Способ и устройство для выделения жидких нефтяных продуктов из потока, выходящего из реактора гидроконверсии нефти - RU2143459C1

Чертежи

Описание

Изобретение относится к способу и установке для выделения жидких нефтяных продуктов из потока, вытекающего из реактора гидроконверсии нефти.

Превращение нефти и другого аналогичного высокомолекулярного углеводородного сырья в полезные низкомолекулярные продукты, такие как сжиженный нефтяной газ, бензин, реактивное топливо и дизельное топливо, хорошо известны в данной области. Используемые обычно для улучшения качества различного углеводородного сырья и/или крекинга высокомолекулярных высококипящих материалов в низкомолекулярные низкокипящие продукты реакции превращения представляют собой гидрообработку (мягкую или жесткую) и гидрокрекинг. Мягкую гидрообработку обычно проводят при температуре от 350^oC до 425^oC и при давлении от 3.5 до 10 МПа с использованием неподвижного слоя катализатора без регенерации. Жесткую гидрообработку проводят обычно при более высоком давлении - от 7 до 21 МПа - и неподвижный слой катализатора имеет цикл регенерации. Условия гидрокрекинга аналогичны условиям гидрообработки за исключением увеличения жесткости реакционных условий и времени контакта с катализатором.

Поток, вытекающий из реактора конверсии, будет содержать углеводороды с широким спектром молекулярных весов, которые могут быть направлены на выделение углеводородных продуктов, которые могут быть использованы в различных целях. Установка для выделения продуктов объединяет приспособления для отделения компонентов легких фракций (например, бутанов и более легких продуктов) и ректификационную колонну для выделения продуктов перегонки (например, пентанов и более тяжелых продуктов). Однако для выделения продуктов теплота реакции обычно используется для предварительного нагрева потока сырья, подаваемого в реактор, где вытекающий поток охлаждается, а тяжелая фаза конденсируется. Полученный таким образом смешанный поток фаз направляется на разделительный барабан для разделения фаз. Поскольку подогрев исходного сырья (и охлаждение выходящего потока) обычно проводят на двух стадиях, получают "горячий" и "холодный" жидкие потоки с практически постоянным давлением и размазанного состава. Обычно такие жидкие потоки рекомбинируют, сбрасывают давление и направляют на дальнейшее разделение на установке для выделения продуктов.

Способы разделения, которые обычно используются для выделения оставшихся легких фракций, представляют собой или отпарку водяным паром или отгонку бутановой фракции на перегонной колонне. Компоненты тяжелой фракции могут быть разделены на продукты перегонки с использованием ректификационной колонны с низким давлением. Как хорошо известно в данной области, в установке для выделения продуктов на первом месте может находиться ректификационная колонна или колонна для отделения легкой фракции.

Для обеих схем, работающих в соответствии с предшествующим уровнем техники (при расположении на первом месте сепаратора для легкой фракции или ректификационной колонны), отмечен ряд недостатков. Когда сепаратор легкой фракции включает отпарную колону, расположенную в начале потока ректификационной колонны, колонна должна иметь размеры, которые могут вместить весь реакционный выходящий поток. Из-за наличия сероводорода в выходящем из реактора потоке колонна должна быть выполнена из коррозионно-устойчивого материала. Массовый выход напорного потока легкой нафты (для бензина) меньше, чем массовый выход в случае первичного процесса ректификации, так как часть легкой нафты теряется с потоком, отбираемым с верха отпарной колонны. Кроме того, поток, отбираемый с верха отпарной колонны, не может быть сконденсирован с получением сжиженного нефтяного газа. Следовательно, процесс выделения при расположении на первом месте отпарной колонны не может воспроизводить продукт выделения, получаемый по схеме с расположением на первом месте ректификационной колонны.

С другой стороны, сепаратор для отделения легкой фракции может содержать перегонную колонну для отгонки бутановой фракции, расположенную до ректификационной колонны. Такая схема выделения также имеет несколько значительных недостатков. И в этом случае колонна должна иметь размеры, которые позволяют вместить весь выходящий поток. Из-за присутствия всей углеводородной фракции испаритель перегонной колонны для отгонки бутановой фракции работает при высокой температуре - приблизительно при температуре от 340^oC до 370^oC. Следовательно, испаритель колонны должен разогреваться пламенем, так как теплоты реакции оказывается недостаточно.

