СПОСОБ ПЕРЕРАБОТКИ ОЛЕФИНСОДЕРЖАЩЕГО СЫРЬЯ Российский патент 2002 года по МПК C10G69/02 

Предлагаемое изобретение относится к способам переработки углеводородного сырья, содержащего олефины и выкипающего до 250^oС, для получения дистиллятных фракций (бензиновых, и/или керосиновых, и/или дизельных, и/или дистиллятных фракций, выкипающих выше 250^oС) при помощи твердых катализаторов.

В процессах нефтепереработки и нефтехимии образуются значительные количества различных олефинсодержащих углеводородных фракций, таких как, например, углеводородные газы каталитического и термического крекинга, пиролиза, дегидрирования, бензины термокрекинга и коксования и т.д. Одним из возможных направлений дальнейшей переработки этих фракций может быть производство из них дистиллятных фракций - бензиновых, керосиновых, дизельных и масляных фракций при помощи катализаторов.

В качестве таких катализаторов могут быть использованы каталитические системы на основе цеолитов, молекулярных сит и силикатов. Так, известен способ получения бензиновых фракций из олефинсодержащего сырья с применением катализатора, приготовленного на основе Ga-содержащего цеолита пентасил [Пат. РФ 2112013, кл. С 10 G 50/00, С 07 С 2/12, 1998]. Согласно данному способу бензиновые фракции производят путем контактирования сырья с катализатором при температуре 300-400^oС, давлении 0,1-0,5 МПа и последующего выделения из продуктов реакции бензиновой фракции.

Известен аналогичный способ олигомеризации легких олефинов в олигомеры С₂-С₁₀, который осуществляют на цеолите омега, общей формулы аМ_2/n•Аl₂O₃•bSiO₂ (где а=0-1,2 и b>7), при температуре 91-538^oС, давлении до 10,3 МПа и объемной скорости подачи жидкого сырья 0,1-25 ч^-1 [Пат. США 5371311, кл. С 07 С 2/12, 5/22, 1994].

Для увеличения глубины переработки сырья применяют рециркуляцию непревратившейся части олефинов C₂-C₅. Так, известны способы получения бензиновых фракций из олефинсодержащего сырья с применением катализаторов, приготовленных на основе цеолитов пентасил (ZSM-5, ZSM-11) [Патенты РФ 2135547, кл. С 10 G 50/00, С 07 С 2/12, 1999; 2159268, кл. С 10 G 50/00, С 07 С 2/12, 2000] . Согласно этим способам бензиновые фракции производят путем контактирования сырья в смеси с рециклом (части газообразных продуктов контактирования) с цеолитсодержащим катализатором при температуре 230-560^oС, давлении 0,1-3,0 МПа, объемной скорости подачи сырья 0,5-6,0 ч^-1 и последующего разделения продуктов реакции с выделением целевой бензиновой и газообразных фракций, часть которых возвращают на рецикл.

Основным недостатком этих способов и их аналогов является относительно низкая активность применяемых катализаторов и, как следствие, относительно низкий выход дистиллятных фракций, выкипающих выше 150^oС, и узкий ассортимент целевой продукции - производство только бензиновых фракций.

Существуют способы переработки олефинсодержащего сырья с получением бензиновой и дистиллятных фракций. Так, известен катализатор и способ олигомеризации олефинсодержащего сырья [Пат. ЕВП 734766, кл. В 01 J 27/057, С 10 G 50/00, С 07 С 2/16, 1996]. Согласно данному способу переработку сырья осуществляют при температуре реакции до 400^oС, давлении - до 10 МПа и скорости подачи 0,1-50 ч^-1 на алюмосиликатном катализаторе, модифицированном сульфат ионом (0,3-60 мас.% SO₄) и содержащем по меньшей мере один оксид переходного металла. Продукты реакции разделяют с получением бензиновой, дизельной фракций и газойля.

Известны аналогичные способы с применением катализаторов, содержащих цеолиты ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-23, ZSM-35, ZSM-38 и ZSM-48, согласно которым превращение олефинсодержащего сырья на этих катализаторах осуществляют при температуре 110-375^oС, давлении 0,4-7 МПа и скорости подачи 0,2-2,0 ч^-1 [Патенты США 4607130, кл. С 07 С 2/00, 1986; 4665265, кл. С 07 С 5/42, 1987] . Основными недостатками этих способов являются относительно низкие выходы тяжелых дистиллятных фракций.

Для повышения выхода тяжелых дистиллятных фракций применяют катализаторы, содержащие модифицированные цеолиты. Так, известен способ олигомеризации легких олефинов на катализаторе, содержащем цеолит ZSM-5 с нанесенным хромом в количестве 0,5-7,0 мас.% Процесс проводят при температуре 160-350^oС, давлении 1-8 МПа и весовой скорости подачи сырья 0,5-10 ч^-1 [Пат. ЕПВ 800568, кл. С 10 G 50/00, 1997]. По данному способу получают дизельные и масляные фракции, в качестве побочных продуктов образуются легкие углеводороды и бензиновая фракция.

Для улучшения селективности действия катализаторов в составе последних используют и цеолиты, в кремнекислородном каркасе которых содержаться не атомы Al, а атомы других изоморфнозамещающих элементов. Так, известен способ облагораживания олефинсодержащего сырья с получением бензиновой, дизельной и более тяжелой фракций при помощи кристаллического ферросиликата (цеолита), олигомеризацию олефинов С₂-С₈ на котором проводят при температуре 175-375^oС и давлении 1-20 МПа [Пат. США 4554396, кл. С 07 С 2/02, 1985]. Применяемый цеолит имеет структуру ZSM-5, а его состав описывается общей эмпирической формулой аNа₂О•Fе₂О₃•bSiO₂, где а<<1 и b>24.

В качестве катализаторов переработки олефинсодержащего сырья используют и бицеолитные системы. Так, известен способ олигомеризации олефинов, который осуществляют при температуре 170-300^oС, давлении 5-10 МПа и скорости подачи сырья 0,1-20 ч^-1 на катализаторе, содержащем цеолиты ZSM-22 и ZSM-5 или ZSM-57 при их соотношении от 3:1 до 1:3 [Пат. США 6143942, кл. С 07 С 2/12, 2000].

Известны способы переработки олефинсодержащего сырья С₃-С₅ в бензиновые и дизельные фракции с одновременным применением двух разных катализаторов. Согласно способу [Пат. США 5134241, кл. С 07 С 2/00, 1992] облагораживание олефинсодержащего сырья ведут в две стадии. На первой стадии осуществляют контактирование исходного сырья при температуре 40-250 ^oС, давлении 0,1-13 МПа и весовой скорости подачи сырья 0,1-5,0 ч^-1 с мезопористыми молекулярными ситами МСМ-41 (МСМ-41 - кристаллическая элементосиликофосфатная система, которая может содержать металлы I, II, III, IV, VII, VIII групп и РЗЭ, с размером пор ). На второй стадии осуществляют контактирование полученного на первой стадии продукта при температуре 250-700^oС, давлении 0,1-1,5 МПа и весовой скорости подачи сырья 0,1-100 ч^-1 с цеолитом МСМ-22 (металлосиликатный цеолит с размером пор ) или с катализатором, содержащем МСМ-22 в смеси с цеолитом, выбранным из следующего ряда цеолитов: ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-22, ZSM-23, ZSM-35, ZSM-48, бета, цеолит У, морденит.

Основными недостатками вышеперечисленных способов является низкая гибкость процесса - затруднена возможность регулирования соотношения выходов целевых продуктов, т.к. последние определяются свойствами применяемых катализаторов.

Для увеличения гибкости процесса переработки олефинсодержащего сырья, т. е. расширения возможности варьирования соотношения выходов производимых целевых продуктов, применяют рециркуляцию различных фракций, выделяемых на стадии разделения продуктов реакции.

Известен способ переработки олефинсодержащего сырья путем его олигомеризации с получением бензиновой и дизельной фракций, по которому возможно регулирование соотношения выходов целевых продуктов [Пат. США 4456781, кл. С 07 С 2/02, 1984]. Согласно данному способу бензиновую и дизельную фракции получают из легкого олефинсодержащего сырья (С₃-С₄) следующим образом. Сырье в смеси с рециклом подвергают контактированию при температуре 190-375^oС, давлении 0,4-7,0 МПа и объемной скорости подачи жидкого сырья 0,5-2,0 ч^-1 с катализатором олигомеризации, находящимся в трех последовательно работающих реакторах, с промежуточным охлаждением реакционного потока между реакторами. Продукты реакции разделяют в дебутанизаторе с выделением фракции С_4- и фракции С₅₊. Часть фракции С_4- подают на смешение с исходным сырьем в виде рецикла, а балансовую часть разделяют в деэтанизаторе с выделением фракции С_2- и фракции С₃-С₄. Фракцию С₅₊ разделяют в ректификационной колонне с выделением бензиновой фракции С₅- 165^oС и дизельной фракции >165^oС. Для увеличения выхода дизельной фракции возможна подача на рецикл части полученной бензиновой фракции. Применяемый катализатор содержит цеолит ZSM-5, и его состав описывается общей эмпирической формулой аNа₂O•Аl₂O₃•(70-500)SiO₂, где а<<1. Варьируя условия ведения процесса возможно изменять соотношение выходов целевых продуктов и получать из газов каталитического крекинга, содержащих ~ 62 мол.% олефинов С₃-С₄, бензиновые фракции в интервале выходов 13-52% и соответственно дизельные фракции - 79-32 мас.% на олефины сырья.

