[go: up one dir, main page]

RU2191205C1 - Distillate and lube fractions production process - Google Patents

Distillate and lube fractions production process Download PDF

Info

Publication number
RU2191205C1
RU2191205C1 RU2001122730/04A RU2001122730A RU2191205C1 RU 2191205 C1 RU2191205 C1 RU 2191205C1 RU 2001122730/04 A RU2001122730/04 A RU 2001122730/04A RU 2001122730 A RU2001122730 A RU 2001122730A RU 2191205 C1 RU2191205 C1 RU 2191205C1
Authority
RU
Russia
Prior art keywords
fraction
oligomerization
catalyst
boiling
fractions
Prior art date
Application number
RU2001122730/04A
Other languages
Russian (ru)
Inventor
В.Г. Степанов
К.Г. Ионе
Original Assignee
Научно-инженерный центр "Цеосит" Объединенного института катализа СО РАН
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Научно-инженерный центр "Цеосит" Объединенного института катализа СО РАН filed Critical Научно-инженерный центр "Цеосит" Объединенного института катализа СО РАН
Priority to RU2001122730/04A priority Critical patent/RU2191205C1/en
Application granted granted Critical
Publication of RU2191205C1 publication Critical patent/RU2191205C1/en

Links

Images

Landscapes

  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Catalysts (AREA)

Abstract

FIELD: petrochemical processes. SUBSTANCE: distillate and lube fractions are obtained by bringing feedstock, optionally in mixture with recycle, into contact with olefin oligomerization catalyst in at least one tubular reactor or with different catalysts in two in-series arranged tubular reactors, or in at least three adiabatic reactors with one or two different catalysts at temperature between 150 and 450 C, pressure 0.1 to 6.0 MPa, and mass velocity 0.2 to 10 h-1. Oligomerization products are separated in more than one alternative ways to isolate fractions <250 C and > 150-250 C. Recycle of fractions <250 C and introducing recycle into intermediate reaction stream between functioning reactors is also possible. Fraction > 150-250 C is subjected to hydrogenation treatment on catalyst revealing activity in hydrocarbon hydrogenation reactions at temperature between 80 and 400 C, pressure 0.5 to 6.0 MPa, and H2/-to-olefin molar ration from 1 to 20. EFFECT: enlarged assortment of products. 12 cl, 2 tbl, 20 ex

Description

Предлагаемое изобретение относится к способам получения дистиллятных и синтетических масляных фракций из олефинсодержащего углеводородного сырья. The present invention relates to methods for producing distillate and synthetic oil fractions from olefin-containing hydrocarbon feedstocks.

В процессах нефтепереработки и нефтехимии образуются значительные количества различных олефинсодержащих углеводородных фракций, таких как, например, углеводородные газы каталитического и термического крекинга, дегидрирования, бензины термокрекинга и коксования и т.д. Одним из возможных направлений дальнейшей переработки этих фракций может быть производство из них дистиллятных фракций - бензиновых и/или керосиновых, и/или дизельных, и/или масляных (выкипающих выше 250oС) фракций при помощи твердых катализаторов. В качестве таких катализаторов могут быть использованы каталитические системы на основе силикатов, цеолитов и молекулярных сит, активных в реакциях олигомеризации олефинов.In the refining and petrochemical processes, significant quantities of various olefin-containing hydrocarbon fractions are formed, such as, for example, hydrocarbon gases of catalytic and thermal cracking, dehydrogenation, gasoline thermocracking and coking, etc. One of the possible directions of further processing of these fractions may be the production of distillate fractions from them - gasoline and / or kerosene, and / or diesel, and / or oil (boiling above 250 o C) fractions using solid catalysts. As such catalysts, catalytic systems based on silicates, zeolites and molecular sieves active in olefin oligomerization reactions can be used.

Известны способы олигомеризации с применением катализаторов, содержащих цеолиты ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-23, ZSM-35, ZSM-38 и ZSM-48 [Патенты США 4607130, кл. С 07 С 2/00, 1986; 4665265, кл. С 07 С 5/42, 1987]. Согласно данным способам переработку олефинсодержащего сырья осуществляют путем его контактирования с одним из этих катализаторов при температуре 110-375oС, давлении 0,4-7,0 МПа и скорости подачи 0,2-2,0 ч-1.Known methods of oligomerization using catalysts containing zeolites ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-23, ZSM-35, ZSM-38 and ZSM-48 [US Patents 4607130, cl. C 07 C 2/00, 1986; 4665265, cl. C 07 C 5/42, 1987]. According to these methods, the processing of olefin-containing raw materials is carried out by contacting it with one of these catalysts at a temperature of 110-375 o C, a pressure of 0.4-7.0 MPa and a feed rate of 0.2-2.0 h -1 .