При альтернативном воплощении ректификационная колонна может быть помещена до колонны для отгонки бутановой фракции, чтобы исключить повторное испарение наиболее тяжелых компонентов. При поступлении только верхних погонов ректификационной колонны колонна для отгонки бутановой фракции может быть небольшой. Однако ректификационная колонна работает при более низком давлении, чем колонна для отгонки бутановой фракции, поэтому сырье, подаваемое в эту колонну, должно быть охлаждено и декомпримировано, что сопровождается соответствующей потерей производительности, и повышением капитальных расходов. Таким образом, очевидно, что с точки зрения расхода энергии и капитальных затрат большим преимуществом будет исключение повторного объединения разделенных потоков, повторного нагрева охлажденных потоков и повторного повышения давления потоков, при сохранении гибкости получаемого интервала продуктов.

В патенте США N 3607726 от 21.09.71 раскрыт способ выделения жидких нефтяных продуктов из потока, выходящего из реактора гидроконверсии нефти путем проведения стадии а) разделения выходящего из реактора потока при относительно высоких давлении и температуре на горячий паровой поток и горячий жидкий поток, стадии б) подачи горячего жидкого потока в отпарную зону, работающую при умеренном давлении, относительно более низком, чем на стадии а) с образованием горячего головного парового потока и горячего нижнего потока, стадии в) охлаждения и разделения горячего парового потока со стадии а) на относительно холодные паровой и жидкие потоки, стадии г) ректификации горячего жидкого потока в колонне, работающей при относительно низком давлении на большое число продуктов перегонки нефти и остаточный нижний поток.

Указанный способ осуществляется в установке, содержащей горячий сепаратор высокого давления для разделения потока, выходящего из реактора, на паровой и жидкий потоки, отпарную зону для отпарки летучих компонентов из жидкого потока горячего сепаратора при умеренном давлении и получении нижнего потока, а также головного парового потока, холодный сепаратор высокого давления для разделения парового потока из горячего сепаратора высокого давления при относительно низкой температуре на паровой поток, который может быть направлен на рецикл в реактор, и жидкий поток, ректификационную колонну.

В указанных способе и установке горячий жидкий поток при высокой температуре и высоком давлении подается в отпарную зону, работающую при высоком давлении для выделения пара под высоким давлением. Выделение пара перед ректификацией имеет недостаток в том, что весь реакционный выходящий поток проходит к ректификационной колонне. Эта колонна должна иметь большие размеры и изготавливаться из коррозионно-устойчивого материала из-за компонентов потока, являющихся коррозионными при высоких температуре и давлении в отпарной колонне.

Техническим результатом настоящего изобретения является упрощение и повышение эффективности выделения жидких нефтяных продуктов из потока, выходящего из реактора гидроконверсии нефти.

Этот технический результат достигается тем, что в способе выделения жидких нефтяных продуктов из потока, выходящего из реактора гидроконверсии нефти путем проведения стадии а) разделения выходящего из реактора потока при относительно высоких давлении и температуре на горячий паровой поток и горячий жидкий поток, стадии б) подачи горячего жидкого потока в отпарную зону, работающую при умеренном давлении, относительно более низком, чем на стадии а) с образованием горячего головного парового потока и горячего нижнего потока, стадии в) охлаждения и разделения горячего парового потока со стадии а) на относительно холодные паровой и жидкие потоки, стадии г) ректификации горячего жидкого потоков в колонне, работающей при относительно низком давлении на большое число продуктов перегонки нефти и остаточный нижний поток, согласно изобретению проводят стадию б) с образованием горячего нижнего потока, практически не содержащего бутан и более легкие компоненты, проводят стадию д) дебутанизации по меньшей мере части головного парового потока со стадии б) и жидкого потока со стадии в) в колонне, работающей при относительно умеренном давлении с получением одного или нескольких потоков легких компонентов, практически не содержащих пентана и более тяжелых компонентов, и потока дебутанизированной жидкости и последний подвергают ректификации на стадии г).

В интегрированном трехколоночном процессе настоящего изобретения относительно теплый и холодный жидкие потоки высокого давления, получаемые при двухстадийном охлаждении потока, вытекающего из реактора, направляются по отдельности для отделения легких фракций до процесса ректификации. Легкие фракции, отделенные от теплого жидкого потока в отпарной колонне объединяются с холодным жидким потоком и подаются на перегонную колонну для отгонки бутановой фракции. По сравнению с двухколоночным процессом, известным из предшествующего уровня техники, в настоящем процессе большие колонны заменяются на колонны меньших размеров и уменьшается или исключается необходимость нагрева испарителя пламенем, если сравнивать со способом, при котором на первом месте располагается колонна для отгонки бутановой фракции, и, если сравнивать со способом, при котором на первом месте располагается отпарная колонна, в настоящем изобретении большие колонны заменяются на колонны небольших размеров и увеличивается выход сжиженного нефтяного газа, а также устраняется необходимость декомпрессии напорных потоков, если сравнивать со способом, при котором вначале проводится ректификация.