Наиболее близким по своей технической сущности и достигаемому эффекту является способ превращения олефинов в высшие углеводороды [Пат. США 4456779, кл. С 07 С 3/03, 1984]. Согласно выбранному прототипу бензиновую и дизельную или дистиллятную фракции получают из легкого олефинсодержащего сырья (С₃-С₄) следующим образом.

Исходное сырье смешивают с рециклом - фракцией С_4-, компремируют, подогревают в теплообменниках и печи до начальной температуры переработки и подвергают последовательному контактированию с катализатором олигомеризации, находящемся в трех последовательно работающих реакторах (при этом один реактор находится на стадии регенерации катализатора). В результате протекания на катализаторе реакций превращения олефинов, протекающих с экзотермическим тепловым эффектом, температура реакционного потока в каждом реакторе возрастает на 30-65^oC Для снижения возросшей температуры реакционного потока до необходимой температуры переработки между реакторами осуществляют промежуточное охлаждение реакционного потока. После третьего реактора продукты реакции охлаждают и при более низком давлении разделяют в ректификационной колонне-дебутанизаторе с выделением верхом колонны фракции С_4- и кубом колонны - фракции С₅₊. Часть фракции С_4- подают на смешение с исходным сырьем в виде рецикла, а балансовую часть подают в ректификационную колонну-деэтанизатор, где ее разделяют с выделением фракции С_2- и сжиженного газа - фракции С₃-С₄. Выделенную в колонне-дебутанизаторе фракцию C₅₊ подают в ректификационную колонну, где ее разделяют с выделением компонента бензина - фракции С₅- 165^oС и дизельной фракции >165^oС или с выделением бензиновой фракции (С₅- 215^oС) и дистиллятной фракции (компонент дизельной фракции >215^oС). Для увеличения выхода дизельной фракции возможна подача на рецикл части полученной бензиновой фракции, для чего ее подают в сырьевой поток перед нагревом последнего с кратностью рециркуляции - 1-2 моли бензина на 1 моль олефинов сырья.

Оптимальными условиями для получения бензиновой фракции является температура 230-375^oС, давление 0,4-3,0 МПа и объемная скорость подачи жидкого сырья 0,5-1,0 ч^-1, для получения дизельной фракции - 190-315^oС, 4,2-7,0 МПа и 0,5-2,0 ч^-1.

Применяемый катализатор содержит цеолит ZSM-5, и его состав описывается общей эмпирической формулой aNa₂O•Al₂O₃•bSiO₂, где а<0,5 и b>12. В ходе превращения углеводородного сырья на катализаторе протекают процессы коксообразования, приводящие со временем к обратимой дезактивации катализатора, в результате этого происходит снижение его уровня активности.

Для поддержания необходимого уровня активности катализатора в каждом реакторе постепенно повышают температуру реакции, причем в каждом последующем по ходу подачи сырья реакторе температура реакции выше, чем в предыдущем. Периодически производят отключение первого по ходу подачи сырья реактора на стадию регенерации катализатора и подключение реактора с отрегенерированным катализатором к нитке работающих реакторов последним по ходу подачи сырья. В результате этой операции реактор, работавший вторым по ходу подачи сырья, становится первым, а третий - вторым.

Для восстановления начального уровня активности катализатора в отключенном реакторе осуществляют стадию регенерации катализатора, заключающуюся в выжигании образовавшегося на катализаторе кокса кислородсодержащим газом. Регенерацию катализатора проводят при рециркуляции газов регенерации с подачей воздуха в рециркулирующий газ для получения регенерирующего газа с определенным содержанием кислорода. При регенерации выжигание катализаторного кокса проводят в две стадии - первоначально при температуре 455^oС и содержании O₂ в регенерирующем газе до 0,7 об.% и после выгорания основной части кокса - при 500^oС и содержании О₂ до 7,0 об.%. Газы регенерации охлаждают, отделяют в сепараторе при 40-50^oС и 0,8 МПа образовавшуюся в результате сгорания кокса воду и, при небольшой сдувке, возвращают на рецикл. Между стадиями "реакция-регенерация" при смене среды осуществляют продувку реактора азотом.

В результате осуществления данного способа, варьируя условия ведения процесса, возможно изменять соотношение выходов целевых продуктов и из газов каталитического крекинга, содержащих 62-64 мол.% олефинов С₃-С₄, получать бензиновые фракции в интервале выходов 6,3-27 об.% и соответственно дизельные фракции - 31-13 об.%; побочным продуктом процесса являются углеводородные газы C₁-C₄, из которых ~38% - непрореагировавшие олефины сырья. Основными недостатками прототипа являются:
- относительно низкая активность катализатора, в результате чего в продуктах реакции находится значительное количество непрореагировавших олефинов;
- относительно низкая гибкость процесса - выкипающие >250^oС фракции по данному способу не производят.

Цель изобретения - создание способа переработки сырья, содержащего олефины, возможно в смеси с другими углеводородами, позволяющего увеличить гибкость процесса и расширить ассортимент получаемых целевых продуктов: бензиновые и тяжелые дистиллятные фракции, в т.ч. керосиновые, дизельные фракции и дистиллятные фракции, выкипающие выше 250^oС и являющиеся базой синтетических масел.

Поставленная цель достигается следующим образом.

Переработку олефинсодержащего сырья, возможно в смеси с рециклом, осуществляют путем его предварительного нагрева в соответствующих технологических аппаратах до требуемой температуры реакции, последовательного контактирования при температуре 150-450^oС, давлении 0,1-6,0 МПа и массовой скорости подачи сырья 0,2-10 ч^-1 с активным в реакциях олигомеризации катализатором по меньшей мере в трех адиабатических реакторах или с двумя разными катализаторами олигомеризации, находящимися в разных реакторах, с промежуточным охлаждением между адиабатическими реакторами реакционного потока до требуемой температуры реакции в последующем по ходу подачи потока реакторе, или в трубном пространстве по меньшей мере одного трубчатого реактора, обеспечивающего съем избыточного тепла реакции подаваемым по межтрубному пространству более холодным теплоносителем, или последовательного контактирования при указанных условиях с двумя разными катализаторами олигомеризации, находящимися в разных трубчатых реакторах, охлаждения продуктов олигомеризации в соответствующих технологических аппаратах и их фракционирования путем сепарации и ректификации в соответствующих технологических аппаратах с выделением фракций C_5- и фракции С₅₊ или фракций С_6- и фракции С₆₊, или предварительного разделения в сепараторе продуктов олигомеризации с выделением газообразной фракции C₁-C₄ и жидкой фракции С₃₊, которую далее разделяют ректификацией с выделением фракций С₃-С₄ и C₅₊ или фракций С₃-С₅ и C₆₊, или частичного охлаждения продуктов стадии олигомеризации до температуры, обеспечивающей при рабочем давлении конденсацию углеводородов С₆, и разделения при этой температуре путем сепарации с выделением газообразной фракции С_6- и жидкой фракции С₆₊, дохолаживания фракции С_6- и ее разделения путем сепарации с выделением газообразной фракции C₁-C₄ и жидкой фракции С₃-С₆, которую далее используют в качестве рецикла, смешения выделенной фракции С₅₊ или С₆₊ с водородсодержащим газом, последующей гидрообработки полученной смеси на катализаторе, активном в реакциях гидрирования углеводородов, и/или гидроизомеризации, и/или гидроочистки, содержащем по меньшей мере один металл I-VIII групп, разделения продуктов гидрообработки путем сепарации с выделением водородсодержащего газа, углеводородов C₁-C₅ и жидких продуктов гидрообработки (фракции С₃₊), ректификации жидких продуктов гидрообработки с выделением бензиновой фракции и фракций, выкипающих до и выше 250^oС или фракций, выкипающих до 360^oС и выше 300^oС, а стадию окислительной регенерации катализатора олигомеризации осуществляют по меньшей мере в одном реакторе при температуре 350-550^oС и давлении 0,1-6,0 МПа регенерирующим газом первоначально с содержанием кислорода 0,1-1,5 об.%, а затем с содержанием кислорода 10-21 об.%, и применяемый(е) катализатор(ы) олигомеризации содержит(ат) активный компонент, выбранный из ряда - цеолит пентасил со структурой ZSM-5 или ZSM-11 общей эмпирической формулы (0,02-0,5)Na₂O•Эл₂О₃•(25-500)SiO₂•kH₂O,
где Эл - по меньшей мере один элемент из ряда Al, Ga, Fe, a k - соответствующий влагоемкости коэффициент, или цеолит L, или ZSM-12, или ZSM-20, или бета, или омега, или цеолит Y, или морденит, или аморфный алюмо- или элементосиликат, или кристаллические алюмофосфатные или силикоалюмофосфатные молекулярные сита, и указанный активный компонент или катализатор модифицирован по меньшей мере одним элементом и/или соединением элемента I-VIII групп в количестве 0,01-10 мас.%.