Известны способы переработки олефинсодержащего сырья С3-C5 в бензиновые и дизельные фракции с одновременным применением двух разных катализаторов. Согласно способу [Пат. США 5134241, кл. С 07 С 2/00, 1992] переработку олефинсодержащего сырья ведут в две стадии. На первой стадии осуществляют контактирование исходного сырья при температуре 40-250oС, давлении 0,1-13 МПа и весовой скорости подачи сырья 0,1-5,0 ч-1 с мезопористыми молекулярными ситами МСМ-41 (МСМ-41 - кристаллическая элементосиликофосфатная система, которая может содержать металлы I, II, III, IV, VII, VIII групп и РЗЭ, с размером пор >13

Figure 00000001
). На второй стадии при температуре 250-700oС, давлении 0,1-1,5 МПа и весовой скорости подачи сырья 0,1-100 ч-1 осуществляют контактирование полученного на первой стадии продукта с цеолитом МСМ-22 (металлосиликатный цеолит с размером пор 5-8
Figure 00000002
) или с катализатором, содержащим МСМ-22 в смеси с цеолитом, выбранным из следующего ряда цеолитов: ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-22, ZSM-23, ZSM-35, ZSM-48, бета, цеолит У, морденит.Known methods for processing olefin-containing raw materials With 3 -C 5 in gasoline and diesel fractions with the simultaneous use of two different catalysts. According to the method of [Pat. US 5134241, CL C 07 C 2/00, 1992] the processing of olefin-containing raw materials is carried out in two stages. At the first stage, the feedstock is contacted at a temperature of 40-250 o C, a pressure of 0.1-13 MPa and a weighted feed rate of 0.1-5.0 h -1 with mesoporous molecular sieves MCM-41 (MCM-41 - crystalline elementosilicophosphate system, which may contain metals of groups I, II, III, IV, VII, VIII and REE, with pore sizes> 13
Figure 00000001
) In the second stage, at a temperature of 250-700 o C, a pressure of 0.1-1.5 MPa and a weight feed rate of 0.1-100 h -1 , the product obtained in the first stage is contacted with zeolite MCM-22 (metallosilicate zeolite with a size then 5-8
Figure 00000002
) or with a catalyst containing MCM-22 mixed with a zeolite selected from the following zeolites: ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-22, ZSM-23, ZSM-35, ZSM-48, beta, Zeolite U, mordenite.

