RU2278102C1 - Method for combined processing benzene-containing and alkene-containing hydrocarbon flows - Google Patents
Method for combined processing benzene-containing and alkene-containing hydrocarbon flows Download PDFInfo
- Publication number
- RU2278102C1 RU2278102C1 RU2005106440/04A RU2005106440A RU2278102C1 RU 2278102 C1 RU2278102 C1 RU 2278102C1 RU 2005106440/04 A RU2005106440/04 A RU 2005106440/04A RU 2005106440 A RU2005106440 A RU 2005106440A RU 2278102 C1 RU2278102 C1 RU 2278102C1
- Authority
- RU
- Russia
- Prior art keywords
- stream
- benzene
- reaction
- alkene
- hydrocarbons
- Prior art date
Links
Images
Landscapes
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
Abstract
Description
Изобретение относится к области переработки бензолсодержащих и алкенсодержащих углеводородных потоков с образованием алкилбензола.The invention relates to the field of processing benzene-containing and alkene-containing hydrocarbon streams with the formation of alkylbenzene.
Известны способы алкилирования ароматических углеводородов, в частности бензола, алкенами в присутствии кислых катализаторов с получением соответствующих алкилароматических углеводородов [Справочник нефтехимика, Л., Химия, 1978, т.2, с.49-109].Known methods for the alkylation of aromatic hydrocarbons, in particular benzene, by alkenes in the presence of acid catalysts to produce the corresponding alkyl aromatic hydrocarbons [Handbook of Petrochemistry, L., Chemistry, 1978, v.2, p.49-109].
В частности, известен способ алкилирования бензола этиленом и/или пропеном в присутствии AlCl3 и небольшого количества HCl с получением преимущественно алкилбензола [там же, с.105]. Процесс проводят в реакторе барботажного типа (жидкий бензол подают сверху, пропен - снизу) или в жидкофазной смеси при концентрации AlCl3 в реакционной смеси от 3 до 20% масс. и температуре 40-60°С.In particular, a known method for the alkylation of benzene with ethylene and / or propene in the presence of AlCl 3 and a small amount of HCl to obtain predominantly alkylbenzene [ibid, p.105]. The process is carried out in a bubbler type reactor (liquid benzene is fed from above, propene from below) or in a liquid-phase mixture at a concentration of AlCl 3 in the reaction mixture from 3 to 20% of the mass. and a temperature of 40-60 ° C.
Из реакционной смеси отгоняют непрореагировавшие углеводороды, затем отгоняют бензол, возвращаемый обычно в зону алкилирования, и далее изопропилбензол отгоняют от более высококипящих продуктов, в основном диизопропилбензолов.Unreacted hydrocarbons are distilled off from the reaction mixture, then benzene, usually returned to the alkylation zone, is distilled off, and then isopropylbenzene is distilled off from higher boiling products, mainly diisopropylbenzenes.
Расход каталитического комплекса (главным образом AlCl3) в процессе составляет -10 кг на 1 т продукта.The consumption of the catalytic complex (mainly AlCl 3 ) in the process is -10 kg per 1 ton of product.
Недостатками способа являются сильная коррозионная агрессивность, чрезвычайно высокие требования к очистке сырья от воды (не более 10 ppm) и других неуглеводородных примесей. Большой расход AlCl3 приводит к образованию большого количества вредных отходов.The disadvantages of the method are strong corrosiveness, extremely high requirements for the purification of raw materials from water (not more than 10 ppm) and other non-hydrocarbon impurities. The high consumption of AlCl 3 leads to the formation of a large amount of harmful waste.
Известен способ [там же, с.105-106] способ алкилирования бензола пропеном в пропен-пропановой фракции в присутствии катализатора "фосфорная кислота на носителе". Процесс проводят при высокой температуре (~100°С) и относительно высоком давлении (28-42 ата). С целью сокращения образования диизопропилбензолов и полиизопропилбензолов на входе в реакционную зону поддерживают молярный избыток бензола по отношению к пропену (~10:1).The known method [ibid, pp. 105-106] is a method for the alkylation of benzene with propene in the propene-propane fraction in the presence of a phosphoric acid supported catalyst. The process is carried out at high temperature (~ 100 ° C) and relatively high pressure (28-42 ata). In order to reduce the formation of diisopropylbenzenes and polyisopropylbenzenes at the entrance to the reaction zone, a molar excess of benzene relative to propene is maintained (~ 10: 1).
Недостатки процесса - чрезмерно высокие температура и давление, образование большого количества полиизопропилбензолов, частичный унос фосфорной кислоты с твердого носителя, что влечет за собой с одной стороны необходимость подпитки катализатора кислотой, а с другой стороны вызывает повышенную коррозионную агрессивность и необходимость нейтрализации кислоты в выходящей реакционной смеси.The disadvantages of the process are excessively high temperature and pressure, the formation of a large amount of polyisopropylbenzenes, partial removal of phosphoric acid from a solid support, which entails, on the one hand, the need to replenish the catalyst with acid, and, on the other hand, causes increased corrosiveness and the need to neutralize the acid in the effluent reaction mixture .
Известен способ [US-pat. 5055627, 11.09.1989] получения изопропилбензола путем алкилирования бензола пропеном в присутствии в качестве катализатора молекулярных сит (цеолитов). Авторы патента указывают чрезмерно широкий интервал условий проведения процесса алкилирования: температуру от 50 до 500°С, молярное отношение бензола к пропену от 2 до 100:1, давление от 0,5 до 20 атм.The known method [US-pat. 5055627, 09/11/1989] the production of isopropylbenzene by alkylation of benzene with propene in the presence of molecular sieves (zeolites) as a catalyst. The authors of the patent indicate an excessively wide range of conditions for the alkylation process: temperature from 50 to 500 ° C, the molar ratio of benzene to propene from 2 to 100: 1, pressure from 0.5 to 20 atm.
В действительности скорость алкилирования на цеолитах при температуре менее 200°С является низкой. Главным недостатком процессов алкилирования алкенами на цеолитах является быстрая дезактивация катализатора, т.к. через узкие (микронные) отверстия (поры) в катализаторе невозможно удаление укрупненных молекул, в частности олигомеров алкенов), что влечет необходимость частого выжигания "застрявших" молекул с катализатора, снижает технологичность процесса и постепенно ведет к разрушению катализатора.In fact, the rate of alkylation on zeolites at a temperature of less than 200 ° C is low. The main disadvantage of alkene alkylation on zeolites is the rapid deactivation of the catalyst, as through narrow (micron) holes (pores) in the catalyst, it is impossible to remove enlarged molecules, in particular alkenes oligomers), which entails the need for frequent burning of "stuck" molecules from the catalyst, reduces the processability and gradually leads to destruction of the catalyst.
Известен способ [Авт. Свид. СССР №173212, 21.07.1965] алкилирования углеводородов алкенами в присутствии сильнокислотных катионообменных смол. В А.С, 173212 использовалось молярное отношение ароматический углеводород:алкен меньше 1:1 и температура 100-150°С. В этих условиях неизбежно происходит значительная олигомеризация алкенов и присоединение к молекуле бензола нескольких алкильных групп, что, как правило, нежелательно. Образование олигомеров ведет к относительно быстрой дезактивации катализаторов. Способы борьбы с этим явлением в А.С. 173212 не указаны. Не рассматривается и проблема накопления воды в катализаторе.The known method [Auth. Testimonial. USSR No. 173212, 07/21/1965] alkylation of hydrocarbons with alkenes in the presence of strongly acidic cation exchange resins. In A.S. 173212, the molar ratio aromatic hydrocarbon: alkene was used less than 1: 1 and the temperature was 100-150 ° С. Under these conditions, significant oligomerization of alkenes and the addition of several alkyl groups to the benzene molecule inevitably occur, which is usually undesirable. The formation of oligomers leads to a relatively rapid deactivation of the catalysts. Ways to combat this phenomenon in A.S. 173212 are not specified. Not considered and the problem of accumulation of water in the catalyst.
Известен также способ [US-pat. 4316997, 23.02.1982] алкилирования бензола этиленом или пропеном в присутствии сополимеров перфторированного эфира и тетрафторэтилена, содержащих сульфогруппы. Недостатком катализатора является его малая доступность, сложность приготовления и дороговизна. В патенте не рассматривается проблема накопления воды в катализаторе и ее влияние на процесс.A method is also known [US-pat. 4316997, 02.23.1982] alkylation of benzene with ethylene or propene in the presence of copolymers of perfluorinated ether and tetrafluoroethylene containing sulfo groups. The disadvantage of the catalyst is its low availability, complexity of preparation and high cost. The patent does not address the problem of the accumulation of water in the catalyst and its effect on the process.
Известен способ [US-pat. 3017441, 16.01.1962], согласно которому алкилирование бензола или алкилбензола(ов) алкенами проводят в присутствии сухого сульфокатионита при температуре от 104,5 до 190,5°С, предпочтительно от 138°С до 167°С.The known method [US-pat. 3017441, 01/16/1962], according to which the alkylation of benzene or alkylbenzene (s) with alkenes is carried out in the presence of dry sulfocationite at a temperature of from 104.5 to 190.5 ° C, preferably from 138 ° C to 167 ° C.