В качестве рецикла используют часть выделенной после стадии олигомеризации фракции С₃-С₄ и/или C₅₊, или фракции С₃-С₅ и/или С₆₊, или фракции C_5- и/или фракции С₅₊, или фракции С_6- и/или фракции С₆₊, или фракции С₃-С₆, или фракций С₃-С₆ и С₆₊ при кратности рецикл/сырье от 0,01 до 10, а подачу рецикла(ов) осуществляют в исходный сырьевой поток и/или по меньшей мере в один промежуточный реакционный поток между работающими реакторами.

Возможна подачи части выделенной после стадии олигомеризации жидкой фракции С₃-С₄ или С₃-C₅ или C_5-, или С_6- в верхнюю часть ректификационной колонны разделения жидкой фракции С₃₊, выделенной после стадии сепарации продуктов гидрообработки.

Стадию гидрообработки жидких продуктов олигомеризации осуществляют в трубном пространстве трубчатого реактора, обеспечивающего съем избыточного тепла реакции подаваемым по межтрубному пространству более холодным теплоносителем, или по меньшей мере в одном адиабатическом реакторе и обработку ведут при температуре 80-400^oС, давлении 0,5-6,0 МПа и мольном отношении водород/олефины 1-20. Катализатор гидрообработки в качестве одного из активных компонентов может дополнительно содержать компонент, выбранный из ряда: цеолит ZSM-5 или ZSM-11 общей эмпирической формулы (0,02-0,8)Na₂O•Эл₂O₃•(25-500)SiO₂•kH₂O, где Эл - по меньшей мере один элемент из ряда Al, Ga, Fe, а k - соответствующий влагоемкости коэффициент, или цеолит L, или ZSM-12, или ZSM-20, или бета, или омега, или цеолит Y, или морденит, или аморфный алюмо- или элементосиликат, или кристаллические алюмофосфатные или силикоалюмофосфатные молекулярные сита, или указанный активный компонент, модифицированный элементами и/или соединениями элементов I-VIII групп в количестве 0,01-5,0 мас.%.

В качестве сырья возможно использование углеводородных фракций, содержащих олефины (желательно или преимущественно этилен или преимущественно олефины С₃₊) и получаемых различными термическими и каталитическими процессами, в т.ч. газообразных фракций (углеводородные газы пиролиза, термического и каталитического крекинга, процессов дегидрирования и т.п.) и/или жидких фракций, выкипающие до 250^oС (бензины термокрекинга, продукты процесса Фишера-Тропша и т.д.).

Основными отличительными признаками предлагаемого способа являются:
- переработка сырья на стадии олигомеризации по меньшей мере в трех адиабатических реакторах или по меньшей мере в одном трубчатом реакторе, и регенерация закоксованного катализатора олигомеризации по меньшей мере в одном реакторе;
- переработка сырья на стадии олигомеризации на катализаторах одного или двух разных типов;
- возможность использования катализаторов олигомеризации, содержащих цеолит ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-20, цеолит L, бета, омега, цеолит Y, морденит, аморфный алюмо- или элементосиликат, кристаллические алюмофосфатные и силикоалюмофосфатные молекулярные сита;
- состав применяемого цеолита ZSM-5;
- возможность предварительного разделения продуктов стадии олигомеризации путем сепарации с выделением газообразной фракции C₁-C₄, жидкой фракции С₃₊ и ректификация фракции С₃₊;
- возможность разделения продуктов стадии олигомеризации путем сепарации (при температуре, обеспечивающей при рабочем давлении конденсацию углеводородов С₆) с выделением газообразной фракции С_6- и жидкой фракции С₆₊, дохолаживание фракции С_6- и ее разделение путем сепарации с выделением газообразной фракции C₁-C₄ и жидкой фракции С₃-С₆, которую далее используют в качестве рецикла;
- подача рецикла в исходный сырьевой поток и/или в промежуточный реакционный поток между работающими реакторами олигомеризации, и возможность использования в качестве рецикла фракции С₃-С₄ и/или C₅₊, или фракции С₃-С₅ и/или С₆₊, или фракции C_5- и/или фракции С₅₊, или фракции С_6- и/или фракции С₆₊, или фракции С₃-С₆, или фракций С₃-С₆ и С₆₊;
- смешение выделенной из продуктов олигомеризации фракции C₅₊ или С₆₊ с водородсодержащим газом, последующая гидрообработка полученной смеси на активном в реакциях гидрирования углеводородов катализаторе гидрирования и/или гидроизомеризации и/или гидроочистки, содержащем по меньшей мере один металл I-VIII групп, при температуре 80-400^oС, давлении 0,5-6,0 МПа и мольном отношении водород/олефины 1-20, разделение продуктов гидрообработки путем сепарации с выделением водородсодержащего газа, углеводородов C₁-C₅ и жидких продуктов гидроообработки (фракции С₃₊), ректификация жидких продуктов гидроообработки с выделением бензиновой фракции и фракций, выкипающих до и выше 250^oС или фракций, выкипающих до 360^oС и выше 300^oС;
- возможность применения в качестве катализатора гидрообработки катализатора, содержащего в качестве одного из активных компонентов цеолит ZSM-5 или ZSM-11, или ZSM-12, или ZSM-20, или цеолит L, или бета, или омега, или цеолит Y, или морденит, или аморфный алюмо- или элементосиликат, или кристаллические алюмофосфатные или силикоалюмофосфатные молекулярные сита;
- возможность подачи части выделенной после стадии олигомеризации жидкой фракции С₃-С₄ или С₃-С₅ или С_5-, или С_6- в верхнюю часть ректификационной колонны разделения жидкой фракции С₃₊, выделенной после стадии сепарации продуктов гидрообработки;
- осуществление стадии регенерации катализатора олигомеризации первоначально регенерирующим газом с содержанием кислорода 0,1-1,5 об.% или 0,1-5,0 об.% (при использовании адиабатических или трубчатых реакторов соответственно), а затем - 10-21 об.% при заданных условиях;
- получение дистиллятных фракций, выкипающих выше 250^oС, являющихся базой синтетических масел.

Достигаемый результат связан с сочетанием применяемых катализаторов, активных в реакциях превращения олефинов, катализатора гидрообработки и технологии процесса в целом. Так, на стадии олигомеризации варьирование состава цеолитов типа пентасил со структурой ZSM-5 и ZSM-11 (или их отечественных аналогов - высококремнистых цеолитов ЦВК, ЦВМ, ЦВН) или применение катализаторов других перечисленных выше типов позволяет изменять селективность протекания реакции. Одновременное применение катализаторов олигомеризации двух разных типов позволяет увеличить глубину переработки сырья и изменить селективность процесса. Применение модифицированных элементами и/или соединениями элементов I-VIII групп катализаторов олигомеризации позволяет изменить селективность процесса и/или увеличить длительность межрегенерационного пробега катализатора и/или понизить температуру регенерации катализатора (последнее приводит к увеличению срока службы катализатора). Изменение селективности протекания реакций превращения олефинов сырья позволяет варьировать соотношение получаемых продуктов, что повышает гибкость процесса.

Организация рецикла, в качестве которого используют одну или две выделенных после стадии олигомеризации фракций, позволяет увеличить глубину переработки сырья, изменять селективность процесса и варьировать соотношение получаемых целевых продуктов, что повышает гибкость процесса - например, рециркуляция фракции С₃-С₄ приводит к увеличению глубины переработки сырья и к повышению выхода жидких продуктов (фракции С₅₊ или С₆₊) в целом, а рециркуляция фракции C₅₊ или С₆₊ приводит к увеличению выхода фракций, выкипающих выше 250^oС (т.е. к увеличению выхода базы масел).

Подача рецикла в промежуточный реакционный поток между работающими реакторами, кроме увеличения глубины переработки сырья и изменения селективности процесса, дополнительно позволяет снизить тепловые нагрузки на соответствующее теплообменное оборудование (а следовательно, снизить его металлоемкость и стоимость) за счет частичного охлаждения промежуточного потока холодным рециклом и упростить регулирование температурных режимов адиабатических реакторов.