Желательно смешивать паровой поток, полученный в отпарной зоне стадии б) с охлажденным жидким потоком стадии в) и разделять эту смесь при умеренном давлении на поток летучих паров и поток жидкости для подачи на стадию д) дебутанизации.

Предпочтительно, чтобы высокое давление на стадии а) разделения превышало приблизительно 3 МПа, среднее давление в отпарной зоне и на стадии д) дебутанизации составляло более 1 МПа и менее 3 МПа, а низкое давление на стадии г) ректификации составляло менее приблизительно 0,5 МПа.

Целесообразно отпарную зону на стадии б) отпаривать с помощью водяного пара, подаваемого у нижней части отпарной зоны.

Можно головной паровой поток со стадии б) охлаждать при тепловом обмене с жидким потоком, полученным при разделении смеси.

Возможно колонну дебутанизации по меньшей мере частично повторно кипятить путем теплообмена с потоком, выходящим из реактора, или с остаточным нижним потоком стадии д).

Можно также нижний поток стадии б) частично нагревать перед стадией г) ректификации при теплообмене с потоком, выходящим из реактора.

Целесообразно поток, подаваемый в отпарную зону стадии б) создавать путем нагревания воды при теплообмене с потоком, выходящим из реактора, или с остаточным нижним потоком со стадии г) ректификации.

Предпочтительно, чтобы поток летучих паров содержал водород и метан, а потоки легких компонентов стадии г) включали паровой поток, содержащий метан, и поток сжиженного нефтяного газа.

Продукты перегонки нефти могут включать легкую нафту, тяжелую нафту, топливо для реактивных двигателей, дизельное топливо или их смесь.

Вышеуказанный технический результат достигается и тем, что установка для выделения жидких нефтяных продуктов из потока, выходящего из реактора гидроконверсии нефти, содержащая горячий сепаратор высокого давления для разделения потока, выходящего из реактора, на паровой и жидкий потоки, отпарную зону для отпарки летучих компонентов из жидкого потока горячего сепаратора при умеренном давлении и получения нижнего потока, а также головного парового потока, холодный сепаратор высокого давления для разделения парового потока из горячего сепаратора высокого давления при относительно низкой температуре на паровой поток, который может быть направлен на рецикл в реактор, и жидкий поток, ректификационную колонну, согласно изобретению, содержит отпарную зону для получения нижнего потока, практически не содержащего бутан и более легкие компоненты, дополнительно содержит колонну для отгонки бутановой фракции для дебутанизации по меньшей мере части головного парового потока из отпарной зоны и жидкого потока из холодного сепаратора высокого давления при умеренном давлении с получением одного или нескольких потоков легких компонентов, практически не содержащих пентана и более тяжелых компонентов, а также потока дебутанизированной жидкости и содержит ректификационную колонну для перегонки дебутанизированной жидкости и нижнего потока из отпарной зоны при относительно низком давлении в большое число продуктов перегонки нефти и остаточный нижний поток.

Предпочтительно, чтобы установка содержала холодный сепаратор умеренного давления для разделения смеси жидкого потока из холодного сепаратора высокого давления и головного потока из отпарной зоны при умеренном давлении на поток летучих паров и жидкий поток для подачи в колонну дебутанизации.

Целесообразно, чтобы высокое давление в сепараторах превышало приблизительно 3 МПа, давление в отпарной зоне и в колонне дебутанизации составляет более 1 МПа, но менее 3 МПа, а давление в ректификационной колонне составляет менее приблизительно 0,5 МПа.

Желательно, чтобы установка включала трубопровод для подачи пара в нижнюю часть отпарной зоны.

Можно, чтобы установка включала теплообменник для охлаждения головного потока из отпарной зоны жидким потоком из холодного сепаратора умеренного давления.

Возможно также, чтобы установка включала испаритель для нагревания отпарной зоны колонны дебутанизации, высокотемпературным потоком, выходящим из реактора, или остаточным нижним потоком.

Установка может включать теплообменники для нагревания нижнего потока из отпарной зоны потоком, выходящим из реактора.

Установка может содержать теплообменник для образования пара для отпарной зоны при теплообмене с потоком, выходящим из реактора, или остаточным нижним потоком.

Предпочтительно, чтобы установка была адаптирована для получения парового потока, содержащего водород и метан, из холодного сепаратора высокого давления, а потоки легких компонентов из колонны дебутанизации представляли собой паровой поток, содержащий метан, и поток сжиженного нефтяного газа.