Недостатком способа является высокая температура, превышающая пределы термической стабильности промышленных сульфокатионитных катализаторов. Требование использовать в процессе сухой сульфокатионит, по существу, означает необходимость тщательной предварительной осушки бензола или алкилбензола(ов) и алкенов, поскольку сульфокатиониты сильно сорбируют воду - в десятки раз интенсивнее, чем они сорбируют углеводороды. В патенте приведены лишь примеры кратковременных опытов (до 2 часов) с исходной загрузкой сухого сульфокатионита, однако, неясно, как обеспечивается требуемое по патенту US 3017441 сухое состояние сульфокатионита в процессе.The disadvantage of this method is the high temperature exceeding the thermal stability limits of industrial sulfocationic catalysts. The requirement to use dry sulfocationionite in the process essentially means the need for thorough preliminary drying of benzene or alkylbenzene (s) and alkenes, since sulfocationionites strongly absorb water - ten times more intense than they absorb hydrocarbons. The patent provides only examples of short-term experiments (up to 2 hours) with the initial loading of dry sulfocationionite, however, it is unclear how the dry state of sulfocationionite required by the patent US 3017441 is ensured in the process.
Нами установлено, что алкилирование бензола (в бензолсодержащем потоке) алкеном возможно в пропенсодержащем потоке, не требует сухого сульфокатионита, и может проводиться при определенном содержании воды в сырье и катализаторе с соблюдением определенной совокупности признаков. При этом присутствие воды способствует большей селективности процесса, т.е. более высокому отношению образующегося алкилбензола к образующимся менее ценным диалкилбензолам и олигомерам алкена.We found that the alkylation of benzene (in a benzene-containing stream) with alkene is possible in a propene-containing stream, does not require dry sulfocationionite, and can be carried out with a certain water content in the feedstock and the catalyst in compliance with a certain set of characteristics. Moreover, the presence of water contributes to greater selectivity of the process, i.e. a higher ratio of the resulting alkylbenzene to the resulting less valuable dialkylbenzenes and alkene oligomers.
Мы заявляем:We declare:
Способ совместной переработки бензолсодержащего и алкенсодержащего углеводородных потоков с образованием преимущественно алкилбензола(ов), включающий жидкофазное алкилирование бензола алкеном в одной или нескольких последовательных реакционных зонах в присутствии катионитного(ых) катализатора(ов) при повышенной температуре и последующее разделение реакционной смеси с помощью ректификации, при котором бензолсодержащий поток и возможно алкенсодержащий поток либо их смесь подают в реакционную(ые) зону(ы) с содержанием воды, которое равно или больше ее равновесной жидкофазной растворимости в нем(них) при температуре от 1 до 130°С, и в пористом сульфокатионитном катализаторе поддерживают содержание воды от 0,5 до 15% масс. и температуру не более 145°С, предпочтительно не более 124°С.A method for the joint processing of benzene-containing and alkene-containing hydrocarbon streams with the formation of predominantly alkylbenzene (s), including liquid-phase alkylation of benzene with alkene in one or more successive reaction zones in the presence of cationic catalyst (s) at elevated temperature and subsequent separation of the reaction mixture by distillation, in which the benzene-containing stream and possibly alkene-containing stream or a mixture thereof is fed into the reaction (s) zone (s) with a water content that avno or greater than its equilibrium solubility in the liquid phase it (them) at a temperature of 1 to 130 ° C, and in the porous catalyst support sulfokationitnom water content of from 0.5 to 15 wt%. and a temperature of not more than 145 ° C., preferably not more than 124 ° C.
При реализации способа возможно также использование зависимых от него способов, при которых:When implementing the method, it is also possible to use methods dependent on it, in which:
- в реакционную(ые) зону(ы) вводят дополнительное количество тщательно диспергируемой в углеводородах воды.- an additional amount of water carefully dispersed in hydrocarbons is introduced into the reaction zone (s).
- используют две или несколько последовательных реакционных зон, и подаваемый(е) водный поток и/или алкенсодержащую смесь делят на два или несколько потоков, которые вводят в разные реакционные зоны, причем во вторую и возможно последующие реакционные зоны указанные потоки подают в ненагретом или охлажденном состоянии.- use two or more consecutive reaction zones, and the supplied (e) water stream and / or alkene-containing mixture is divided into two or several streams that are introduced into different reaction zones, and these flows are fed into the second and possibly subsequent reaction zones in unheated or cooled condition.
- в качестве исходных потоков используют концентрированный бензол и алкен-алкановую фракцию, и в реакционной(ых) зоне(ах) поддерживают молярное отношение бензола к алкену(ам) от 1,3:1 до 20:1, из реакционной смеси первоначально отгоняют непрореагировавшие углеводороды с числом углеродных атомов не более 5, а затем из остатка с помощью ректификации в качестве дистиллата, возможно после отстаивания воды, выводят поток, содержащий преимущественно бензол, и в качестве кубового продукта выводят поток, содержащий преимущественно алкилбензол(ы), из которого возможно далее ректификацией выделяют концентрированный(е) алкилбензол(ы).- concentrated benzene and an alkene-alkane fraction are used as initial streams, and the molar ratio of benzene to alkene (s) from 1.3: 1 to 20: 1 is maintained in the reaction zone (s), unreacted are initially distilled from the reaction mixture hydrocarbons with the number of carbon atoms no more than 5, and then a stream containing predominantly benzene is removed from the residue by distillation as a distillate, possibly after settling water, and a stream containing predominantly alkyl benzene (s) is withdrawn from the residue from It is possible that further distillation gives concentrated (e) alkylbenzene (s).
- в качестве указанного дистиллата выводят поток бензола с примесями образовавшего(их)ся диалкилового эфира и/или алканола, который полностью или большей частью рециркулируют в реакционную(ые) зону(ы).- as the indicated distillate, a benzene stream with impurities of the dialkyl ether and / or alkanol formed (them) is added, which is completely or mostly recycled to the reaction zone (s).
- отогнанный поток непрореагировавших углеводородов с числом углеродных атомов не более 5 частично рециркулируют в реакционную(ые) зону(ы).- the distilled stream of unreacted hydrocarbons with the number of carbon atoms of not more than 5 is partially recycled to the reaction (s) zone (s).
- в реакционной(ых) зоне(ах) поддерживают температуру от 60 до 120°С.- in the reaction (s) zone (s) maintain a temperature of from 60 to 120 ° C.
- алкилирование проводят с конверсией поступающего в процесс алкена более 40%, предпочтительно более 75%.- alkylation is carried out with a conversion of the alkene entering the process of more than 40%, preferably more than 75%.
- отогнанный поток непрореагировавших неароматических углеводородов вторично контактируют с бензолом в дополнительной реакционной зоне, содержащей сульфокатионит, с последующей отгонкой потока, содержащего преимущественно алкан(ы), и разделением оставшейся смеси ректификацией, возможно совместно с разделением остатка после отгонки неароматических углеводородов из реакционной смеси предшествующей(их) реакционной(ых) зон(ы).- the distilled stream of unreacted non-aromatic hydrocarbons is contacted again with benzene in an additional reaction zone containing sulfocationite, followed by distillation of the stream containing predominantly alkane (s) and separation of the remaining mixture by distillation, possibly together with separation of the residue after distillation of non-aromatic hydrocarbons from the previous reaction mixture ( their) reaction (s) zone (s).
- в качестве исходных потоков используют алкенсодержащую смесь преимущественно углеводородов С3 и/или С4, и бензолсодержащую смесь преимущественно углеводородов С6, отгоняемую из продуктов каталитического риформинга бензина, в которой алкилируют более 50%, предпочтительно более 80%, содержащегося бензола, отгоняют непрореагировавшие углеводороды С3 и/или С4, и выводят оставшийся поток, очищенный от большей части бензола и обогащенный изопропилбензолом и/или бутилбензолами, предпочтительно соединяют его с потоком, оставшимся после отгонки бензолсодержащей смеси из продуктов каталитического риформинга, и используют для приготовления высокооктанового бензина.- as the initial streams, an alkene-containing mixture of predominantly C 3 and / or C 4 hydrocarbons is used, and a benzene-containing mixture of predominantly C 6 hydrocarbons, distilled from the products of catalytic reforming of gasoline, in which more than 50%, preferably more than 80%, of the contained benzene is alkylated, unreacted C 3 hydrocarbons and / or C 4 and output the remaining stream purified of most of the benzene and isopropylbenzene-enriched and / or butylbenzene, preferably connects with the stream remaining after OTG APIS benzene mixture of products of catalytic reforming and is used for the preparation of high octane gasoline.
- в реакционной(ых) зоне(ах) поддерживают молярное отношение пропена и/или бутенов к сумме других углеводородов не более 1:1.- in the reaction zone (s), the molar ratio of propene and / or butenes to the sum of other hydrocarbons is not more than 1: 1.
- в указанном соединенном потоке ограничивают содержание бензола не более 1%, предпочтительно не более 0,2%.- in the specified combined stream limit the content of benzene to not more than 1%, preferably not more than 0.2%.