Предварительное разделение продуктов реакции путем сепарации с выделением газообразной фракции C₁-C₄ и жидкой фракции С₃₊ с последующей ее ректификацией позволяет повысить гибкость процесса по отношению к составу сырья, т. к. является более оптимальным при переработке сырья, содержащего в значительных количествах углеводороды C₁-C₂ и/или Н₂, N₂, СО, СО₂, и, кроме того, позволяет улучшить режим работы ректификационной колонны и/или снизить ее металлоемкость.

Гидропереработка выделенных из продуктов стадии олигомеризации жидких фракций С₅₊ или С₆₊ позволяет (в результате превращения олефинов в парафины) повысить качество целевых продуктов (например, повысить индукционный период для бензиновой фракции; снизить йодное число для керосиновой и дизельной фракций; повысить цетановое число дизельной фракции) и расширить ассортимент производимой продукции (например, производить сортные керосин, дизельное топливо, базу синтетических масел).

Способ осуществляют следующим образом. Сырье, возможно в смеси с рециклом, предварительно нагревают до температуры реакции в соответствующих технологических аппаратах (теплообменники, печи и т.п.) и при температуре 150-450^oС, давлении 0,1-6,0 МПа (лучше 1-3 МПа) и массовой скорости подачи сырья 0,2-10 ч^-1 подвергают последовательному контактированию со стационарным слоем катализатора, активном в реакциях олигомеризации олефинов, в 3-х или более адиабатических реакторах или в трубном пространстве по меньшей мере одного трубчатого реактора, обеспечивающего съем избыточного тепла реакции, подаваемым по межтрубному пространству более холодным теплоносителем.

В реакторах олигомеризации может быть один и тот же катализатор или два разных типа катализатора олигомеризации, причем каждый реактор загружен катализатором только одного типа. При использовании в процессе одновременно двух разных катализаторов сырье подвергают последовательному превращению сначала на катализаторе одного, а затем другого типа. При использовании адиабатических реакторов один тип катализатора загружен по меньшей мере в два реактора и другой тип катализатора загружен по меньшей мере в один реактор. Возможна подача рецикла в реакционный поток между работающими реакторами.

В результате протекания на катализаторе олигомеризации химических реакций (олигомеризации, ароматизации, алкилирования и пр.), имеющих в целом экзотермический тепловой эффект, температура реакции по слою катализатора в адиабатическом реакторе возрастает, вследствие чего поток реакционной смеси после каждого реактора выходит с температурой выше, чем температура потока на входе в этот реактор. Для поддержания оптимальных условий работы катализатора во всех адиабатических реакторах промежуточные реакционные потоки между реакторами охлаждают в соответствующей теплообменной аппаратуре до температуры реакции в последующем реакторе. Охлаждение этих потоков, частичное или до требуемой температуры, происходит и при подаче в промежуточный реакционный поток между реакторами рецикла, имеющего более низкую температуру.

Температура реакции на стадии олигомеризации определяется в зависимости от типа применяемого катализатора, состава сырья (например, олефины С₃-С₄ или бензины термокрекинга) и типа производимой целевой продукции (например, производство преимущественно бензиновых или дизельных фракций). Усредненная температура реакции может быть примерно одинакова во всех работающих реакторах или различаться. Для увеличения длительности межрегенерационного пробега катализатора, которая зависит от типа сырья и условий реакции, возможно повышение температуры реакции пропорционально степени дезактивации катализатора, таким образом, чтобы поддерживать качество и групповой состав продуктов на одном уровне.

После последнего по ходу подачи сырья реактора продукты стадии олигомеризации охлаждают в соответствующих технологических аппаратах (теплообменники, холодильники и т.п.) и разделяют в ректификационной колонне с выделением верхом колонны фракции C_5- и кубом колонны - фракции С₅₊ или фракций С_6- и С₆₊. Возможна подача части фракции С_5- и/или С₅₊, или С_6- и/или С₆₊ на рецикл - на смешение с исходным сырьем и/или в промежуточный реакционный поток между последовательно работающими реакторами. Возможны предварительное разделение фракции С_5- или С_6- на фракцию C₁-С₂ и фракцию С₃-С₅ или С₃-С₆ и подача на рецикл фракции С₃-С₅ и/или С₅₊, или фракции С₃-С₆ и/или С₆₊.

Возможна предварительная сепарация охлажденных продуктов стадии олигомеризации с выделением газообразной фракции C₁-C₄ и жидкой фракции С₃₊, ректификация последней с выделением верхом колонны фракции С₃-С₄ и кубом колонны - фракции С₅₊ или фракций С₃-C₅ и С₆₊. Возможна подача на рецикл фракции С₃-С₄ и/или С₅₊, или фракции С₃-С₅ и/или С₆₊.

Возможна только сепарация частично охлажденных до температуры, обеспечивающей при рабочем давлении конденсацию углеводородов С₆, продуктов стадии олигомеризации с выделением газообразной фракции C_6- и жидкой фракции С₆₊; дохолаживание до температуры, обеспечивающей при рабочем давлении конденсацию углеводородов С₃₊, фракции С_6- и ее разделение путем сепарации с выделением газообразной фракции C₁-C₄ и жидкой фракции С₃-С₆, которую далее используют в качестве рецикла. Возможна дополнительная подача на рецикл фракции С₆₊.

Подаваемые на рецикл фракции могут быть поданы как в смеси, так и раздельно (например, подача фракции С₃-С₄ на смешение с исходным сырьем и подача фракции С₅₊ в промежуточный реакционный поток между работающими реакторами).

Выделенную из продуктов стадии олигомеризации фракцию С₅₊ или С₆₊ смешивают с водородсодержащим газом и подвергают гидрообработке в трубном пространстве трубчатого реактора, обеспечивающего съем избыточного тепла реакции, подаваемым по межтрубному пространству более холодным теплоносителем, или по меньшей мере в одном адиабатическом реакторе при температуре 80-400^oС, давлении 0,5-6,0 МПа и мольном отношении водород/олефины 1-20 путем контактирования с катализатором, активным в реакциях гидрирования ненасыщенных углеводородов (катализатор гидрирования, и/или гидроизомеризации, и/или гидроочистки), содержащим по меньшей мере один металл I-VIII групп. В качестве одного из активных компонентов этот катализатор может содержать компонент, выбранный из ряда цеолит ZSM-5 или ZSM-11, или цеолит L, или ZSM-12, или ZSM-20, или бета, или омега, или цеолит Y, или морденит, или аморфный алюмо- или элементосиликат, или кристаллические алюмофосфатные или силикоалюмофосфатные молекулярные сита (например, AIPO-5,-11,-31, SAPO-5,-11, МСМ-41 и другие молекулярные сита с диаметром пор не менее 6 ), или указанный активный компонент, модифицированный элементами и/или соединениями элементов I-VIII групп в количестве 0,01-5,0 мас.%.

Продукты стадии гидрообработки охлаждают в соответствующих технологических аппаратах, разделяют путем сепарации с выделением водородсодержащего газа, газообразных углеводородов C₁-С₅ и жидких продуктов гидрообработки (фракции С₃₊). Жидкую фракцию С₃₊ разделяют путем ректификации по меньшей мере в одной ректификационной колонне с выделением, в зависимости от необходимого ассортимента продукции:
- бензиновой фракции н. к. -150^oС, дизельной фракции <360^oС и фракции >350^oC (база синтетических масел);
- бензиновой фракции <195^oС, керосиновой фракции <250^oС (компонент дизельного топлива) и фракции >250^oС (база синтетических масел);
- бензиновой фракции <215^oС, фракции 200-250^oС (компонент дизельного топлива) и фракции >250^oС (база синтетических масел);
- бензиновой фракции <205^oС, дизельной фракции <320^oС и фракции >300^oС (база синтетических масел).

Возможны любые промежуточные варианты, в т.ч. с выделением различных углеводородных фракций, используемых как растворители. Возможно выделение фракции С₃-С₄.

Возможна подачи части выделенной после стадии олигомеризации жидкой фракции С₃-С₄, или С₃-С₅, или C_5-, или С_6-, в верхнюю часть ректификационной колонны разделения жидкой фракции С₃₊, выделенной после стадии сепарации продуктов гидрообработки.

В ходе переработки олефинсодержащего сырья на катализаторе олигомеризации протекают процессы коксообразования, приводящие со временем к обратимой дезактивации катализатора, в результате чего происходит снижение его уровня активности. Для восстановления уровня активности катализатора олигомеризации периодически осуществляют его окислительную регенерацию, заключающуюся в выжигании образовавшегося на катализаторе кокса кислородсодержащим газом. (Катализаторы гидропереработки работают без регенерации гораздо более длительное время).