Желательно, чтобы установка была адаптирована для получения в качестве продуктов перегонки нефти легкой нафты, тяжелой нафты, топлива для реактивных двигателей, дизельного топлива, а также их смесей.

На фигуре 1 представлена упрощенная блок-схема потока из реактора конверсии, подаваемого на интегрированное выделение в процессе перегонки в соответствии с настоящим изобретением.

На фигуре 2 показана более детально схема потоков в одном из воплощений интегрированного способа выделения, показанного на фигуре 1.

Подача первой части потока, вытекающего из реактора гидроконверсии, в колонну отпарки с водяным паром и второй части выходящего из реактора потока в перегонную колонну для отгонки бутановой фракции для отделения легких фракций до ректификации тяжелых фракций может повысить коэффициент использования энергии и эффективность выделения продукта, а также уменьшить капитальные затраты. Таким образом, можно избежать потерь производительности, возникающих из-за повторного смешения уже разделенных потоков, уменьшить размеры колонны выделения легких фракций, колонна для отгонки бутановой фракции может разогреваться с использованием теплоты процесса, а не с помощью обогреваемого пламенем испарителя, и также можно полностью исключить сжатие напорного потока и охлаждение, которые обычно необходимы для питания колонны для отгонки бутановой фракции.

Для краткого рассмотрения способа настоящего изобретения и установки следует обратиться к фигуре 1. Углеводородное сырье подвергается превращению в реакторе R и гидроконверсии и выходящий из него поток S1 разделяется в горячем сепараторе А высокого давления на соответствующие потоки Y1, L1 пара и жидкости. Горячий жидкий поток L1 подается на отпарную колонну В, которая работает при умеренном давлении, более низком, чем давление в сепараторе А. Водяной пар может подаваться через трубопровод S2 в нижнюю часть отпарной колонны В. Горячий головной поток V2 пара и горячий нижний поток L2 выходят из отпарной колонны В. Поток V1 охлаждается и подается в сепаратор С для получения холодного потока V3 пара и холодного жидкого потока L3.

Весь или часть потока V2 пара и жидкий поток L3 подвергаются дебутанизации в колонне D для отгонки бутановой фракции с поручением дебутанизированного потока L4 жидкости для подачи в ректификационную колонну E и головного потока V4, практически не содержащего пентана и более тяжелых компонентов. Желательно, чтобы потоки V2 и L3 вначале смешивались вместе, а затем разделялись в сепараторе F на летучий поток V5 и жидкий поток L5 для питания колонны D дебутанизации. Противоточный теплообменник G необходим для нагревания потока L5 до проведения ректификации потоком V2, который охлаждается с целью ускорения пара-жидкостного разделения в сепараторе F.

Потоки L2 и V4 затем подвергаются ректификации в ректификационной колонне E, которая работает при относительно низком давлении с получением большого числа головных и боковых погонов P6, P7, P8 и P9, а также остаточного нижнего потока L6. В отличие от схемы, известной из предшествующего уровня техники, где вся жидкая фракция из сепараторов высокого давления подается в сепаратор для отделения легкой фракции или на ректификационную колонну, жидкие потоки из горячего и холодного сепараторов по схеме настоящего изобретения распределяются между потоком, питающим непосредственно ректификационную колонну E, и потоком, проходящим через колонну D для отгонки бутановой фракции. Распределение между общей подачей жидкости в потоках L5 и L2 будет зависеть от жесткости условий работы реактора R гидрокрекинга, причем в более жестких условиях обычно увеличивается выход легких компонентов, попадающих в поток L5. Настоящее изобретение применимо, когда любая или обе нафты и дизельное топливо являются основными желаемыми продуктами, но получаемый положительный эффект более заметен, если желаемыми продуктами являются дизельные продукты (в противоположность нафта- продуктам), поскольку доля жидкого материала в потоке L2 выше. Процент от общего массового расхода в потоке L2, направляемого непосредственно в ректификационную колонну E, и в потоке L5, направляемого в колонну D для отгонки бутановой фракции (и затем посредством нижнего потока L4 в ректификационную колонну E), обычно составляет приблизительно от 10 до 70% в потоке L5 и приблизительно от 90 до 30% в потоке L2 (то есть весовое отношение потоков L5 : L2 - приблизительно от 10 : 90 до 70 : 30), предпочтительно приблизительно от 10 до 40% в потоке L5 и приблизительно от 90 до 60% в потоке L2 (То есть, весовое отношение L5 : L2- приблизительно от 10 : 90 до 40 : 60)
Конкретное воплощение изобретения иллюстрируется на фиг.2. Способ 10 переработки нефти настоящего изобретения включает зону 10A, реакции гироконверсии, зону 10B утилизации тепла и зону 10C интегрированного выделения продуктов перегонки. Работа зоны 10A гидроконверсии хорошо известна в данной области. Кратко говоря, в реакторе 12 гидроконверсии происходит превращение высокомолекулярного жидкого углеводородного сьрья, такого как сырая нефть (при необходимости обессоленой и обезвоженой, как это известно в данной области), при высокой температуре, повышенном давлении, в присутствии приемлемого катализатора и водорода, в большое число низкомолекулярных углеводородных продуктов, которые затем разделяются на дистиллированные углеводородные фракции в зоне 10C выделения. Однако до выделения продуктов поток, выходящий из реактора, пропускается через зону 10B утилизации тепла, в которой теплота реакции может быть использована в различных стадиях процесса для нагревания, включая предварительное нагревание сырья, подаваемого в реактор, и для получения водяного пара.