- чрезмерное завышение температуры в реакционной(ых) зоне(ах) предотвращают путем ее(их) охлаждения и/или охлаждения потока(ов) между последовательными реакционными зонами и/или путем подачи между ними и/или в промежуточные сечения реакционной(ых) зон(ы) части бензолсодержащего и/или алкенсодержащего(их) потока(ов) при температуре меньшей, чем в реакционной(ых) зоне(ах) и/или путем рециркуляции на вход в реакционную(ые) зону(ы) охлажденной части потока выходящей из указанной(ых) реакционной(ых) зон(ы) реакционной смеси и/или путем испарения части реакционной смеси.- excessive temperature increase in the reaction (s) zone (s) is prevented by cooling (and) or cooling the stream (s) between successive reaction zones and / or by feeding between them and / or into intermediate sections of the reaction (s) zones (s) a part of the benzene-containing and / or alkene-containing (s) stream (s) at a temperature lower than in the reaction (s) zone (s) and / or by recirculation to the inlet of the reaction (s) zone (s) of the cooled part of the stream leaving from the indicated (s) reaction (s) zone (s) of the reaction mixture and / or by evaporation of an hour ty of the reaction mixture.
- отогнанный из реакционной смеси поток непрореагировавших углеводородов подвергают ректификации, и дистиллат с повышенной концентрацией алкена(ов) возвращают в реакционную(ые) зону(ы).- the stream of unreacted hydrocarbons distilled from the reaction mixture is subjected to rectification, and the distillate with an increased concentration of alkene (s) is returned to the reaction zone (s).
- в качестве катализатора(ов) используют катионитный(е) катализатор(ы) в мелкозернистой форме или форме массообменной насадки возможно в смеси друг с другом или инертным материалом.- as the catalyst (s) use cation exchange resin (s) catalyst (s) in a fine-grained form or in the form of a mass transfer nozzle, possibly in a mixture with each other or an inert material.
- в разных реакционных зонах используют катализаторы с различной каталитической активностью путем загрузки в них катализаторов различных типов или использования слоев одного типа катализатора с различной активностью, получаемых после частичной дезактивации и возможно последующей регенерации.- in different reaction zones, catalysts with different catalytic activity are used by loading catalysts of different types into them or using layers of the same type of catalyst with different activity obtained after partial deactivation and possibly subsequent regeneration.
- в качестве исходного алкенсодержащего потока подают пропен или пропен-пропановую смесь и получают преимущественно изопропилбензол.- as the initial alkene-containing stream serves propene or propene-propane mixture and get mainly isopropylbenzene.
- в качестве исходного алкенсодержащего потока подают этилен или этилен-этановую смесь и получают преимущественно этилбензол.- as the initial alkene-containing stream serves ethylene or ethylene-ethane mixture and get mainly ethylbenzene.
Предлагаемое изобретение не накладывает принципиальных ограничений на содержание бензола в бензолсодержащем потоке и на содержание алкена в алкенсодержащем потоке, хотя предполагается, что их содержание не должно быть чрезмерно низким, предпочтительно не менее 10% алкена в алкенсодержащем потоке.The present invention does not impose fundamental restrictions on the content of benzene in the benzene-containing stream and on the alkene content in the alkene-containing stream, although it is assumed that their content should not be excessively low, preferably at least 10% alkene in the alkene-containing stream.
Изобретение может быть использовано как для целей получения алкилбензола (концентрированного или в составе потока, используемого для приготовления высокооктанового бензина), так и для удаления бензола из содержащего ароматические углеводороды потока с целью выполнения требований, ограничивающих содержание бензола в бензине.The invention can be used both for the purpose of producing alkylbenzene (concentrated or as part of a stream used to prepare high-octane gasoline), and to remove benzene from an aromatic hydrocarbon-containing stream in order to fulfill the requirements limiting the benzene content in gasoline.
В качестве реакторов для осуществления способа могут быть использованы реакторы различного типа: жидкофазные кожухотрубчатые, жидкофазные адиабатические, абсорбционно-реакционные и т.п.As reactors for implementing the method, various types of reactors can be used: liquid-phase shell-and-tube, liquid-phase adiabatic, absorption-reaction, etc.
В качестве катализатора(ов) могут быть использованы как пористые мелкозернистые сульфокатиониты, так и сульфокатионитные катализаторы в виде массообменной насадки различной формы (колец, цилиндров и др.). В каждую реакционную зону может быть загружен один катализатор или несколько различных катализаторов возможно в виде смеси друг с другом или инертным материалом. Возможно использование частично дезактивированных катализаторов, отработанных в других процессах, а также катализаторов после регенерации.As the catalyst (s) can be used as porous fine-grained sulfocationite and sulfocationite catalysts in the form of mass transfer nozzles of various shapes (rings, cylinders, etc.). One catalyst or several different catalysts may be charged into each reaction zone, possibly as a mixture with each other or with an inert material. It is possible to use partially deactivated catalysts used in other processes, as well as catalysts after regeneration.
Допустима изначальная загрузка в реакционную(ые) зону(ы) катализатора с содержанием воды иным, чем указано в п.1 формулы изобретения, при условии, что при установлении стационарного режима работы содержание воды в катализаторе приведет к требуемому уровню 0,5-15%. При этом необходимо учитывать унос воды из катализатора в ходе процесса, а также ее некоторое расходование на взаимодействие с алкеном(ами) с образованием алканола и/или диалкилового эфира. Поэтому, без подпитки водой в процессе катализатор может стать сухим, что отрицательно скажется на селективности процесса.The initial loading into the reaction (s) zone (s) of the catalyst with a water content other than that specified in
Не исключается возможность дополнительного введения воды в реакционную(ые) зону(ы) сверх растворенного количества, поступающего с углеводородными потоками. При этом достаточно равномерное диспергирование воды в потоке, поступающем в катализаторный слой, обязательно для обеспечения равномерного содержания воды в частицах катализатора по сечению, т.к. иначе в частицах с излишним количеством воды скорость реакции алкилирования бензола падает, а при недостатке воды снижается селективность образования алкилбензола(ов). Даже при диспергированном введении воды наибольшая эффективность процесса достигается, когда часть воды находится в виде гомогенного раствора в углеводородах. При этом одновременно исключаются расходы на осушку углеводородов.The possibility of additional introduction of water into the reaction (s) zone (s) in excess of the dissolved amount coming from hydrocarbon streams is not ruled out. Moreover, a sufficiently uniform dispersion of water in the stream entering the catalyst bed is necessary to ensure uniform water content in the catalyst particles over the cross section, because otherwise, in particles with excess water, the benzene alkylation reaction rate decreases, and with a lack of water, the selectivity of the formation of alkylbenzene (s) decreases. Even with dispersed introduction of water, the greatest efficiency of the process is achieved when part of the water is in the form of a homogeneous solution in hydrocarbons. At the same time, the costs of drying hydrocarbons are eliminated.
Поддержание в катализаторе указанного количества воды может регулироваться, в частности, с помощью температуры, при которой исходные углеводороды находятся в контакте с водой до подачи в реакционную(ые) зону(ы) и/или путем регулирования температуры в реакционной зоне: при увеличении температуры вывод воды из реакционной(ых) зон(ы) возрастает.The maintenance of the indicated amount of water in the catalyst can be controlled, in particular, by the temperature at which the feed hydrocarbons are in contact with water before being fed into the reaction zone (s) and / or by adjusting the temperature in the reaction zone: with increasing temperature water from the reaction (s) zone (s) is increasing.
Осуществление изобретения иллюстрируется фигурами 1-3 и примерами. Указанные фигуры и примеры не исключают применение иных схем и приемов при соблюдении сути изобретения, изложенной в пункте 1 формулы изобретения.The implementation of the invention is illustrated in figures 1-3 and examples. These figures and examples do not exclude the use of other schemes and techniques, subject to the essence of the invention set forth in
Согласно фиг.1, по линии 1 подают бензолсодержащий поток с примесью воды, который полностью или частично по линии 1а подают на смешение с пропенсодержащим потоком 2а, а также рециркулируемым бензолсодержащим потоком 8г и возможно рециркулируемым пропенсодержащим потоком 13а, и далее направляют (ввод по линии 3) в реакционную зону Р-1.According to FIG. 1, a benzene-containing stream mixed with water is supplied through
По линии 2 подают алкенсодержащий поток, возможно с примесью воды, который полностью или частично по линии 2а подают на смешение с бензолсодержащим потоком 1a, а также рециркулируемым бензолсодержащим потоком 8 г и возможно рециркулируемым алкенсодержащим потоком 13а, и далее направляют в реакционную зону Р-1.
Возможно, часть потока(ов) 1 и/или 2 непосредственно или после их смешивания направляют на вход в реакционную зону Р-2 соответственно по линии 1б и/или 2б. Туда же возможно по линии 16 частично подают рециркулируемый бензолсодержащий поток 8д и/или рециркулируемый алкенсодержащий поток 13б.It is possible that part of the stream (s) 1 and / or 2, directly or after mixing, is directed to the entrance to the reaction zone P-2, respectively, along line 1b and / or 2b. There, it is also possible that a recycled benzene-containing stream 8d and / or a recycled alkene-containing stream 13b are partially fed through line 16.