Во время осуществлении переработки сырья в упомянутых выше реакторах олигомеризации, содержащих одинаковый катализатор, на стадии регенерации катализатора находится по меньшей мере 1 реактор. При переработке сырья на катализаторах двух разных типов на стадии регенерации находятся по меньшей мере 2 реактора. При этом эти 2 реактора содержат разные катализаторы, т.е. на стадии регенерации находятся одновременно реакторы с катализаторами разных типов.

Все реакторы олигомеризации технологически обвязаны для возможности переключения по меньшей мере одного из них на стадию регенерации катализатора и последующего подключения реактора с отрегенерированным катализатором на стадию переработки сырья. Данные переключения осуществляют периодически после начала изменения качества или выхода продукта и/или достижения конечной температуры реакции. В случае применения адиабатических реакторов на стадию регенерации отключают первый или последний по ходу подачи сырья реактор (при переработке сырья на катализаторах двух разных типов имеется в виду последовательность реакторов с катализатором одного типа), а реактор с отрегенерированным катализатором на переработку сырья подключают соответственно последним или первым.

Стадию регенерации катализатора олигомеризации осуществляют при температуре 350-550^oС и давлении 0,1-6,0 МПа первоначально регенерирующим газом с содержанием кислорода 0,1-1,5 об.% при применении адиабатических реакторов или 0,1-5,0 об. % при применении трубчатых реакторов, а затем 10-21 об.%. Регенерирующий газ получают путем смешения воздуха с азотом. Возможно получение регенерирующего газа путем смешения части отработанных газов регенерации, подаваемых на рециркуляцию, с воздухом или с воздухом и азотом.

Катализаторы готовят известными способами. На стадии приготовления активных форм цеолитов применяют известные методы модифицирования (декатионирования, деалюминирования, ионного и катионного обмена, пропитки, термообработки и т.д.) в различных сочетаниях.

Сущность предлагаемого способа и его практическая применимость подтверждается нижеприведенными примерами. Примеры 1-11 иллюстрируют возможность получения из легкого олефинсодержащего сырья дистиллятных фракций с высокими температурами выкипания (т.е. жидких продуктов стадии олигомеризации, которые далее подвергают гидрообработке). Примеры 12-17 иллюстрируют сущность заявляемого способа в целом.

Примеры 1-8. В качестве сырья используют гексен-1 (температура кипения - 63,5^oС). Сырье предварительно подогревают и подают в трубное пространство трубчатого реактора, где оно контактирует со стационарным слоем катализатора при повышенной температуре и избыточном давлении; в межтрубное пространство подают холодный теплоноситель, обеспечивающий съем избыточного тепла, выделяющегося при превращении сырья на катализаторе в трубном пространстве. Продукты реакции охлаждают и разделяют в дебутанизаторе с выделением углеводородных газов C₁-C₄ и жидкой фракции C₅₊. Условия реакции, выходы продуктов и фракционный состав полученной фракции С₅₊ приведены в табл.1, составы катализаторов приведены в табл. 2.

Пример 9. В качестве сырья используют гексен-1. Сырье предварительно подогревают и подают в трубное пространство реактора, где оно контактирует при средней температуре реакции 280^oС давлении 3,0 МПа и весовой скорости подачи сырья 2,0 ч^-1 со стационарным слоем катализатора, содержащего 30 мас. % Аl₂O₃ и 70% цеолита пентасил со структурой ZSM-5 эмпирической формулы 0,03Na₂O•Al₂O₃•0,3Fe₂O₃•86SiO₂, модифицированного 0,05% La. По межтрубному пространству реактора подают холодный теплоноситель, обеспечивающий съем избыточного тепла, выделяющегося при превращении сырья на катализаторе в трубном пространстве.

Продукты реакции охлаждают до 35^oС и разделяют в дебутанизаторе с выделением 9,2 мас. % углеводородных газов C₁-C₄ и 90,8% жидкой фракции C₅₊, имеющей и следующий фракционный состав, ^oС: н.к. - 51; 10 об.% - 68, 20% - 74, 30% - 84, 40% - 99, 50% - 177, 60% - 199, 70% - 215, 80% - 240, 90% - 310, к.к. - 316.

Пример 10. Аналогичен примеру 9. В результате разделения продуктов контактирования сырья при температуре 320 ^oС, давлении 3,0 МПа и весовой скорости подачи 2,0 ч ^-1 с силикоалюмофосфатными молекулярными ситами SAPO-5 эмпирической формулы Аl₂О₃•0,8Р₂О₃•0,16SiO₂ получают 6,3 мас.% углеводородных газов C₁-C₄ и 93,7% жидкой фракции C₅₊, имеющей следующий фракционный состав, ^oС: н.к. - 33; 10 об.% - 66, 20% - 70, 30% - 74, 40% - 80, 50% - 90, 60% - 148, 70% - 199, 80% - 223, 90% - 284, к.к, - 289.

Пример 11. В качестве сырья используют гексен-1. Способ осуществляют с применением 2-х последовательно работающих трубчатых реакторов, в трубных пространствах которых находятся два различных катализатора, и по межтрубному пространству которых подают холодный теплоноситель, обеспечивающий съем избыточного тепла, выделяющегося при превращении сырья на катализаторе в трубном пространстве.

Сырье предварительно подогревают и подают в трубное пространство первого реактора, где оно контактирует с катализатором примера 10 при температуре 300-320^oС, давлении 3,0 МПа и весовой скорости подачи сырья 3,0 ч^-1. После первого реактора реакционную смесь подают в трубное пространство второго реактора, где она контактирует с катализатором примера 9 при температуре 280-300^oС, давлении 3,0 МПа и весовой скорости подачи сырья 3,0 ч^-1. Продукты реакции охлаждают до 35^oС и разделяют в дебутанизаторе с выделением 7,0 мас.% углеводородных газов C₁-C₄ и 93,0% жидкой фракции C₅₊, имеющей следующий фракционный состав, ^oС: н.к. - 34; 10 об.% - 74, 20% - 93, 30% - 119, 40% - 161, 50% - 184, 60% - 205, 70% - 228, 80% - 267, 90% - 321, к.к. - 341.

Пример 12. В качестве сырья используют гексен-1. Способ осуществляют с применением 2-х последовательно работающих трубчатых реакторов, в трубных пространствах которых находятся два различных катализатора олигомеризации, и по межтрубному пространству которых подают холодный теплоноситель, обеспечивающий съем избыточного тепла, выделяющегося при превращении сырья на катализаторе в трубном пространстве.

Сырье подогревают и подают в трубное пространство первого реактора олигомеризации, где оно контактирует с катализатором примера 5 при температуре 240-260^oС, давлении 3,0 МПа и весовой скорости подачи сырья 3,0 ч^-1. После первого реактора реакционную смесь смешивают с рециклом в соотношении ~3:1 и полученную смесь подают в трубное пространство второго реактора олигомеризации, где она контактирует с катализатором примера 2 при температуре 260-280^oС, давлении 3,0 МПа и весовой скорости подачи сырья 3,0 ч^-1. Продукты реакции олигомеризации частично охлаждают и разделяют путем ректификации в колонне-дебутанизаторе с выделением 8,7 мас.% углеводородных газов C₁-C₄ и 91,3% жидкой фракции С₅₊, имеющей следующий фракционный состав, ^oС: н.к. - 35; 10 об.% - 78, 20% - 93, 30% - 133, 40% - 181, 50% - 202, 60% - 219, 70% - 245, 80% - 294, 90% - 329, к.к. - 351. Часть фракции С₅₊ подают в виде рецикла в промежуточный реакционный поток между реакторами.

Балансовую часть фракции C₅₊ смешивают с водородсодержащим газом и подвергают гидропереработке на стационарном слое катализатора в трубном пространстве трубчатого реактора, по межтрубному пространству которого подают холодный теплоноситель, обеспечивающий съем избыточного тепла, выделяющегося при превращении углеводородов на катализаторе в трубном пространстве. Гидропереработку фракции C₅₊ осуществляют при средней температуре реакции 300^oС, давлении 1,5 МПа, объемной скорости подачи 2,0 ч^-1 (по жидкой фракции) и мольном соотношении водород/олефины - 6. В качестве катализатора гидропереработки используют катализатор, содержащий 70 мас.% цеолита типа β эмпирической формулы 0,03Nа₂O•Аl₂O₃•0,1Fе₂O₃•84SiO₂, 30% Аl₂О₃ и модифицированный 0,5% Ni. Продукты реакции охлаждают и разделяют путем сепарации с выделением водородсодержащего газа с примесью углеводородов C₁-C₄ (C₁-C₄ - 4,2 мас.% на исходное сырье) и 87,1% жидкой фракции С₃₊. Фракцию С₃₊ разделяют путем ректификации с выделением 38,4% бензиновой фракции н.к. - 195^oС, 20,1% керосиновой фракции 180-250^oС и 28,6% фракции, выкипающей выше 250^oС, являющейся базой синтетических масел.