В зависимости от желаемого типа реакции конверсии, например, такого как гидрообработка - умеренная или жесткая, или гидрокрекинг, реактор 12 будет работать при температуре приблизительно от 350^oC до 400^oC и давлении 1 - 5 МПа до 2.2 МПа (умеренная гидрообработка), или при температуре от 350^oC до 500^oC и давлении от 7 до 21 МПа (жесткая гидрообработка и гидрокрекинг). Для гидрообработки и гидрокрекинга обычно используется неподвижный слой катализатора (с регенерацией катализатора или без регенерации).

В соответствии с общепринятой практикой поток кондиционированного водорода через трубопровод 14 вводится в линию 32 рециркулируемого водородсодержщего газа и пропускается через теплообменники 16a, 16b для предварительного нагревания водородсодержащего потока и утилизации тепла потока 18, выходящего из реактора. Предварительно нагретый водородсодержащий поток 20 далее дополнительно нагревается до температуры реакции в пламенной печи 22. Сырьевой поток 23, включающий исходное сырье и рециркулируемое масло из трубопровода 182, подается для теплообмена в ряд теплообменников 24a, 24b, 24c, 24d для предварительного нагревания сырьевого потока и дополнительной утилизации тепла потока 18, выходящего из реактора. Предварительно нагретый сырьевой поток объединяется с нагретым газовым потоком 28 из печи 22 и подается через трубопровод 30 в реактор 12. Кроме того, боковой поток 36 потока рециркулируемого газа 34 может быть использован в качестве охлаждающего газа, подаваемого между слоями катализатора в реакторе. Как известно в данной области, количество потребляемого водорода в реакциях гидрообработки и крекинга обычно увеличивается с ростом жесткости условий реакции и зависит от количества серы, ароматических соединений и олефинов, присутствующих в исходном сырье.

Поток 18, выходящий из реактора, необходимым образом охлаждается в зоне 10B утилизации тепла и направляется через трубопровод 38 в зону 10C выделения продуктов перегонки. В зоне 10C выделения продуктов поток 38, содержащий широкий спектр низкомолекулярных материалов, разделяется на ряд желаемых дистилляционных фракций, которые могут быть использованы в различных целях. Жидкие углеводородные продукты, выделенные из выходящего из реактора потока, представляют собой сжиженный нефтяной газ, легкую нафту, тяжелую нафту, реактивное топливо и дизельное топливо. Кроме того, обычно получают отходящий газ и нижний поток тяжелее дизельного масла, который часто подается на рецикл в реактор 12 в качестве потока 182 рециркулируемого масла.

Как хорошо известно, при охлаждении выходящий из реактора поток 38 разделяется на две фазы, состоящие из более высоко- и более низкокипящих фракций, которые могут быть подвергнуты грубому разделению. Следовательно, охлажденный поток 38 подается первоначально на сепаратор 40 высокого давления, в котором поток паровой фазы удаляется через трубопровод 42, а поток жидкой фазы удаляется через трубопровод 44. Поток 42 паровой фазы затем дополнительно охлаждается путем теплообмена с потоком рециркулируемого масла в теплообменнике 24a, как указывалось выше, а далее в воздушном холодильнике 46 для дополнительной конденсации парового потока 42. Охлажденный, частично сконденсированный поток подается в трубопровод 48 на второй сепаратор 50 высокого давления, который работает при более низкой температуре, чем первый сепаратор высокого давления 40. Из второго сепаратора 50 высокого давления поток пара, содержащий преимущественно газообразный водород и метан, удаляется через трубопровод 52. Паровой поток 52 затем компримируют с помощью компрессора 54 с образованием обогащенного водородом потока рециркулируемого газа 34. Поток жидкой фазы удаляется из второго сепаратора 50 высокого давления через трубопровод 56.

