дополнительно разделить для отделения сероводорода и других газовых компонентов при нормальных условиях, для дальнейшего увеличения концентрации водорода. Обогащенный водородом поток циркулирует по линии в подогреватель 26, где его температура повышается до температуры, необходимой для поддержания на входе в реактор 6. Подогретый водород поступает в реактор 6 по линии 5 вместе с 132 м/час свежего сырья из линии 16.Устройство 22 для разделения продукта показано в виде одной колонны. Требуемый продуктовый поток можно также выдяелять любым удобным способом, используя ректификационные колонны или испарительные зоны. Типичное разделение показано в примере, где бутан и более легкие продукты, газообразные при нормальных условиях, отводятся в виде легких фракций по линии 24. Из линии 27 от. водится фракция пентана - 70 С, в то время как по линии 28 - нафта (70 в 1 С). К другим продуктам относится керосиновый погон при 190 в 2 С, который отводится по линии 29, легкий газойль 280 в 8 С - по линии 30 и тяжелый газойль (выше 343 С) - по линии 31. До окончательного отделения продукта в вакуумной колонне (на чертеже не показана) отделяются тяжелые остатки.Часть тяжелого газойля в линии 31 отводится по линии 17 и служит в качестве охлаждающей жидкости для потоков, выходящих из реакторов 6 и 7.В табл. 1 приводятся распределение продуктов и их выход, а также общий расход водорода с точностью до 0,99 вес. о/о от свежего сырья. Эти результаты достигнуты при минимальной потере (0,35 вес. О/о) газообразных при нормальных условиях парафинов.Удельный вес фракции пентан - 70 С 0,651, концентрация серы 0,03 вес. %. Анализ других продуктовых потоков, кроме донных вакуумных остатков, приведен в табл. 2.Основным преимуществом предлагаемого способа является то, что только около половины всего объема водорода подвергается сжааказ 3459/18ЦНИ Изд,94И Государственногопо делам изобМосква, Ж,Тираж 537омнтета Совета Минисгеннй н открытийаушская наб., д. 4/5 Подпнсов СССР пографня, пр. Сапуновз,тию по сравнению с обычными схемами, где свежее сырье не разделяется на два потока. При этом сохраняется необходимое соотношение водорода и сырья в зонах реакции. Благодаря наличию двух отдельных реакционных систем процесс обладает гибкостью, которой нет у известных процессов переработки сырья. Так, в первом потоке можно перерабатывать 70,0% (или другое количество вплоть до 30,0%) сырья при условиях, дающих максимальное количество бензина, а во втором потоке, где обрабатывается остальная часть сырья, можно получать максимальное количество фракций, кипящих в пределах, характерных для ракетного топлива. 5 Предмет изобретения1, Способ гидрокрекинга тяжелого углеводородного сырья прп повышенных температурах и давлении в присутствии катализатора с последующей сепарацией и ректификацией 10 продуктов, отличаюш,ийся тем, что, с целью упрощения процесса и более гибкого регулирования его, процесс о уществляют в двух параллельных потоках с подачей обогаш,енной водородом паровой фазы из горячего сепара тора первого потока на смешение с сырьемвторого потока и подачей обогащенной водородом паровой фазы из холодного сепаратора второго потока па смешение с сырьем первого потока и рециркуляцией жидкого продукта с 20 низа рсктификационной колонны в оба потокасырья.2. Способ по п, 1, отличающийся тем,что в первыи готок подают преимущественно 30 - 70% вес, % сырья и соответствующую 25 часть водородсодержащего газа.3, Способ по пп, 1 и 2, отличающийсятем, что процесс преимущественно осуществляют при температуре 316 - 482 С, давлении 69 - 273 атм, объемной скорости подачи сырья 30 0,5 - 5,0 час -и краткости циркуляции водородсодержащего газа 535 - 8900 об/об час.