Регенерацию катализатора олигомеризации осуществляют первоначально регенерирующим газом с содержанием кислорода 3 об.% при давлении 0,2 МПа и температуре 450-480^oС. После выгорания основной части катализаторного кокса содержание кислорода в газе повышают до 20-21 об.% и осуществляют регенерацию катализатора при температуре 480-500^oС.

Пример 13. В качестве сырья используют фракцию углеводородов, содержащую не менее 90 мас.% олефинов и имеющую следующий фракционный состав, ^oС: н.к. - 56; 10 об.% - 66, 20% - 69, 30% - 72, 40% - 76, 50% - 80, 60% - 89, 70% - 126, 80% - 162, 90% - 201, к.к. - 245. Способ осуществляют с применением 4-х адиабатических реакторов со стационарным слоем катализатора олигомеризации, 3 из которых находятся в работе и 1 реактор - на стадии регенерации катализатора. Используют катализатор, содержащий 30 мас.% Аl₂О₃ и 70% цеолита типа L эмпирической формулы 0,03Na₂O•0,03K₂O•Al₂O₃•8,3SiO₂.

Сырье, подогревают и при давлении 3 МПа подвергают последовательному контактированию с катализатором олигомеризации в 3-х реакторах при средней температуре реакции 240^oС в каждом реакторе и с промежуточным охлаждением реакционного потока между реакторами. Массовая скорость подачи сырья на суммарную загрузку катализатора в первом - третьем реакторах - 1,5 ч^-1. Продукты реакции частично охлаждают и разделяют путем ректификации в колонне-дебутанизаторе с выделением верхом колонны 4,7 мас.% углеводородных газов C₁-C₄ и кубом колонны 95,3% жидкой фракции С₅₊, имеющей следующий фракционный состав, ^oС: н.к. - 30; 10 об.% - 70, 20% - 77, 30% - 87, 40% - 102, 50% - 172, 60% - 199, 70% - 213, 80% - 253, 90% - 310, к.к. - 333.

Фракцию С₅₊ смешивают с водородсодержащим газом и подвергают гидропереработке на стационарном слое катализатора в трубном пространстве трубчатого реактора, по межтрубному пространству которого подают холодный теплоноситель, обеспечивающий съем избыточного тепла, выделяющегося при превращении углеводородов на катализаторе в трубном пространстве. Гидропереработку фракции С₅₊ осуществляют при средней температуре реакции 320^oС, давлении 2,0 МПа, объемной скорости подачи 1,0 ч^-1 (по жидкой фракции) и мольном соотношении водород/олефины - 10. Катализатор гидроочистки содержит 35 мас.% Аl₂О₃, 57% цеолита ZSM-5 эмпирической формулы 0,36Na₂O•Al₂O₃•0,01Fe₂O₃•46SiO₂ и 8% соединений Мо и Со. Продукты реакции охлаждают и разделяют путем сепарации с выделением водородсодержащего газа с примесью углеводородов C₁-C₄ (C₁-C₄ - 4,8 мас.% на исходное сырье) и 90,5% жидкой фракции С₃₊. Фракцию С₃₊ разделяют путем ректификации с выделением 36,7 мас. % бензиновой фракции н.к. -160^oС и 53,8% дизельной фракции 160-360^oС или с выделением 36,7% бензиновой фракции н.к. - 160^oС, 30,2% керосина - фракции 150-250^oС и 23,6% фракции, выкипающей выше 250^oС, являющейся базой синтетических масел.

Периодически, для проведения стадии регенерации катализатора олигомеризации последний по ходу подачи сырья 3-й реактор отключают от линии подачи сырья, а реактор с отрегенерированным катализатором подключают на переработку сырья 1-м по ходу подачи сырья. В отключенном реакторе осуществляют регенерацию катализатора, заключающуюся в выжигании образовавшегося на катализаторе кокса кислородсодержащим газом.

Регенерирующий газ с содержанием кислорода 1 об.% при давлении 1,5 МПа нагревают до температуры 350^oС и подают в реактор с закоксованным катализатором олигомеризации. В результате протекания экзотермической реакции горения катализаторного кокса температура в зоне горения кокса составляет ~450^oС. После выгорания основной части катализаторного кокса содержание кислорода в газе повышают до 15 об.% и осуществляют регенерацию катализатора при 480^oС.

Пример 14. В качестве сырья используют фракцию углеводородов, содержащую не менее 90 мас.% олефинов и имеющую следующий фракционный состав, ^oС: н.к. - 56; 10 об.% - 66, 20% - 69, 30% - 72, 40% - 76, 50% - 80, 60% - 89, 70% - 126, 80% - 162, 90% - 201, к.к. - 245. Способ осуществляют с применением 6-ти адиабатических реакторов со стационарным слоем катализатора олигомеризации, 4 из которых постоянно находятся в работе и 2 реактора - на стадии регенерации катализатора. В первых двух работающих реакторах и в одном реакторе, находящемся на стадии регенерации, находится катализатор, содержащий 70 мас.% цеолита типа L эмпирической формулы 0,03Nа₂O•0,03К₂O•Аl₂O₃•8,3SiO₂ и 30% Al₂O₃, а во вторых двух работающих реакторах и во втором реакторе, находящемся на стадии регенерации, находится аморфный алюмосиликат (катализатор типа MAC).

Сырье при давлении 3 МПа предварительно подогревают и подвергают последовательному контактированию с катализатором в 4-х реакторах олигомеризации при средней температуре реакции 240^oС в первых двух реакторах и 320^oС в последних двух реакторах. Массовая скорость подачи сырья на суммарную загрузку катализатора в первом - четвертом реакторах - 1,5 ч^-1. Продукты реакции частично охлаждают и разделяют путем ректификации в колонне-дебутанизаторе с выделением верхом колонны 10,6 мас. % углеводородных газов C₁-C₄ и кубом колонны 89,4% жидкой фракции C₅₊, имеющей следующий фракционный состав, ^oС: жидкой фракции С₅₊, имеющей следующий фракционный состав, ^oС: н.к. - 42; 10 об. % - 73, 20% - 87, 30% - 181, 40% - 216, 50% - 229, 60% - 267, 70% - 303, 80% - 331, 90% - 352, к.к. - 361.

Фракцию С₅₊ смешивают с водородсодержащим газом и подвергают гидропереработке на стационарном слое катализатора гидроизомеризации в двух последовательно работающих (с промежуточным охлаждением реакционной смеси) адиабатических реакторах при температуре реакции 200-300^oС, давлении 1,5 МПа, объемной скорости подачи 2,0 ч^-1 (по жидкой фракции) и мольном соотношении водород/олефины - 4. Катализатор гидроизомеризации, содержит молекулярные сита - силикоалюмофосфат SAPO-5 и модифицирован 0,5 мас.% Pd и 0,41% Сr и Са. Продукты реакции охлаждают и разделяют путем сепарации с выделением водородсодержащего газа с примесью углеводородов C₁-C₄ (C₁-C₄ - 4,5 мас.% на исходное сырье) и 84,9% жидкой фракции С₃₊.

Фракцию С₃₊ разделяют путем ректификации с выделением 22,4 мас.% бензиновой фракции н.к. - 160^oС, 32,9% дизельной фракции 160-300^oС и 29,6% фракции >300^oС - базы синтетических масел или с выделением 22,4% бензиновой фракции н. к. - 160^oС, 21,3% керосина - фракции 150-250^oС и 41,2% фракции >250^oС - базы синтетических масел.

Периодически, для проведения стадии регенерации катализатора олигомеризации 2-й и/или 4-й по ходу подачи сырья реактор(ы) отключают от линии подачи сырья, а реактор(ы) с отрегенерированным катализатором подключают на переработку сырья соответственно 1-м и/или 3-м по ходу подачи сырья. В отключенном(ых) реакторе(ах) при давлении 1,5 МПа осуществляют регенерацию зауглероженного катализатора регенерирующим газом, первоначально с содержанием кислорода 1 об.% при температуре 350-450^oС, а затем с содержанием кислорода 15 об.% при температуре 450-500^oС.