В соответствии с практикой настоящего изобретения жидкий поток 44 из первого сепаратора 40 высокого давления и жидкий поток 56 из второго сепаратора 50 высокого давления не смешиваются in tato, как это было характерно для предшествующего уровня техники. Вместо этого теплый жидкий поток 44 вначале отдельно отпаривается от легких компонентов в паровой отпарной колонне 58 и только выделенные легкие фракции впоследствии смешиваются с холодным потоком 56 жидкой фазы. По меньшей мере часть полученного смешанного потока 78 затем подается на колонну 62 дебутанизации. Следовательно, при использовании размещенной на первом месте установки по выделению легких фракций, желаемое рабочее давление отпарной колонны 58 и колонны 62 дебутанизации может быть определено и достигнуто без стадии повторного сжатия напорного потока, как это обычно имело место в схемах известных из предшествующего уровня техники, а при разделении потока, подаваемого на оборудование для разделения легких фракций, между паровой отпарной колонной 58 и колонной 62 дебутанизации, могут использоваться сосуды меньших размеров. Кроме того, использование в настоящем изобретении для выделения легких фракций сочетания отпарная колонна /колонна дебутанизации повышает выход сжиженного нефтяного газа по сравнению с оборудованием предшествующего уровня.

Жидкий поток 44 из первого сепаратора 40 высокого давления вводится в верхнюю часть 64 отпарной колонны 58 через редуцирующий клапан 66, а технологический пар дросселируют через редуцирующий клапан 67 для введения около нижней части 68 через трубопровод 70. Поток, обогащенный легкими фракциями, выходит через верхнюю часть 64 по трубопроводу 72, а нижний поток удаляется из отпарной колонны 58 через трубопровод 74 для подачи в колонну ректификации 75. Как хорошо известно из практики разделения, отпарная колонна 58 должна иметь необходимое число контактных тарелок (обычно приблизительно 10 -30) и/или количество насадки для повышения поверхности контакта углеводород/пар. Рабочее давление отпарной колонны 58 должно быть умеренным, находясь в интервале приблизительно от 1.4 до 2.4 МПа (200 - 350 фунтов/кв. дюйм).

Поток 56 жидкой фазы, выводимый из второго сепаратора 50 высокого давления, дросселируется через редуцирующий вентиль 73 для введения в колонну 62 дебутанизации через трубопроводы 76 и 78. Обогащенный легкими фракциями поток 72 из отпарной колонны 58 вводится туда же с образованием объединенного потока в трубопроводе 78. Объединенный поток в трубопроводе 78 охлаждается до температуры порядка 40 - 60^oC, предпочтительно с помощью воздушного холодильника 80, для конденсации тяжелой фазы. Смешанный фазовый поток направляется через трубопровод 82 в сепаратор 84 низкого давления, работающий приблизительно при давлении колонны дебутанизации 62, например, при давлении приблизительно 1.4 - 2.4 МПа (200 - 350 фунтов/ кв. дюйм). Из сепаратора 84 низкого давления поток жидкой фазы отделяется и подается на колонну 62 дебутанизации через трубопровод 86. Поток паровой фазы, содержащий преимущественно водород, метан и сероводород выводится через трубопровод 88.

Обогащенный легкими фракциями поток 72 до объединения с дросселированным потоком 76 жидкой фазы из второго сепаратора 56 высокого давления может быть охлажден в теплообменнике 92 до температуры порядка 100 - 200^oC с получением обогащенного легкими фракциями потока 90. Обогащенный легкими фракциями поток 72 предпочтительно охлаждается путем теплообмена с потоком 86 жидкой фазы из сепаратора низкого давления 84 в теплообменнике 92. Таким образом, обогащенный легкими фракциями поток 72 может быть охлажден, а поток 86 жидкой фазы может быть предварительно нагрет до температуры порядка 120 -180^oC для подачи через трубопровод 94 в зону питания колонны 62 дебутанизации.

Благодаря меньшим размерам и предварительному отделению значительной части наиболее тяжелых углеводородных компонентов из потока 94, подаваемого в колонну дебутанизации, эта колонна 62 дебутанизации может работать при значительно более низкой равновесной температуре куба (обычно значительно ниже 300^oC, предпочтительно приблизительно от 200 до 250^oC) и при значительно меньших потоках, что существенно снижает тепловую нагрузку по сравнению с предшествующим уровнем техники. Следовательно, колонна 62 дебутанизации может работать за счет тепла, получаемого в реакторе 12 конверсии. Таким образом, настоящий способ и установка исключает необходимость большого обогреваемого пламенем испарителя, который обычно требуется в колоннах дебутанизации по схеме предшествующего уровня.

