Способ гидрокрекинга тяжелого углеводородного сырья Советский патент 1974 года по МПК C10G13/00 

Л

Изобретение относится к перерабатывающей нромышленности, в частности к процессам гидрокрекинга углеводородного сырья, например мазута.

Известен способ гидрокрекинга тяжелого сырья 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 для установок большой мощности характеризуется большими 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 эффективности и независимого регулирования режимов предлагается вести в два параллельных потока, причем в первый поток преимущественно подавать 30-70 вес. % сырья.

Иредлагаемый способ предусматривает:

а)взаимодействие 30-70 вес. % сырья и соответственно количества водорода в первом потоке;

б)разделение продукта первого потока в первой сепарациопной зоне (горячая сепарация) нри цочти одинаковом давлении и температуре 316-427°С с получением первой обогащенной водородом паров фазы и первой жидкой фазы;

в)подача первой паровой фазы на смещение с сырьем второго нотока;

г)разделение продукта второго потока во второй сепарационной зоне при почти одинаковом давлении и температуре 316--427°С с получением второй обогащенной водородом паровой фазы и второй жидкой фазы;

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 одинаковые или разные сложные катализаторы.

Кроме того, по дополнительному варианту вторую паровую фазу разделяют в третьей сепарационной зоне при почти одинаковом давлении и температуре 16-60°С с получением третьей обогащенной водородом паровой фазы и третьей жидкой фазы. Часть третьей паровой фазы возвращают в цикл и объединяют с 30-70% сырья.

В способах применяют систему с подвижным слоем катализатора. Активные компоненты катализатора выбирают, как правило, из металлов V-B, VI-B и VIII групп таблицы Л1енделеева. Во многих случаях катализатор также содержит галоидные компоненты, а в некоторых случаях и щелочной или щелочноземельный металл. Каталитически активные компоненты смешивают с иорйстым носителем с удельной поверхностью 25-500 . Хорошими носителями являются природные 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 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 веш:ество может быть в водородной форме или в форме, получаемой при обработке многовалентными катионами, или может быть смешано с аморфной окисью алюминия двуокисью .кремния или алюмо-силикатом.

Углеводородное сырье и водород контактируют со сложным катализатором описанного типа в реакторе со стационарным, подвижным и ожиженным слоями. Однако, исходя из возможности потери ценного катализатора при истирании, лучше применять катализатор в неподвижном слое. Реагенты могут контактировать с катализатором при прохождении 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 20-341 атм, часовой объемный расход жидкости (объем в час жидкости при 15°С на объем катализатора) 0,1- 10,0, концентрация водорода 178-8900 об. нри 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 98-482°С. Для того чтобы температура катализаторного слоя не нревышала 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 смещепия со свежим углеводородным сырьем, либо использовать в качестве охлаждающей жидкости. В таких случаях отношение жидкости к сырью (общий объем жидкого сырья на объем свежего сырья) составляет 1,1-6,0.

Для гидрокрекинга применяют следующие условия давление около 69-841 атм, объемная скорость около 0,5-5,0 и расход циркулирующего водорода от 565 в пересчете на свежее сырье, поступающее в систему. Температура составляет 316-482°С.

На чертеже представлена упрощенная технологическая схема осуществления предлагаемого способа, вариант.

Эта схема описывается применительно к переработке около 264 MV4ac отбензиненной нефти из Кувейта с целью получения жидкого продукта с содержанием . Сырье, составы потоков, рабочие условия и конструкция реакторов примерные и могут быть изменены. По схеме сырье с указанными ниже свойствами подается на переработку по линии 1.

Свойства отбензиненной нефти

. Удельный вес0,9554

Начальная температура кипения, °С/°Ф343/650

Температура 50%-ной отгонки, С/°Ф496/925

Сера, вес. %3,80

Азот, части/млн.2100

Нерастворимые 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 лпнии 3 и около половины, т. е. около 132 , отводится но линии 4. Остальные 132 (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 же, 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 6 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 6-9 работают при последовательно понижающемся давлении, но во всех оно несколько выще 137 атм. В реакторе 6 поддерживается наивысшее давление.

Продуктовый поток из реактора 6 при температуре около 371°С отбирается по линии И и смешивается с циркулирующей охлаждающей жидкостью в линии -12, источник которой онисан ниже, для снижения температуры лотока. Смесь поступает по линии 11 в реактор 9 при температуре около 343°С. Возрастание температуры достигается не больше, чем на 28С с помощью водородного охлаждения. Поток выводится ПО линии 13 при темнературе 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 липни 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 .

Продуктовый поток снова при температуре около 371°С/700°Ф отбирают по линии 16, смешивают € циркулирующим охлаждающим потоком из линии 17 и подают в реактор 8.

Температура па входе составляет 343°С. Подъем температуры регулируют так, чтобы максимальная температура катализаторного слоя составляла около 371 °С. При почти одном и том л-се 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 центральной 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 10 соответственно. Обогащенный водородный поток отводят из холодного сепаратора 10 по липии 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 цирку„тяции 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 MV4ac свежего сырья из липни 16.

Устройство 22 для разделения продукта показано в виде одной колонны. Требуемый продуктовый поток можно также выдяелять любьш удобным снособом, 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 отводится фракция пентана - 70°С, в то время как по липни 28 - нафта (70-190°С). К другим продуктам относится керосиновый погон при 190-280°С, который отводится по линии

29, легкий газойль 280-843°С - по линии 30 и тяжелый газойль (выше 343°С) - по линии 31. До окончательного отделения нродукта 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 нродуктов и их выход, а также общий расход водорода с точностью до 0,99 вес. % от свежего сырья.

Таблица 1

35

40

45

50

Эти результаты достигнуты при минимальной потере (0,35 вес. %) 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 ежа