Пример 15. В качестве сырья используют фракцию углеводородов, содержащую не менее 90 мас.% олефинов и имеющую следующий фракционный состав, ^oС: н.к. - 56; 10 об.% - 66, 20% - 69, 30% - 72, 40% - 76, 50% - 80, 60% - 89, 70% - 126, 80% - 162, 90% - 201, к.к. - 245. Способ осуществляют с применением 6-ти адиабатических реакторов со стационарным слоем катализатора, 4 из которых находятся в работе и 2 реактора - на стадии регенерации катализатора. В первых двух работающих реакторах и в одном реакторе, находящемся на стадии регенерации, находится катализатор, содержащий 30 мас.% Аl₂О₃ и 70% цеолита типа L эмпирической формулы 0,03Nа₂O•0,03К₂O•Аl₂O₃•8,3SiO₂; во вторых двух работающих реакторах и во втором реакторе, находящемся на стадии регенерации, находится катализатор, содержащий 30 мас.% Аl₂О₃ и 70% цеолита типа β эмпирической формулы 0,03Nа₂O•Аl₂O₃•0,1Fе₂O₃•84SiO₂.

Сырье, при давлении 3 МПа подвергают последовательному контактированию с катализатором в 4-х реакторах при средней температуре реакции 240^oС в каждом реакторе и с промежуточным охлаждением реакционного потока между реакторами. Массовая скорость подачи сырья на суммарную загрузку катализатора в первом - четвертом реакторах - 1,5 ч^-1. После 4-го реактора продукты реакции частично охлаждают и разделяют путем ректификации в колоннеде-бутанизаторе с выделением верхом колонны 13,8 мас.% углеводородных газов C₁-C₄ и кубом колонны 86,2% жидкой фракции С₅₊, имеющей следующий фракционный состав, ^oС: н.к. - 38; 10 об.% - 72, 20% - 86, 30% - 147, 40% - 206, 50% - 234, 60% - 284, 70% - 320, 80% - 358, 90% - 382, к.к. - 403.

Фракцию С₅₊ смешивают с водородсодержащим газом и подвергают гидропереработке на стационарном слое катализатора гидрирования в трубчатом реакторе при средней температуре реакции 150^oС, давлении 1,5 МПа, объемной скорости подачи 2,0 ч^-1 (по жидкой фракции) и объемной скорости подачи водорода 500 ч^-1. Катализатор гидрирования - 2 мас.% Pd на Al₂O₃. Продукты реакции охлаждают и разделяют путем сепарации с выделением водородсодержащего газа с примесью углеводородов C₁-C₄ (C₁-C₄ - 2,7 мас.% на исходное сырье) и 83,5% жидкой фракции С₃₊.

Жидкую фракцию C₅₊ разделяют путем ректификации с выделением:
- или 24,6 мас.% бензиновой фракции н.к. - 160^oС, 36,1% дизельной фракции 160-350^oС и 22,8% фракции >350^oС - базы синтетических масел;
- или 24,6 мас.% бензиновой фракции н.к. - 160^oС, 25,3% дизельной фракции 160-300^oС и 33,6% фракции >300^oС - базы синтетических масел;
- или 24,6 мас. % бензиновой фракции н.к. - 160^oС, 16,9% керосина - фракции 150-250^o С и 42,0% фракции >250^oС - базы синтетических масел.

Периодически, для проведения стадии регенерации катализатора олигомеризации 2-й и/или 4-й по ходу подачи сырья реактор(ы) отключают от линии подачи сырья, а реактор(ы) с отрегенерированным катализатором подключают на переработку сырья соответственно 1-м и/или 3-м по ходу подачи сырья. В отключенном(ых) реакторе(ах) при давлении 1,5 МПа осуществляют регенерацию зауглероженного катализатора регенерирующим газом, первоначально с содержанием кислорода 1 об.% при температуре 350-450^oС, а затем с содержанием кислорода 15 об.% при температуре 450-500^oС.

Пример 16. В качестве сырья используют пропилен в смеси с азотом в мольном соотношении 9:1. Способ осуществляют с применением трубчатого реактора, трубное пространство которого содержит стационарный слой катализатора олигомеризации, а по межтрубному пространству подают холодный теплоноситель, обеспечивающий съем избыточного тепла, выделяющегося при превращении сырья на катализаторе в трубном пространстве. Используют катализатор, содержащий 30 мас. % Аl₂О₃ и 70% цеолита пентасил со структурой ZSM-5 эмпирической формулы 0,02Nа₂O•Fе₂O₃•144SiO₂.

Сырье предварительно подогревают и подают в трубное пространство трубчатого реактора, где оно контактирует с катализатором олигомеризации при температуре 285-300^oС, давлении 0,5 МПа и весовой скорости подачи по пропилену 1,9 ч^-1. Продукты реакции охлаждают до 35^oС и разделяют путем сепарации с выделением смеси газообразной фракции - смеси углеводородов C₁-C₄ (6,8 мас.% на поданный пропилен) с азотом и жидкой фракции С₃₊ (93,2%). Фракцию С₃₊ подвергают ректификации в колонне-дебутанизаторе с выделением верхом колонны 0,7 мас.% газообразной фракции С₃-С₄ и 6,5% сжиженной фракции С₃-С₄ и кубом колонны - 86,0% фракции С₅₊, имеющую следующий фракционный состав, ^oС: н.к. - 32; 10 об.% - 56, 20% - 71, 30% - 86, 40% - 96, 50% - 106, 60% - 121, 70% - 141, 80% - 160, 90% - 187, к.к. - 226.

Фракцию С₅₊ смешивают с водородсодержащим газом и подвергают гидропереработке на стационарном слое активного в реакциях гидрирования углеводородов катализатора в трубном пространстве трубчатого реактора. По межтрубному пространству реактора гидрообработки подают холодный теплоноситель, обеспечивающий съем избыточного тепла, выделяющегося при превращении углеводородов на катализаторе в трубном пространстве. Гидропереработку фракции C₅₊ осуществляют при средней температуре реакции 320^oС, давлении 1,5 МПа, объемной скорости подачи 2,0 ч^-1 (по жидкой фракции) и мольном соотношении водород/олефины - 6. В качестве катализатора гидропереработки используют катализатор, содержащий 60 мас.% цеолита ZSM-5 эмпирической формулы 0,09Na₂O•Al₂O₃•0,3Fe₂O₃•96SiO₂, 40% Аl₂О₃, и модифицированный 0,1% Pt. Продукты реакции охлаждают до 35^oС и разделяют в сепараторе выделением газа, содержащего водород и углеводороды C₁-C₄ (2,7% C₁-C₄), и жидкой фракции С₃₊. Фракцию С₃₊ разделяют путем ректификации с получением, мас.% на исходный пропилен: фракции С₃-С_4- 1,6%, бензиновой фракции н.к. - 205^oС - 80,6%, фракции 205-250^oС - 1,5% или бензиновой фракции н.к. - 150^oС - 68,1% и фракции 150-250^oС - 15,2%.

Фракция н.к. - 150^oС имеет октановое число не ниже 82 MM и является компонентом автобензина. Бензиновая фракция н.к. - 205^oС имеет октановое число не ниже 80 MM и является компонентом автобензина или товарным автобензином марки АИ-80. Фракция 150-250^oС является товарным продуктом - керосином, фракция 205-250^oС - компонент дизельного топлива.

Регенерацию катализатора олигомеризации осуществляют первоначально регенерирующим газом с содержанием кислорода 5 об.% при давлении 0,2 МПа и температуре 450-480^oС. После выгорания основной части катализаторного кокса содержание кислорода в газе повышают до 20-21 об.% и осуществляют регенерацию катализатора при температуре 480-500^oС.

Пример 17. Аналогичен примеру 16 с тем отличием, что часть выделенной после стадии олигомеризации сжиженной фракции С₃-С₄ подают в виде рецикла на смешение с сырьем. Продукты реакции разделяют с получением смеси газообразной фракции - смеси углеводородов С₁-С₄ (6,4 мас.% на поданный пропилен) с азотом, 1,3% газообразной фракции С₃-С₄, 3,0% сжиженной фракции С₃-С₄ и 89,3% фракции C₅₊, имеющей следующий фракционный состав, ^oС: н.к. - 35; 10 об. % - 78, 20% - 97, 30% - 115, 40% - 132, 50% - 149, 60% - 166, 70% - 189, 80% - 225, 90% - 257, к.к. - 297. Фракцию С₅₊ подвергают гидропереработке аналогично примеру 16 и разделяют с получением 50,0 мас.% бензиновой фракции н.к. - 150^oС и 36,9% дизельной фракции 150-320^oС.

Примеры 18-27. Иллюстрируют возможность получения из легкого олефинсодержащего сырья дистиллятных фракций с высокими температурами выкипания.