Из зоны Р-1 реакционную смесь выводят по линии 4, возможно охлаждают и/или смешивают с потоком(ами) 1б и/или 2б, и подают по линии 5 в реакционную зону Р-2.From zone P-1, the reaction mixture is withdrawn through
Из зоны Р-2 реакционную смесь выводят по линии 6 и направляют в аппарат К-1 для отделения непрореагировавших углеводородов С2-С4 и возможно С5, которые выводят по линии 12 в качестве верхнего продукта колонны и далее выводят из системы по линии 12б и/или подают в ректификационную колонну К-4 по линии 12а, и/или рециркулируют в реакционную(ые) зону(ы) по линии 12 г.From zone P-2, the reaction mixture is withdrawn along
При отслаивании водного слоя во флегмовой емкости Е-1 его выводят по линии 17. При неполной конденсации паров, выходящих с верха К-1, по линии 19 выводят газофазный поток, содержащий несконденсированные компоненты.When the water layer is peeled off in the reflux tank E-1, it is discharged along line 17. If the vapors leaving the top of K-1 are incompletely condensed, a gas-phase stream containing non-condensed components is discharged through line 19.
Из К-1 снизу выводят поток 7, который направляют в ректификационную колонну К-2. Из К-2 в качестве дистиллата выводят бензолсодержащий поток 8 (возможно с примесью алканола и/или диалкилового эфира и/или воды), который частично по линии 8б возвращают в К-2 в качестве орошения, а остальное количество полностью или большей частью по линии 8в рециркулируют в реакционный(е) зону(ы) (по линиям 8г и/или 8д), а также возможно частично выводят из системы по линии 8а.From K-1, a
Возможно конденсат колонны К-2 предварительно отделяют от части воды в емкости Е-2 и излишнюю воду выводят по линии 18.Perhaps the condensate of the K-2 column is preliminarily separated from a part of the water in the E-2 tank and the excess water is discharged through line 18.
Из К-2 снизу выводят поток 9, содержащий преимущественно алкилбензол(ы) и возможно частично диалкилбензолы. Поток 9 или его часть возможно выводят по линии 9а и/или подают в ректификационную колону К-3.From stream K-2 a stream 9 is withdrawn from below, containing mainly alkylbenzene (s) and possibly partially dialkylbenzenes. The stream 9 or a part thereof may be withdrawn via
Из К-3 в качестве дистиллата по линии 10 выводят поток, содержащий преимущественно алкилбензол(ы). Снизу К-3 по линии 11 выводят поток, содержащий преимущественно диалкилбензолы.From K-3, as a distillate, a stream containing predominantly alkylbenzene (s) is withdrawn via
Из К-4 поток, обогащенный алкеном(ами), по линии 13 рециркулируют в реакционную(ые) зону(ы) Р-1 и/или Р-2 соответственно по линиям 13а и/или 13б. Снизу К-4 по линии 14 выводят поток, содержащий преимущественно алкан(ы).From K-4, the stream enriched in alkene (s) is recycled via
Согласно фиг.2, в кожухотрубчатый реактор (зону) Р, охлаждаемый хладоагентом ХА, подают по линии 1 алкенсодержащий поток, из емкости Е-1 по линии 3 бензолсодержащий поток (смесь), а также возможно рециркулируемый алкенсодержащий поток 8б, которые после смешения вводят в зону Р по линии 6.According to Fig. 2, an alkene-containing stream is fed through
Поток 3 предварительно получают путем отгонки фракции преимущественно углеводородов C6 из смеси продуктов каталитического риформинга, содержащей в основном углеводороды с шестью и более углеродными атомами, поступающей по линии 2 в ректификационную колонну К-1. Из колонны К-1 сверху отбирают и подают в Е-1 смесь, содержащую преимущественно углеводороды С6 (в т.ч. бензол), а снизу по линии 4 отбирают смесь более высококипящих компонентов, выводимую далее из системы по линии 4а и/или направляемую по линии 4б на смешение с потоком 9, выделяемым из реакционной смеси зоны Р.
Возможно, из Е-1 по линии 5 частично выводят воду.Perhaps, water is partially removed from E-1 through
Из реактора Р по линии 7 выводят реакционную смесь, которую подают в ректификационную колонну К-2. В качестве ее верхнего продукта отбирают по линии 8 поток, содержащий непрореагировавшие легкие углеводороды (С2 и/или С3 и/или С4 и/или С5), который затем выводят по линии 8а полностью, либо частично возвращают по линии 8б в реакционную зону Р. Возможно проводят отслаивание конденсата от воды во флегмовой емкости Е-2 и водный поток выводят по линии 10.The reaction mixture is withdrawn from reactor R via
Снизу К-2 по линии 9 выводят поток, содержащий преимущественно углеводороды С6 с дополнительным количеством алкилбензола, который выводят по линии 9а (и далее возможно подвергают разделению) и/или смешивают с потоком 4б и смесь выводят по линии 9б.Below K-2, line 9 discharges a stream containing predominantly C 6 hydrocarbons with an additional amount of alkylbenzene, which is discharged via
Согласно фиг.3, по линии 1 подают бензолсодержащий поток с примесью воды, который возможно после предварительного смешения с рецикловым бензолсодержащим потоком 15б и далее после смешения с алкенсодержащим потоком направляют по линии 3 в реактор Р-1. Свежий алкенсодержащий поток подают по линии 2.According to Fig. 3, a benzene-containing stream with an admixture of water is supplied through
В реактор Р-1 могут полностью или частично возвращать сконденсированный и охлажденный поток паровой фазы, отбираемой сверху реактора Р-1. Алкенсодержащий поток 2 полностью или частично по линии 2а подают на вход в реактор Р-1. Часть потока 2 возможно подают в одну или несколько точек по высоте реактора (на фиг.3 показаны линии 2б и 2в). При необходимости теплосъем осуществляют путем промежуточного охлаждения реакционной массы (на фиг.3 показаны две внутренние промежуточные зоны охлаждения).The condensed and cooled vapor phase stream taken from above the P-1 reactor can be fully or partially returned to the P-1 reactor. The alkene-containing
Из реактора Р-1 по линии 4 выводят жидкий поток реакционной смеси и возможно по линии 5 выводят паровой поток. Жидкий поток направляют по линии 4а и далее линиям 8, 13 в ректификационную колонну К-3 и/или по линии 4б направляют для отделения (отгонки) С2-С3-углеводородов в аппарат К-1, работающий в зависимости от требований к качеству разделения как аппарат однократного испарения или ректификационная колонна.From the reactor R-1, a liquid stream of the reaction mixture is withdrawn through
Паровой поток 5 (если таковой выводят) полностью или частично конденсируют, конденсат (или его часть) возвращают на вход в реактор Р-1 по линии 5а, а остальное количество (поток 5б) направляют по линии 5г и далее 7 в реактор Р-2 или по линии 5в направляют в аппарат К-1 для отделения С3-углеводородов от более высококипящих компонентов.The steam stream 5 (if one is withdrawn) is completely or partially condensed, the condensate (or part thereof) is returned to the inlet of the reactor R-1 through
Нижний продукт аппарата К-1, выводимый по линии 6, направляют (совместно с потоком 4а) по линиям 8 и 13 в ректификационную колонну К-3. Верхний поток из аппарата К-1 конденсируют и возможно после возвращения части конденсата в качестве флегмового потока в аппарат К-1 по линии 7 направляют в реактор Р-2.The bottom product of the apparatus K-1, displayed along
В реактор Р-2 возможно подают также по линии 15а частично или полностью рецикловый бензолсодержащий поток из колонны К-3 и часть исходного пропенсодержащего потока по линии 1а. В реакторе Р-2 при необходимости осуществляют промежуточное охлаждение реакционной массы (на фиг.3 показан один встроенный холодильник).The reactor P-2 may also be supplied, through
Продукты реакции из реактора Р-2 направляют в колонну К-2. Из К-2 в качестве дистиллата по линии 11 выводят поток непрореагировавших С2-С3 и возможно С4 и/или С5 углеводородов, а кубовый продукт по линии 12 и далее 13 направляют в ректификационную колонну К-3. При необходимости достижения более глубокого превращения алкена(ов) часть потока 11 вновь возвращают в процесс в составе исходной алкенсодержащей смеси.The reaction products from the reactor R-2 are sent to the column K-2. From K-2, as a distillate, a stream of unreacted C 2 -C 3 and possibly C 4 and / or C 5 hydrocarbons is removed via
Кубовый продукт колонны К-3, содержащий основное количество алкилбензола(ов), выводят по линии 14, а дистиллат, содержащий основное количество бензола, отбирают по линии 15 и рециркулируют в реакционные аппараты Р-1 и/или Р-2 соответственно по линиям 15б и/или 15а.The bottoms product of the K-3 column containing the main amount of alkylbenzene (s) is discharged through
ПРИМЕРЫEXAMPLES
В примерах все концентрации указаны в %мас.In the examples, all concentrations are indicated in% wt.
ПРИМЕР 1EXAMPLE 1
Переработку ведут согласно фиг.1. При этом колонны К-3 и К-4 не используют. Из показанных на фиг.1 пунктиром линий используют линии 1б, 2б, 8г, 9а и 12б.Processing is carried out according to figure 1. At the same time, K-3 and K-4 columns are not used. Of the lines shown in FIG. 1,
В процесс подают 113,8 г/час потока концентрированного бензола и 100 г/час углеводородного пропен-пропанового потока, содержащего 75% пропена, 24,87% пропана и 0,1% С4 углеводородов. Содержание воды в бензоле составляет 0,1%, в пропен-пропановом потоке - 0,03%.113.8 g / h of a concentrated benzene stream and 100 g / h of a hydrocarbon propene-propane stream containing 75% propene, 24.87% propane and 0.1% C 4 hydrocarbons are fed into the process. The water content in benzene is 0.1%, in the propene-propane stream - 0.03%.