Предварительно нагретый поток 94, питающий колонну дебутанизации, вводится в колонну 62 дебутанизации в зону питания. В колонне 62 дебутанизации практически все C₄- и более легкие углеводородные компоненты, в том числе неуглеводородные примеси, такие как сероводород, вода, аммиак и оставшийся водород, выводятся в виде головного погона через трубопровод 96. Нижний поток 98 дебутанизирующей колонны выводится из колонны 62 дебутанизации и подается на ректификационную колонну 75.

Головной поток колонны дебутанизации, выходящий через трубопровод 96, частично конденсируется с помощью воздушного холодильника 102 и охлаждаемого водой теплообменника 104 с получением потока 106 конденсированной флегмы для колонны 62 дебутанизации. Частично конденсированный поток 106 направляется на разделительный барабан 108, давление в котором обычно приблизительно на 0,03 МПа (5 фунтов/кв. дюйм) меньше, чем в колонне 62 дебутанизации, с целью эффективного пара-жидкостного разделения. Поток 110 отходящего пара, содержащий преимущественно сероводород, водород и легкие C₁-C₂-углеводороды, выводится из разделительного барабана 108. Поток 114 жидкой фазы, содержащий преимущественно легкие C₃-C₄-углеводороды, подается с помощью насоса 112 в качестве флегмы на колонну 62 дебутанизации. Боковая фракция 116 потока 114 флегмы отводится в виде сжиженного нефтяного газа.

Жидкий поток 118 из колонны 62 дебутанизации выводится из нижней части 120 и подается на испаритель 122. Испарившаяся жидкость возвращается в нижнюю часть 120 колонны 62 дебутанизации через трубопровод 124. Нагревающей средой испарителя 122 предпочтительно служит горячий выходящий из реактора поток, поступающий через трубопровод 136 из зоны 10B утилизации тепла реакции. После теплообмена относительно более холодный реакционный поток возвращается в зону 10B утилизации тепла через трубопровод 128.

Нижний поток 98 колонны дебутанизации дросселируют с помощью дросселирующего клапана 99 до приблизительно атмосферного давления для введения в ректификационную колонну 75. Поток, подаваемый на ректификационную колонну, вводится на относительно высокую питающую тарелку, соответствующую температуре этого питающего потока - приблизительно 200 - 250^oC. Нижний поток отпарной колонны 74 предпочтительно подвергается декомпрессии с помощью дросселирующего клапана 129 и подается на ректификационную колонну 75. Следовательно, нижний поток 74 отпарной колонны предпочтительно испаряется при температуре около 300 - 400^oC в печи 130 и подается на ректификационную колонну 75 через трубопровод 131. До нагрева в печи 130 нижний поток 74 отпарной колонны предпочтительно предварительно нагревается путем теплообмена с реакционным потоком из трубопровода 126 в подогревателе 132. Предварительно нагретый нижний поток 134 отпарной колонны направляется в печь 130, а боковой реакционный поток 136, выходящий из обогревателя 132, может быть затем направлен в качестве нагревающей среды для испарителя 122 дебутанизатора, как это описывалось выше. В том случае, когда требуется испаренный поток более широкой фракции, чем можно получить из трубопровода 134 нижнего потока отпарной колонны, из нижнего потока отпарной колонны 98 может быть направлен боковой поток 138 для дополнительного питания печи 130.

В ректификационной колонне 75 могут быть получены углеводородные продукты приемлемых фракций или в виде топлива, имеющего желаемые характеристики, или в виде исходного сырья для колонны окончательной обработки. В целом, работа и устройство ректификационной колонны 75 и связанной с ней колонны окончательной обработки хорошо известны в данной области. Дистилляционные фракции соответствуют приемлемому интервалу температур кипения для рассматриваемого продукта (или колонны окончательной обработки) и выводятся из колонны 75 в качестве боковых погонов из кипящей жидкости и нескольких промежуточных тарелок. Нижняя жидкость содержит рециркулируемое масло, которое может быть возвращено в реактор конверсии 12 через трубопровод 182, как это уже указывалось выше. Такая колонна 75 обычно содержит приблизительно 30 - 50 ректификационных тарелок или стадий и работает при температуре и давлении верхней части порядка 100 - 140^oC и 0.07 -0.21 МПа (10 - 30 фунтов/кв.дюйм) и при температуре и давлении нижней части приблизительно 300 - 400^oC и 0.14 - 0.27 МПа (20 - 40 фунтов/кв. дюйм).