В качестве сырья используют гексен-1 (температура кипения - 63,5^oС). Сырье предварительно подогревают и подают в трубное пространство трубчатого реактора, где оно контактирует со стационарным слоем катализатора при повышенной температуре и избыточном давлении; в межтрубное пространство подают холодный теплоноситель, обеспечивающий съем избыточного тепла, выделяющегося при превращении сырья на катализаторе в трубном пространстве. Продукты реакции охлаждают до 35^oС и разделяют в сепараторе с выделением углеводородных газов С₁-C₄ и жидкой фракции С₃₊. Фракцию С₃₊ подвергают ректификации с выделением углеводородных газов С₃-С₄ и фракции С₅₊ бензиновой фракции и дистиллятной фракции, выкипающей выше 150^oС. Фракцию С₅₊ смешивают с водородсодержащим газом и при температуре реакции 280-300^oС, давлении 1,5 МПа, объемной скорости подачи 2,0 ч^-1 (по жидкой фракции C₅₊) и мольном соотношении водород/олефины = 4 подвергают гидропереработке на стационарном слое катализатора, находящемся в трубном пространстве трубчатого реактора. Продукты гидропереработки разделяют путем сепарации и ректификации с выделением целевых фракций - бензиновой, керосиновой фракции 150-250^oС и фракции >250^oС (база синтетических масел) или бензиновой, дизельной фракции 150-320^oС и масляной фракции, выкипающей выше 300^oС.

Условия реакции, выходы и фракционные составы фракции С₃₊ приведены в табл. 3. Составы катализаторов стадии олигомеризации приведены в табл. 4. Регенерацию катализатора олигомеризации осуществляют аналогично примеру 12. Катализатор гидропереработки содержит 60 мас.% Аl₂О₃, модифицированного 0,3% Pt, и 40% цеолита L, модифицированного 2% Ni и Сr.

Использование: нефтехимия. Сущность: дистиллятные фракции получают путем контактирования сырья, возможно в смеси с рециклом, с регенерируемым катализатором олигомеризации олефинов, по меньшей мере, в одном трубчатом реакторе или последовательного контактирования в двух трубчатых реакторах с разными катализаторами или последовательного контактирования, по меньшей мере, в трех адиабатических реакторах с одним или двумя разными катализаторами при 150-450^oС, 0,1-6,0 МПа и скорости подачи сырья 0,2-10 ч^-1. Продукты олигомеризации разделяют (с вариантами) с выделением фракций С_6- и C₅₊. Возможна подача на рецикл части выделенных фракций и подача рецикла в промежуточный реакционный поток между работающими реакторами. Фракцию C₅₊ подвергают гидрообработке на катализаторе, активном в реакциях гидрирования углеводородов, при 80-400^oС, 0,5-6,0 МПа и мольном отношении Н₂/СН - 1-20. Технический результат: увеличение гибкости процесса и расширение ассортимента получаемых продуктов. 6 з.п. ф-лы, 4 табл.

1. Способ переработки олефинсодержащего сырья, выкипающего до 250^oС, включающий переработку сырья или смеси сырья с рециклом путем его предварительного нагрева в соответствующих технологических аппаратах до требуемой температуры реакции, контактирования при повышенной температуре и избыточном давлении с катализатором, активным в реакциях олигомеризации олефинов, охлаждения, частичной конденсации продуктов реакции и их фракционирования путем сепарации и ректификации в соответствующих технологических аппаратах с выделением углеводородных фракций, включающий стадию окислительной регенерации катализатора при повышенной температуре первоначально регенерирующим газом с низким содержанием кислорода, а затем с большей концентрацией кислорода и включающий операции по переключению со стадии контактирования на стадию регенерации реактора с закоксованным катализатором и подключением на стадию контактирования реактора с отрегенерированным катализатором, отличающийся тем, что контактирование сырья или смеси сырья с рециклом с катализатором олигомеризации осуществляют в последовательно работающих по меньшей мере трех адиабатических реакторах или в трубном пространстве по меньшей мере одного трубчатого реактора, обеспечивающего съем избыточного тепла реакции подаваемым по межтрубному пространству более холодным теплоносителем, или осуществляют последовательное контактирование с двумя разными катализаторами олигомеризации, находящимися в разных адиабатических или трубчатых упомянутых выше реакторах, продукты реакции стадии олигомеризации охлаждают и разделяют путем ректификации с выделением фракций углеводородов C_5- и фракции С₅₊ или фракций C_6- и С₆₊, или предварительно разделяют в сепараторе с выделением газообразной фракции С₁-С₄ и жидкой фракции С₃₊, которую далее разделяют ректификацией с выделением фракции С₃-С₄ и фракции С₅₊ или фракции С₃-C₅ и фракции С₆₊, или частично охлаждают до температуры, обеспечивающей при рабочем давлении конденсацию углеводородов С₆, и разделяют при этой температуре путем сепарации с выделением газообразной фракции С_6- и жидкой фракции С₆₊, фракцию С_6- дохолаживают и разделяют путем сепарации с выделением газообразной фракции C₁-C₄ и жидкой фракции С₃-С₆, которую далее используют в качестве рецикла, выделенную из продуктов олигомеризации фракцию C₅₊ или С₆₊ смешивают с водородсодержащим газом и подвергают гидрообработке на катализаторе, активном в реакциях гидрирования, и/или гидроизомеризации, и/или гидроочистки, содержащем, по меньшей мере, один металл I-VIII групп, продукты стадии гидрообработки разделяют путем сепарации с выделением водородсодержащего газа, газообразных и жидких продуктов гидрообработки, ректификации жидких продуктов гидрообработки с выделением бензиновой фракции и фракций, выкипающих до и выше 250^oС, или фракций, выкипающих до 360^oС и выше 300^oС, и на стадии регенерации находится по меньшей мере один реактор с катализатором олигомеризации, а катализатор(ы) олигомеризации содержит(ат) активный компонент, выбранный из ряда - цеолит пентасил со структурой ZSM-5 или ZSM-11 общей эмпирической формулы (0,02-0,5)Nа₂О•Эл₂О₃•(25-500)SiO₂•kH₂O,
где Эл - по меньшей мере один элемент из ряда Al, Ga, Fe, a k - соответствующий влагоемкости коэффициент, или цеолит L, или ZSM-12, или ZSM-20, или бета, или омега, или цеолит Y, или морденит, или аморфный алюмо- или элементосиликат, или кристаллические силикоалюмофосфатные молекулярные сита, и указанный активный компонент или катализатор модифицирован по меньшей мере одним элементом и/или соединением элемента I-VIII групп в количестве 0,01-10 маc.%. 2. Способ по п.1, отличающийся тем, что стадию контактирования сырья с катализатором олигомеризации осуществляют при температуре 150-450^oС, давлении 0,1-6,0 МПа и массовой скорости подачи сырья 0,2-10 ч^-1, а регенерацию катализатора олигомеризации осуществляют при температуре 350-550^oС и давлении 0,1-6,0 МПа первоначально регенерирующим газом с содержанием кислорода 0,1-5,0 об.%, а затем с содержанием кислорода 10-21 об.%. 3. Способ по пп.1 и 2, отличающийся тем, что стадию гидрообработки выделенной фракции жидких продуктов олигомеризации осуществляют в трубном пространстве трубчатого реактора, обеспечивающего съем избыточного тепла реакции подаваемым по межтрубному пространству более холодным теплоносителем, или по меньшей мере в одном адиабатическом реакторе и обработку ведут при температуре 80-400^oС, давлении 0,5-6,0 МПа и мольном отношении водород/олефины 1-20. 4. Способ по пп.1-3, отличающийся тем, что катализатор гидропереработки содержит активный компонент, выбранный из ряда - цеолит пентасил со структурой ZSM-5 или ZSM-11 общей эмпирической формулы (0,02-0,8)Nа₂О•Эл₂О₃•(25-500)SiO₂•kH₂O, где Эл - по меньшей мере один элемент из ряда Al, Ga, Fe, a k - соответствующий влагоемкости коэффициент, или цеолит L, или ZSM-12, или ZSM-20, или бета, или омега, или цеолит Y, или морденит, или аморфный алюмо- или элементосиликат, или кристаллические алюмофосфатные или силикоалюмофосфатные молекулярные сита, или указанный активный компонент, модифицированный по меньшей мере одним элементом и/или соединением элемента I-VIII групп в количестве 0,01-5,0 маc.%. 5. Способ по пп.1-4, отличающийся тем, что подачу рецикла осуществляют в исходный сырьевой поток и/или, по меньшей мере, в один промежуточный реакционный поток между работающими реакторами при кратности рецикл/сырье 0,01-10. 6. Способ по пп.1-5, отличающийся тем, что в качестве рецикла используют часть выделенной после стадии олигомеризации фракции C_5- и/или С₅₊, или фракции С_6- и/или С₆₊, или фракции С₃-С₄ и/или фракции С₅₊, или фракции С₃-C₅ и/или фракции C₆₊, или фракции С₆₊ и фракцию С₃-С₆. 7. Способ по пп.1-6, отличающийся тем, что часть выделенной после стадии олигомеризации жидкой фракции С₃-С₄, или С₃-С₅, или C_5-, или С_6-, подают в верхнюю часть ректификационной колонны разделения жидкой фракции С₃₊, выделенной после стадии сепарации продуктов гидрообработки.