Используют адиабатические реакторы Р-1 и Р-2, в которые загружен пористый сульфокатионит Амберлист-15 (компании Rohm & Haas), имеющий размер частиц от 0,3 до 1,2 мм. При этом в реактор Р-2 загружен свежий катализатор, имеющий полную статическую обменную емкость (ПСОЕ) 4,9 мг-экв.Н+/г катализатора и содержащий 3% воды, а в реактор Р-1 - отработавший 8000 часов в процессе производства метил-трет.бутиловго эфира катализатор, имеющий ПСОЕ=3,7 мг-экв.Н+/г и содержащий 2% воды. В процессе работы в катализаторе поддерживают: в Р-1 - 6% воды, в Р-2 - 3% воды.The R-1 and P-2 adiabatic reactors are used, in which the porous Amberlist-15 porous sulfocationionite (Rohm & Haas), having a particle size of 0.3 to 1.2 mm, is loaded. At the same time, a fresh catalyst loaded with a total static exchange capacity (PSOE) of 4.9 mEq H + / g of catalyst and containing 3% water was loaded into the R-2 reactor, and spent 8000 hours spent in the production process in the R-1 reactor methyl tert-butyl ether catalyst having PSOE = 3.7 mEq H + / g and containing 2% water. In the process of work in the catalyst support: in R-1 - 6% of water, in R-2 - 3% of water.
В реактор Р-1 подают большую часть (3/4) потока бензола и большую часть пропен-пропанового потока. Кроме того, в реактор Р-1 подают рециркулируемый бензолсодержащий поток 8 г.The reactor P-1 serves the majority (3/4) of the benzene stream and the majority of the propene-propane stream. In addition, a 8-g recycled benzene-containing stream is fed to the P-1 reactor.
Молярное отношение бензол:пропен в Р-1 составляет на входе 3:1, на выходе - 7,8:1, в Р-2 на входе - 4,1:1, на выходе - 10,8:1.The molar ratio of benzene: propene in P-1 is 3: 1 at the input, 7.8: 1 at the output, 4.1: 1 at P-2 at the input, and 10.8: 1 at the output.
Температура составляет в реакторе Р-1 от 65°С на входе до 80°С на выходе, в реакторе Р-2 - от 70°С на входе до 80°С на выходе.The temperature in the R-1 reactor is from 65 ° С at the inlet to 80 ° С at the outlet, in the R-2 reactor - from 70 ° С at the inlet to 80 ° С at the outlet.
Конверсия пропена от поступающего в реактор составляет в Р-1 - 70%, в Р-2 - 68%, суммарная конверсия пропена в процессе составляет 85%.The conversion of propene from entering the reactor in P-1 is 70%, in P-2 - 68%, the total conversion of propene in the process is 85%.
Реакционная смесь, выходящая по линии 6 в количестве 454,3 кг/час, включает 50,5% бензола, 2,5% пропена, 5,5% пропана, 37,5% изопропилбензола, а также суммарно 4,5% прочих компонентов, включая диизопропилбензолы, димеры и тримеры пропена, изопропанол и диизопропиловый эфир.The reaction
В результате ректификации из колонны К-1 по линии 12 и далее 12б выводят 36,3 кг/час пропан-пропенового потока с концентрацией 31,0 мас.% пропена.As a result of rectification, 36.3 kg / h of propane-propene stream with a concentration of 31.0 wt.% Propene are removed from the K-1 column through
Из колонны К-2 по линиям 9 и 9а выводят 177,5 кг/час потока, содержащего 95,3% изопропилбензола и 4,2% диизопропилбензолов, а также 0,5% прочих компонентов, и по линии 8 выводят и далее по линиям 8в, 8г рециркулируют в реакционный узел 240,5 кг/час потока, содержащего преимущественно бензол, а также 4,8% прочих компонентов, включая диизопропиловый эфир, изопропанол и углеводороды C6.177.5 kg / h of a stream containing 95.3% of isopropylbenzene and 4.2% of diisopropylbenzenes, as well as 0.5% of other components, are withdrawn from K-2 column along
ПРИМЕР 2EXAMPLE 2
Переработку ведут согласно фиг.1. При этом колонны К-3 и К-4 не используют. Из показанных на фиг.1 пунктиром линий используют линии 1б, 2б, 8г, 9а и 12г.Processing is carried out according to figure 1. At the same time, K-3 and K-4 columns are not used. From the lines shown in FIG. 1,
В процесс подают 271,6 г/час потока концентрированного бензола и 101 г/час концентрированного этилена. Содержание воды в бензоле составляет 0,13%, в этилене - 0,03%.271.6 g / h of concentrated benzene stream and 101 g / h of concentrated ethylene are fed into the process. The water content in benzene is 0.13%, in ethylene - 0.03%.
Используют адиабатические реакторы Р-1 и Р-2, в которые загружен пористый сульфокатионит Амберлист-36 (компании Rohm & Haas), имеющий размер частиц от 0,4 до 1,2 мм и полную статическую обменную емкость (ПСОЕ) 4,9 мг-экв.Н+/г катализатора, содержащий 3% воды. В процессе работы в катализаторе поддерживают: в Р-1 - 4% воды, в Р-2 - 2,5% воды.The R-1 and P-2 adiabatic reactors are used, in which Amberlist-36 porous sulfocationionite (Rohm & Haas) is loaded, having a particle size of 0.4 to 1.2 mm and a total static exchange capacity (PSOE) of 4.9 mg -eq H + / g of catalyst containing 3% water. In the process of work in the catalyst support: in R-1 - 4% of water, in R-2 - 2.5% of water.
Свежий поток бензола, а также рецикловые потоки 12г и 8г полностью подают в реактор Р-1. Свежий поток этилена частично (
Молярное отношение бензол:этилен в Р-1 составляет на входе 6,4:1, на выходе - 19,3:1, в Р-2 на входе - 8,8:1, на выходе - 18,2:1.The molar ratio benzene: ethylene in P-1 is 6.4: 1 at the inlet, 19.3: 1 at the output, 8.8: 1 at P-2 at the input, and 18.2: 1 at the output.
Температура составляет в реакторе Р-1 от 125°С на входе до 140°С на выходе, в реакторе Р-2 - от 125°С на входе до 135°С на выходе.The temperature in the R-1 reactor is from 125 ° С at the inlet to 140 ° С at the outlet, in the R-2 reactor - from 125 ° С at the inlet to 135 ° С at the outlet.
Суммарная конверсия этилена за проход составляет в Р-1 и Р-2 - 77,5%, общая конверсия этилена в процессе в учетом рециркуляции составляет 99%.The total conversion of ethylene per passage is in P-1 and P-2 - 77.5%, the total conversion of ethylene in the process, taking into account recycling, is 99%.
Реакционная смесь, выходящая по линии 6 в количестве 1862 кг/час, включает 75,5% бензола, 0,5% этана, 1,5% этилена, 20,5% этилбензола, а также суммарно 3% прочих компонентов, включая диэтилбензолы, димеры и тримеры этилена, этанол и диэтиловый эфир.The reaction
В колонне К-1 отгоняют и по линии 12 и далее 12б рециркулируют в реактор Р-1 462 кг/час потока, содержащего основное количество С2 углеводородов, в т.ч.5% этилена, 1,5% этана, а также 89% бензола и 3,5% прочих компонентов, в основном диэтилового эфира и этанола. По линии 13 выводят из системы 1,4 к/час газового потока, содержащего преимущественно (более 95%) С2-углеводородов.In the K-1 column, 462 kg / h of a stream containing the main amount of C 2 hydrocarbons, including 5% ethylene, 1.5% ethane, and 89 are recycled to
Из колонны К-2 по линиям 9 и 9а выводят 370,9 кг/час потока, содержащего 97,1% этилбензола и 2,4% диэтилбензолов, а также 0,5% прочих компонентов, и по линии 8 выводят и далее по линиям 8в, 8г рециркулируют в реакционный узел 1028 кг/час потока, содержащего преимущественно бензол, а также 0,6% углеводородов С2, 2,0% этилбензола и 0,3% прочих компонентов.370.9 kg / h of a stream containing 97.1% ethylbenzene and 2.4% diethylbenzenes, as well as 0.5% of other components, are withdrawn from K-2 column along
ПРИМЕР 3EXAMPLE 3
Переработку проводят согласно фиг.1 с соблюдением режимов, величины потоков, их составов и содержания воды в катализаторе, указанных в примере 1.Processing is carried out according to figure 1 in compliance with the modes, the magnitude of the flows, their compositions and the water content in the catalyst specified in example 1.