Трубопровод 140 для головного пара колонны предпочтительно охлаждается воздушным холодильником 142 для конденсации пара в качестве флегмы. Флегменный конденсат 142 по трубопроводу 144 направляется в накопительный барабан 146 для питания флегменного насоса 148. Спешенный насос 148 возвращает флегменный конденсат на ректификационную колонну 75 через трубопровод 150 за исключением головного дистиллята, который может быть удален через трубопровод 152 в виде потока легкой нафты. Ниже по колонне 75 на уровне седьмой-восьмой тарелок (от верхней части) может отбираться боковой погон 154 для подачи на колонну 156 по отпарке тяжелой нафты. Тяжелая нафта может отбираться в виде нижнего продукта из отпарной колонны 156 через трубопровод 158. На уровне семнадцатой-восемнадцатой тарелок (от верхней части колонны) из ректификационной колонны может отбираться другой боковой погон 160 для подачи на колонну 162 по отпарке топлива для реактивных двигателей. Топливо для реактивных двигателей представляет собой нижний продукт отпарной колонны 162, отбираемый через трубопровод 164. На уровне двадцать четвертой тарелки (от верхней части колонны) из колонны 75 через трубопровод 166 может отбираться дополнительный боковой погон для подачи на колонну для отпарки дизельного топлива на отпарной колонне 168. Дизельное топливо выводится в виде нижнего продукта из отпарной колонны 168 через трубопровод 170. По соседству с нижней частью колонны 75 с помощью насоса 173 может отбираться еще один боковой погон - керосин или печное топливо 172.

Поток низкого давления предпочтительно вводится в нижнюю часть колонны 175 через трубопровод 174. Рециркулируемое масло, подаваемое с помощью насоса 175 из нижней части колонны через трубопровод 176, предпочтительно используется в качестве нагревающей среды в кипятильнике 178 для генерирования водяного пара для отпарной колонны 58. Кипятильник 178 соединяется с линией 180 для подачи в него воды. Рециркулируемое масло, выходящее из кипятильника 178, подается насосом через трубопровод 182 назад в зону 10A реакции гидроконверсии через зону 10B утилизации тепла, как это описывалось выше, за исключением потока 184 продувки.

Настоящее изобретение дополнительно иллюстрируется следующим примером.

Пример. Интегрированный способ выделения продуктов перегонки настоящего изобретения, в котором используется трехколоночная установка, представленная на фиг. 2, смоделирована с помощью компьютера с целью оценки объемной скорости потока и составов выбранных основных потоков. Результаты моделирования представлены в таблице.

Настоящий способ выделения продуктов перегонки нефти иллюстрируется с помощью приведенного выше описания и примеров. Представленное выше описание не является описанием, ограничивающим изобретение, так как различные варианты этого изобретения очевидны для квалифицированного в данной области специалиста. Предполагается, что все такие варианты, находящиеся в пределах объема и сути изобретения, заявляемого в представленной ниже формуле изобретения, должны охватываться этой формулой изобретения.

Реферат

Использование: нефтехимия. Сущность: выделение жидких нефтяных продуктов осуществляют проведением стадии а) разделения выходящего из реактора потока при относительно высоких давлении и температуре на горячий паровой поток и горячий жидкий поток, стадии б) подачи горячего жидкого потока в отпарную зону, работающую при умеренном давлении, относительно более низком, чем на стадии а), с образованием горячего головного потока и горячего нижнего потока, стадии в) охлаждения и разделения горячего парового потока со стадии а) на относительно холодные паровой и жидкие потоки, стадии г) ректификации горячего жидкого потока в колонне, работающей при относительно низком давлении, на большое число продуктов перегонки нефти и статочный нижний поток, в котором стадию б) проводят с образованием горячего нижнего потока, практически не содержащего бутан, и более легкие компоненты, проводят стадию д) дебутанизации по меньшей мере части головного парового потока со стадии б) и жидкого потока со стадии в) в колонне, работающей при относительно умеренном давлении с получением одного или нескольких потоков легких компонентов, практически не содержащих пентан и более тяжелые компоненты, и потока дебутанизированной жидкости и последний подвергают ректификации на стадии г). Описывается также устройство для проведения способа. Технический результат: упрощение и повышение эффективности выделения жидких нефтяных продуктов. 2 с. и 18 з.п.ф-лы, 2 ил., 1 табл.

Формула