Из показанных на фиг.1 пунктиром линий используют линии 1б, 2б, 8г, 9б, 10, 11 и 12б.Of the lines shown in FIG. 1,
В отличие от примера 1 (в дополнение к нему) поток 9 полностью направляют по линии 9б в ректификационную колонну К-3 для ректификации от высококипящих компонентов. В качестве дистиллата колонны К-3 по линии 10 выводят 169,6 кг/час потока, содержащего 99,3% изопропилбензола, 0,2% диизопропилбензолов и суммарно 0,5% прочих углеводородов.In contrast to example 1 (in addition to it), stream 9 is completely sent along line 9b to distillation column K-3 for distillation from high-boiling components. As a distillate of the K-3 column, a line containing 99.3% of isopropylbenzene, 0.2% of diisopropylbenzenes and a total of 0.5% of other hydrocarbons is discharged through
Снизу К-3 выводят в количестве 7,9 кг/час поток 11, который содержит 88,6% диизопропилбензолов, 9,8% изопропилбензола, а также 1,6% прочих компонентов, включая тетрамеры пропена.Bottom K-3 discharged in an amount of 7.9 kg /
ПРИМЕР 4EXAMPLE 4
Переработку проводят согласно фиг.1 с соблюдением режимов, величины потоков, их составов и содержания воды в катализаторе, указанных в примерах 1 и 2.Processing is carried out according to figure 1 in compliance with the modes, the magnitude of the flows, their compositions and the water content in the catalyst specified in examples 1 and 2.
Из показанных на фиг.1 пунктиром используют линии 1б, 2б, 8г, 9б, 10, 11, 12а, 13 и 14.Of the lines shown in FIG. 1,
В отличие от примеров 1 и 2 (в дополнение к ним) дистиллат колонны К-1 подают по линиям 12 и 12а в ректификационную колонну К-4.In contrast to Examples 1 and 2 (in addition to them), the distillate of the K-1 column is fed via
В качестве дистиллата К-4 по линии 13 выводят и возвращают в Р-1 и Р-2 в количестве 13,5 кг/час пропен-пропановый поток, содержащий 75,0% пропена и 25,0% пропана.As a K-4 distillate, 13.5 kg / h of a propene-propane stream containing 75.0% propene and 25.0% propane are withdrawn and returned to P-1 and P-2 in an amount of 13.5 kg / h.
Снизу К-4 по линии 14 выводят в количестве 22,8 г/час поток, содержащий 94,5% пропана, 5,0% пропена, а также 0,5% углеводородов С4.Bottom K-4 through
ПРИМЕР 5EXAMPLE 5
Переработку проводят согласно фиг.1 подобно указанному в примере 1.Processing is carried out according to figure 1 similar to that specified in example 1.
Из показанных на фиг.1 пунктиром линий используют линии 1б, 2б, 8г, 9а и 12б.Of the lines shown in FIG. 1,
В процесс подают 146,7 кг/час потока концентрированного бензола, содержащего 0,07% воды, и 115 кг/час пропен-пропанового потока, содержащего 78,3% пропена.146.7 kg / h of a concentrated benzene stream containing 0.07% water and 115 kg / h of a propene-propane stream containing 78.3% propene are fed into the process.
В отличие от примеров 1-3 в реактор Р-1 загружен пористый сульфокатионит Байер К-2621, имеющий ПСОЕ=4,9 мг-эквН+/г и размер частиц 0,4-1,2 мм.In contrast to Examples 1-3, Bayer K-2621 porous sulfocationionite having PSOE = 4.9 mEqN + / g and a particle size of 0.4-1.2 mm was loaded into the R-1 reactor.
Дополнительно к влажным бензолсодержащему и пропенсодержащему потокам в реакторы вводят воду, диспергируемую в углеводородной смеси до входа в катализаторный слой. В катализаторе в ходе работы поддерживают концентрацию воды 10-15%. При этом поток концентрированного бензола и рецикловый бензолсодержащий поток 8 г полностью подают в реактор Р-1, а исходный пропан-пропеновый поток подают двумя частями:
Молярное отношение бензол:пропен в Р-1 составляет на входе 3,6:1, на выходе - 15,4:1, в Р-2 на входе - 4,1:1, на выходе - 16,8:1.The molar ratio of benzene: propene in P-1 is 3.6: 1 at the input, 15.4: 1 at the output, 4.1: 1 at P-2 at the input, and 16.8: 1 at the output.
Температура составляет в реакторе Р-1 от 78°С на входе до 103°С на выходе, в реакторе Р-2 - от 75°С на входе до 96°С на выходе. Конверсия пропена в реакторном узле от поступающего в процесс составляет 91,1%.The temperature in the R-1 reactor is from 78 ° С at the inlet to 103 ° С at the outlet, in the R-2 reactor - from 75 ° С at the inlet to 96 ° С at the outlet. The conversion of propene in the reactor unit from entering the process is 91.1%.
Реакционная смесь, выходящая по линии 6 в количестве 537,5 кг/час, включает 46,7% бензола, 1,5% пропена, 4,7% пропана, 40,6% изопропилбензола, а также суммарно 6,5% прочих компонентов, включая диизопропилбензолы, димеры и тримеры, диизопропиловый эфир и изопропанол.The reaction
Из колонны К-1 по линии 12 и далее 12б выводят 33,0 кг/час пропан-пропенового потока с концентрацией 24,3% пропена.33.0 kg / h of propane-propene stream with a concentration of 24.3% of propene are withdrawn from the K-1 column through
Из колонны К-2 по линии 9 и далее 9а выводят 228,9 кг/час потока, содержащего 94,7% изопропилбензола и 4,8% диизопропилбензолов, а также 0,5% прочих компонентов.228.9 kg / h of a stream containing 94.7% isopropylbenzene and 4.8% diisopropylbenzenes, as well as 0.5% of other components, are withdrawn from K-2 column through
По линии 8 и далее 8в выводят и рециркулируют в реакционный узел 275,6 кг/час потока, содержащего 91,1% бензола, а также 8,9% прочих компонентов, главным образом, диизопропилового эфира и изопропанола.Via
ПРИМЕР 6EXAMPLE 6
Переработку проводят согласно фиг.1 подобно указанному в примере 4. Из показанных на фиг.1 пунктиром линий используют линии 1б, 2б, 8г, 9а и 12б.Processing is carried out according to FIG. 1, similar to that indicated in Example 4. Of the lines shown in FIG. 1,
В процесс подают 69,9 кг/час потока концентрированного бензола и 53,4 кг/час пропен-пропанового потока, содержащего 75% пропена.69.9 kg / h of concentrated benzene stream and 53.4 kg / h of propene-propane stream containing 75% propene are fed into the process.
Дополнительно к влажным бензолсодержащему и пропенсодержащему потокам в реакторы вводят воду, диспергируемую в углеводородной смеси до входа в катализаторный слой. В катализаторе в ходе работы поддерживают концентрацию воды 8-12%. При этом поток концентрированного бензола и рецикловый поток 8г полностью подают в реактор Р-1, а исходный пропан-пропеновый поток подают двумя частями:
Молярное отношение бензол:пропен в Р-1 составляет на входе 5,0:1, на выходе - 102:1, в Р-2 на входе - 10,9:1, на выходе - 3 20:1.The molar ratio benzene: propene in P-1 is 5.0: 1 at the inlet, 102: 1 at the outlet, 10.9: 1 at P-2 at the inlet, and 20: 1 at the outlet.
Температура составляет в реакторе Р-1 от 85°С на входе до 120°С на выходе, в реакторе Р-2 - от 75°С на входе до 92°С на выходе. Конверсия пропена в реакторном узле от поступающего в процесс составляет 99,3%.The temperature in the R-1 reactor is from 85 ° С at the inlet to 120 ° С at the outlet, in the R-2 reactor - from 75 ° С at the inlet to 92 ° С at the outlet. The conversion of propene in the reactor unit from entering the process is 99.3%.
Реакционная смесь, выходящая по линии 6 в количестве 350 кг/час, включает 59,5% бензола, 0,1% пропена, 3,8% пропана, 30,1% изопропилбензола, а также суммарно 6,5% прочих компонентов, включая диизопропилбензолы, димеры и тримеры, диизопропиловый эфир и изопропанол.The reaction
Из колонны К-1 по линии 12 и далее 12б выводят 13,7 кг/час пропан-пропенового потока с концентрацией 2,2% пропена.13.7 kg / h of propane-propene stream with a concentration of 2.2% propene are withdrawn from the K-1 column through
Из колонны К-2 по линии 9 и далее 9а выводят 109,5 кг/час потока, содержащего 94,1% изопропилбензола и 5,2% диизопропилбензолов, а также 0,7% прочих компонентов.109.5 kg / h of a stream containing 94.1% isopropylbenzene and 5.2% diisopropylbenzenes, as well as 0.7% of other components, are withdrawn from K-2 column through
По линии 8 и далее 8в выводят и рециркулируют в реакционный узел 227 кг/час потока, содержащего 91,8% бензола, а также 8,2% прочих компонентов, главным образом, диизопропилового эфира и изопропанола.Via
ПРИМЕР 7EXAMPLE 7
Переработку проводят согласно фиг.2 с рециркуляцией части пропен-пропанового потока в реактор Р.The processing is carried out according to figure 2 with the recirculation of part of the propene-propane stream in the reactor R.
Из показанных на фиг.2 пунктиром линий используют линии 4а, 5, 8б и 9а. В процесс подают 15,8 кг/час пропен-пропановой смеси, содержащей 85% пропена, а также 0,05% воды. В реактор алкилирования, организованный в форме охлаждаемого кожухотрубчатого реактора Р, по линии 1а подают в количестве 30,6 кг/час поток, включающий сырьевой и рецикловый потоки С3 углеводородов, содержащий 75% пропена, и по линии 3 в количестве 101 кг/час подают поток, содержащий 20% бензола, 65% неароматических углеводородов С6, 14,8% углеводородов С7 и 0,15% воды. Молярное соотношение пропена к сумме углеводородов С6-С7 составляет 0,67:1, к бензолу - 2,1:1.Of the lines shown in FIG. 2,
Бензолсодержащий поток предварительно получают путем ректификации в колонне К-1 смеси углеводородов С6+, получаемых в процессе каталитического риформинга бензина. Указанная смесь поступает в К-1 по линии 2 в количестве 505 кг/час и содержит 4% бензола, 13% других углеводородов C6, 54% углеводородов С7 (в т.ч. 18% толуола), 27% углеводородов C8 (в т.ч. 8% этилбензола и ксилолов) и 2% более высококипящих углеводородов.The benzene-containing stream is preliminarily obtained by rectification in a K-1 column of a mixture of C 6 + hydrocarbons obtained in the process of catalytic reforming of gasoline. The specified mixture enters K-1 through
В качестве дистиллата К-1 отбирают в количестве 101 кг/час поток, содержащий преимущественно углеводороды С6, который по линии 3 направляют в реактор Р. Остальной поток углеводородов (404 кг/час), содержащий 0,5% бензола, выводят в качестве кубового продукта колонны К-1. Выслоившуюся во флегмовой емкости Е-1 воду выводят по линии 5.As a distillate K-1, a stream containing predominantly C 6 hydrocarbons is taken in an amount of 101 kg / h, which is sent via
В трубки реактора Р загружен пористый сульфокатионит Байер К-2621, имеющий ПСОЕ 4,85 мг-экв.Н+/г и размер частиц 0,4-1,3 мм. Температура в реакторе Р составляет от 80 до 86°С. Конверсия бензола в реакторе Р составляет 82%. Конверсия пропена составляет 40% от поступающего в реактор Р. В катализаторе поддерживают концентрацию воды 2,5-5%.Bayer K-2621 porous sulfocationionite having a PSOE of 4.85 mEq H + / g and a particle size of 0.4-1.3 mm was loaded into the tubes of the reactor R. The temperature in the reactor R is from 80 to 86 ° C. The benzene conversion in reactor P is 82%. The conversion of propene is 40% of the incoming to the reactor R. In the catalyst, a water concentration of 2.5-5% is maintained.
Реакционная смесь из реактора Р в количестве 131,5 кг/час поступает в колонну К-2. Сверху К-2 выводят в количестве 21,5 г/час пропен-пропановую смесь, которую частично (14,8 кг/час) рециркулируют в реактор Р по линии 8б, а остальное количество выводят по линии 8а.The reaction mixture from reactor P in an amount of 131.5 kg / h enters the K-2 column. On top of K-2, a propene-propane mixture is discharged in an amount of 21.5 g / h, which is partially (14.8 kg / h) recycled to reactor P via line 8b, and the rest is withdrawn via
Снизу К-2 по линии 9 выводят в количестве 110,0 кг/час смесь, содержащую 76,5% углеводородов С6-С7, в т.ч. 3,3% бензола, а также 22,5% изопропил-бензола, 0,9% диизопропилбензолов и примесь тримеров пропилена.Bottom K-2 through line 9 remove in the amount of 110.0 kg / h a mixture containing 76.5% of C 6 -C 7 hydrocarbons, incl. 3.3% benzene, as well as 22.5% isopropyl benzene, 0.9% diisopropylbenzenes and an admixture of propylene trimers.
ПРИМЕР 8EXAMPLE 8
Переработку проводят аналогично примеру 6. Из показанных на фиг.2 пунктиром линий используют линии 4б, 5, 8б и 9б.Processing is carried out analogously to example 6. Of the lines shown in FIG. 2 by dashed lines,
В отличие от примера 6 производят смешение потока 4 (по линии 4б) с потоком 9 и по линии 9б в количестве 514,2 кг/час выводят высокооктановый поток углеводородов, содержащий 0,7% бензола, 12,8% остальных углеводородов С6, 53% углеводородов С7 (в т.ч. 17,7% толуола) и 33,5% углеводородов C8+ (в т.ч. 13% ароматических углеводородов), имеющий октановое число по исследовательскому методу RON=97,5.In contrast to Example 6,
ПРИМЕР 9EXAMPLE 9
Переработку осуществляют согласно фиг.3. Реактор Р-2, аппарат К-1 и колонну К-2 не используют.Processing is carried out according to figure 3. The reactor R-2, the apparatus K-1 and the column K-2 are not used.
Из показанных на фиг.3 пунктиром линий используют линии 5,5а, 5д, и 15б.From the dashed lines shown in FIG. 3, lines 5.5a, 5d, and 15b are used.
В процесс подают 111,3 г/час потока концентрированного бензола и 60 г/час концентрированного пропена, содержащего 0,1% пропана. Содержание воды в бензоле составляет 0,07%, в пропен-пропановом потоке - 0,03%.111.3 g / h of concentrated benzene stream and 60 g / h of concentrated propene containing 0.1% propane are fed into the process. The water content in benzene is 0.07%, in the propene-propane stream - 0.03%.
Используют реактор Р-1, в котором теплосъем осуществляют за счет испарения части реакционной смеси, в который загружен сульфокатионитный катализатор в форме массообменной насадки КИФ, имеющий полную статическую обменную емкость (ПСОЕ) 3,75 мг-экв.Н+/г катализатора и цилиндрические гранулы (диаметр 4-6 мм, длина 8-10 мм), содержащий 4% воды.A R-1 reactor is used, in which heat removal is carried out by evaporation of a part of the reaction mixture into which a sulfocationite catalyst in the form of a CIF mass transfer nozzle is loaded, having a total static exchange capacity (PSOE) of 3.75 mEq.N + / g of catalyst and cylindrical granules (diameter 4-6 mm, length 8-10 mm) containing 4% water.
В реактор Р-1 помимо исходных потоков пропена и бензола подают также сконденсированный поток паровой фазы, выводимый сверху реактора, и рецикловый поток бензола из колонны К-1.In addition to the initial propene and benzene streams, a condensed vapor phase stream discharged from above the reactor and a recycle benzene stream from the K-1 column are also fed to the P-1 reactor.
Молярное отношение бензол:пропен в реакторе Р-1 составляет на входе 3,6:1, на выходе в жидкой фазе - 45,5:1, в паровой фазе - 0,78:1.The molar ratio benzene: propene in the R-1 reactor is 3.6: 1 at the inlet, 45.5: 1 at the outlet in the liquid phase, and 0.78: 1 in the vapor phase.
Температура в реакторе Р-1 составляет от 67°С на входе до 85°С на выходе.The temperature in the R-1 reactor is from 67 ° C at the inlet to 85 ° C at the outlet.
Конверсия пропена от подаваемого в реактор Р-1 составляет 60%, всего с учетом рециркуляции потоков - 99,7%. В процессе концентрацию воды в катализаторе поддерживают в пределах от 1,5 до 3,5%.The conversion of propene from fed into the reactor R-1 is 60%, all taking into account the recycling of flows - 99.7%. In the process, the concentration of water in the catalyst is maintained in the range from 1.5 to 3.5%.
Жидкий поток реакционной смеси из реактора Р в количестве 714,4 кг/час направляют в колонну К-3. В результате ректификации из колонны К-3 по линиям 14 выводят 168,7 кг/час потока, содержащего 96,1% изопропилбензола и 3,6% диизопропилбензолов, а также 0,3% прочих компонентов, и по линии 15 и далее 156 выводят и рециркулируют в реакционный узел 545,7 кг/час потока, содержащего 91,9% бензола, а также 8,1% прочих компонентов, включая диизопропиловый эфир, изопропанол и углеводороды С3.The liquid stream of the reaction mixture from reactor R in an amount of 714.4 kg / h is sent to the K-3 column. As a result of rectification, 168.7 kg / h of a stream containing 96.1% of isopropylbenzene and 3.6% of diisopropylbenzenes, as well as 0.3% of other components, are withdrawn from K-3 column through
Для предотвращения накопления в реакторе Р-1 инертного в реакции пропана небольшую часть сконденсированного парового потока, содержащего в количестве 0,9 кг/час выводят из системы по линии 5д.To prevent the accumulation of propane inert in the reaction of the propane in the R-1 reactor, a small part of the condensed vapor stream containing 0.9 kg / h is withdrawn from the system via line 5d.
ПРИМЕР 10EXAMPLE 10
Переработку ведут согласно фиг.3.Processing is carried out according to figure 3.
Из показанных на фиг.3 пунктиром линий используют линии 5, 5б, 5г, 7, 9, 10, 11, 12 и 15б.Of the lines shown in FIG. 3,
В процесс подают 105 г/час потока концентрированного бензола и 100 г/час углеводородного пропен-пропанового потока, содержащего 60% пропена, 39,5% пропана и 0,5% С4 углеводородов. Содержание воды в бензоле составляет 0,06%, в пропен-пропановом потоке - 0,03%.105 g / h of a concentrated benzene stream and 100 g / h of a hydrocarbon propene-propane stream containing 60% propene, 39.5% propane and 0.5% C 4 hydrocarbons are fed into the process. The water content in benzene is 0.06%, in the propene-propane stream - 0.03%.
Используют адиабатические реакторы Р-1 и Р-2, в которые загружен формованный сульфокатионитный катализатор КИФ, имеющий полную статическую обменную емкость (ПСОЕ)=3,75 мг-экв.Н+/г катализатора и гранулы в форме цилиндров (длина 8-10 мм, диаметр 4-6 мм), содержащий 4% воды. В реакторе Р-1 катализатор расположен тремя слоями, между которыми осуществляют охлаждение реакционной смеси.The R-1 and R-2 adiabatic reactors are used, into which a molded sulfocationic catalyst KIF is loaded having a total static exchange capacity (PSOE) = 3.75 mEq H + / g of catalyst and pellets in the form of cylinders (length 8-10 mm, diameter 4-6 mm) containing 4% water. In reactor R-1, the catalyst is arranged in three layers between which the reaction mixture is cooled.
Исходные бензолсодержащий поток 1 и рециркулируемый бензолсодержащий поток 156 полностью подают на вход в реактор Р-1. Пропенсодержащий поток подают в реактор тремя равными частями:
Молярное отношение бензол:пропен в Р-1 составляет на входе 2:1, на выходе - 6:1. Температура в реакторе Р-1 составляет от 65°С на входе до 80°С на выходе. Конверсия пропена в реакторе Р-1 от поступающего в процесс составляет 81%. В процессе концентрацию воды в катализаторе в реакторе Р-1 поддерживают в пределах от 1 до 2,5%.The molar ratio of benzene: propene in P-1 is 2: 1 at the input, and 6: 1 at the output. The temperature in the R-1 reactor is from 65 ° C at the inlet to 80 ° C at the outlet. The conversion of propene in the reactor R-1 from entering the process is 81%. In the process, the concentration of water in the catalyst in the reactor R-1 is maintained in the range from 1 to 2.5%.
Реакционную смесь по линии 4 направляют в аппарат К-1, где за счет однократного испарения части реакционной смеси отбирают в количестве 127 кг/час паровую фазу, содержащую 40,5% углеводородов С3 (в т.ч. 9% пропена), 47,3% бензола и 11,2,% прочих компонентов (включая углеводороды С4, изопропанол, ДИПЭ и изопропилбензол), которую конденсируют и направляют в реактор Р-2, а жидкую фазу в количестве 205,8 кг/час, содержащую преимущественно бензол (35,3%) и изопропилбензол (59,5%), а также 5,2% прочих компонентов, в т.ч. 1,9% диизопропилбензолов, направляют в ректификационную колонну К-3.The reaction mixture along
В реакторе Р-2 катализатор расположен двумя слоями, между которыми осуществляют охлаждение реакционной смеси.In reactor R-2, the catalyst is located in two layers, between which the reaction mixture is cooled.
Молярное отношение бензол:пропен в Р-2 составляет на входе 2,85:1, на выходе - 10,4:1. Температура в реакторе Р-2 составляет от 62°С на входе до 82°С на выходе. Конверсия пропена в реакторе Р-2 от подаваемого в реактор составляет 80%, что соответствует 15,2% от пропена, поступающего в процесс. В процессе концентрацию воды в катализаторе в реакторе Р-2 поддерживают в пределах от 1 до 2%.The molar ratio of benzene: propene in P-2 is 2.85: 1 at the inlet, 10.4: 1 at the outlet. The temperature in the R-2 reactor ranges from 62 ° C at the inlet to 82 ° C at the outlet. The conversion of propene in reactor R-2 from the feed to the reactor is 80%, which corresponds to 15.2% of the propene entering the process. In the process, the concentration of water in the catalyst in the reactor R-2 is maintained in the range from 1 to 2%.
Реакционную смесь подвергают ректификации в колонне К-2. С верха К-2 отбирают и выводят из процесса в количестве 42,3 кг/час непрореагировавшие в процессе С3-углеводороды, содержащие 93,4% пропана, 5,4% пропена, 1,2% углеводородов С4 и по 0,01% бензола и изопропанола. Кубовый продукт в количестве 84,6 кг/час, содержащий преимущественно бензол (52%) и изопропилбензол (39,7%) и диизопропилбензолы, направляют совместно с жидким потоком из аппарата К-1 в ректификационную колонну К-3 для отгонки рециркулируемого бензолсодержащего потока.The reaction mixture is subjected to distillation in a column of K-2. From the top of K-2, 42.3 kg / h of un-reacted in the process of C 3 hydrocarbons containing 93.4% propane, 5.4% propene, 1.2% C 4 and 0 hydrocarbons are taken and removed from the process in an amount of 42.3 kg / h, 01% benzene and isopropanol. The bottoms product in an amount of 84.6 kg / h, containing mainly benzene (52%) and isopropylbenzene (39.7%) and diisopropylbenzenes, is sent together with the liquid stream from the apparatus K-1 to the distillation column K-3 for distillation of the recycled benzene-containing stream .
В результате ректификации из колонны К-3 выводят и рециркулируют в реактор Р-1 в количестве 127,8 кг/час поток, содержащий преимущественно бензол (90,1%), а также 2,2% углеводородов С3-С4, 0,8% изопропилбензола и суммарно 6,9% изопропанола, ДИПЭ и димеров пропена.As a result of rectification, a stream containing predominantly benzene (90.1%), as well as 2.2% C 3 -C 4 , 0 hydrocarbons, is withdrawn from the K-3 column and recycled to the R-1 reactor in an amount of 127.8 kg / hr. , 8% isopropylbenzene and a total of 6.9% isopropanol, DIPE and propene dimers.
В качестве кубового продукта К-3 в количестве 162,0 кг/час выводят поток, содержащий преимущественно изопропилбензол (95,3%), а также 0,9% бензола, 3,3% диизопропилбензолов и 0,5% тримеров пропена.As a bottoms product K-3 in an amount of 162.0 kg / h, a stream is removed containing mainly isopropylbenzene (95.3%), as well as 0.9% benzene, 3.3% diisopropylbenzenes and 0.5% propene trimers.
Claims (18)
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2005106440/04A RU2278102C1 (en) | 2005-03-09 | 2005-03-09 | Method for combined processing benzene-containing and alkene-containing hydrocarbon flows |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2005106440/04A RU2278102C1 (en) | 2005-03-09 | 2005-03-09 | Method for combined processing benzene-containing and alkene-containing hydrocarbon flows |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| RU2278102C1 true RU2278102C1 (en) | 2006-06-20 |
Family
ID=36714130
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| RU2005106440/04A RU2278102C1 (en) | 2005-03-09 | 2005-03-09 | Method for combined processing benzene-containing and alkene-containing hydrocarbon flows |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| RU (1) | RU2278102C1 (en) |
-
2005
- 2005-03-09 RU RU2005106440/04A patent/RU2278102C1/en not_active IP Right Cessation
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| RU2194691C2 (en) | Method of preparing saturated oligomers and motor fuel production process | |
| RU2638933C2 (en) | Method of producing diesel fuel using gasoline oligomerization | |
| US8153854B2 (en) | Gasoline alkylate RVP control | |
| KR101374450B1 (en) | Preparation of alkylation feed | |
| KR101677069B1 (en) | Integrated butane isomerization and ionic liquid catalyzed alkylation processes | |
| RU2674024C2 (en) | Method of oligomerization of light olefins, including pentens | |
| JP2549428B2 (en) | HF alkylation and selective hydrogenation process | |
| US6072093A (en) | Process for oligomer production and saturation | |
| US5639930A (en) | Process of producing alkylates | |
| US5120890A (en) | Process for reducing benzene content in gasoline | |
| US20080045763A1 (en) | Paraffin alkylation | |
| US20080146856A1 (en) | Propylene production | |
| US20100111782A1 (en) | Alkylation process for increased conversion and reduced catalyst use | |
| TW200902478A (en) | Integrated alkylation-isomerization process | |
| JP2008538123A (en) | Production of gasoline by polymerization of olefins with aromatic alkylation. | |
| EP0237175B1 (en) | Improved process for reducing fouling in higher olefin plants | |
| EP2673245B1 (en) | Process for reducing the benzene content of gasoline by alkylating benzene using a lower olefin in the presence of a paraffinic diluent | |
| KR20210070380A (en) | Selective dimerization and etherification of isobutylene via catalytic distillation | |
| US5491277A (en) | Mixed-phase solid bed hydrocarbon alkylation process | |
| US4072730A (en) | Process for alkylating aromatic hydrocarbons | |
| RU2278102C1 (en) | Method for combined processing benzene-containing and alkene-containing hydrocarbon flows | |
| ES2327511T3 (en) | RENTAL OF SATURATED HYDROCARBONS USING DISTILLATION BETWEEN PHASES. | |
| EP4175933A1 (en) | Process for the controlled oligomerization of butenes | |
| US8502006B2 (en) | Dimerization process | |
| RU2177930C1 (en) | Alkene oligomers production process |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| MM4A | The patent is invalid due to non-payment of fees |
Effective date: 20130310 |