Известны способы переработки олефинсодержащего сырья путем его олигомеризации с получением бензиновой и дизельной фракций, осуществляя которые возможно регулировать соотношения выходов целевых продуктов [Пат. США 4456779, кл. С 07 С 3/03, 1984; Пат. США 4456781, кл. С 07 С 2/02, 1984]. Согласно данным способам дистиллятные фракции - бензиновую и дизельную - получают из легкого олефинсодержащего сырья (С3-С4) следующим образом. Сырье в смеси с рециклом при температуре 190-375oС, давлении 0,4-7,0 МПа и объемной скорости подачи жидкого сырья 0,5-2,0 ч-1 подвергают контактированию с катализатором олигомеризации, находящимся в трех последовательно работающих реакторах с промежуточным охлаждением реакционного потока между реакторами. Продукты реакции разделяют в дебутанизаторе с выделением фракции С4- и фракции С5+. Часть фракции С4- подают на смешение с исходным сырьем в виде рецикла, а балансовую часть разделяют в деэтанизаторе с выделением фракции С2- и фракции С3-С4. Фракцию с5+ разделяют в ректификационной колонне с выделением бензиновой фракции С5-165oС и дизельной фракции >165oС. Для увеличения выхода дизельной фракции возможна подача на рецикл части полученной бензиновой фракции. Применяемый катализатор содержит цеолит ZSM-5, и его состав описывается общей эмпирической формулой аNа2O•Аl2O3•(70-500)SiO2, где а<<1. Варьируя условия ведения процесса возможно изменять соотношение выходов целевых продуктов и производить из газов каталитического крекинга, содержащих ~ 62 мол. % олефинов С3-С4, бензиновые фракции в интервале выходов 13-52% и соответственно дизельные фракции - 79-32 мас.% на олефины сырья.Known methods for processing olefin-containing raw materials by oligomerizing them to produce gasoline and diesel fractions, by which it is possible to adjust the ratio of yields of target products [Pat. USA 4456779, CL C 07 C 3/03, 1984; Pat. USA 4456781, cl. C 07 C 2/02, 1984]. According to these methods, distillate fractions - gasoline and diesel - are obtained from light olefin-containing raw materials (C 3 -C 4 ) as follows. The raw materials in a mixture with recycle at a temperature of 190-375 o C, a pressure of 0.4-7.0 MPa and a volumetric feed rate of liquid raw materials of 0.5-2.0 h -1 are subjected to contact with an oligomerization catalyst located in three reactors in series with intermediate cooling of the reaction stream between the reactors. The reaction products are separated in a debutanizer with the allocation of fractions With 4 - and fractions With 5+ . A portion of the C 4– fraction is fed to the feedstock as a recycle, and the balance portion is separated in a deethanizer to separate the C 2– fraction and the C 3 –C 4 fraction. The 5+ fraction is separated in a distillation column to isolate a C 5 -165 o C gasoline fraction and a diesel fraction> 165 o C. To increase the yield of the diesel fraction, part of the obtained gasoline fraction can be recycled. The used catalyst contains zeolite ZSM-5, and its composition is described by the general empirical formula aNa 2 O • Al 2 O 3 • (70-500) SiO 2 , where a << 1. Varying the process conditions, it is possible to change the yield ratio of the target products and produce from catalytic cracking gases containing ~ 62 mol. % C 3 -C 4 olefins, gasoline fractions in the yield range of 13-52% and, accordingly, diesel fractions - 79-32 wt.% on raw olefins.

Основным недостатком данных способов является относительно низкий выход тяжелых дистиллятных фракций, выкипающих выше 150oС, и в особенности - низкий выход фракций, выкипающих выше 250oС, являющихся сырьем для получения базы синтетических масел.The main disadvantage of these methods is the relatively low yield of heavy distillate fractions boiling above 150 o C, and in particular the low yield of fractions boiling above 250 o C, which are raw materials for obtaining a base of synthetic oils.

Для улучшения селективности действия катализаторов в составе последних используют и цеолиты, в кремнекислородном каркасе которых содержатся не атомы Al, а атомы других изоморфнозамещающих элементов. Так, известен способ облагораживания олефинсодержащего сырья с получением бензиновой, дизельной и тяжелой дистиллятной фракций при помощи кристаллического ферросиликата (цеолита), олигомеризацию олефинов С2-С8 на котором проводят при температуре 175-375oС и давлении 1-20 МПа [Пат. США 4554396, кл. С 07 С 2/02, 1985]. Применяемый цеолит имеет структуру ZSM-5, и его состав описывается общей эмпирической формулой аNа2O•Fе2O3•bSiO2, где а<<1 и b>24.To improve the selectivity of the action of the catalysts, zeolites are also used in the latter, the silicon-oxygen skeleton of which does not contain Al atoms, but atoms of other isomorphous substituting elements. So, there is a method of enriching olefin-containing raw materials to obtain gasoline, diesel and heavy distillate fractions using crystalline ferrosilicate (zeolite), the oligomerization of C 2 -C 8 olefins which is carried out at a temperature of 175-375 o C and a pressure of 1-20 MPa [Pat. USA 4554396, cl. C 07 C 2/02, 1985]. The zeolite used has the structure ZSM-5, and its composition is described by the general empirical formula aNa 2 O • Fe 2 O 3 • bSiO 2 , where a << 1 and b> 24.

Известен катализатор и способ олигомеризации олефинсодержащего сырья [Пат. ЕВП 734766, кл. В 01 J 27/057, С 10 G 50/00, С 07 С 2/16, 1996]. Согласно данному способу переработку сырья осуществляют при температуре реакции до 400oС, давлении - до 10 МПа и скорости подачи 0,1-50 ч-1 на алюмосиликатном катализаторе, модифицированном сульфат-ионом (0,3-60 мас.% SO4 2-) и содержащем по меньшей мере один оксид переходного металла. Продукты реакции разделяют с получением бензиновой, дизельной фракций и газойля.A known catalyst and method for oligomerization of olefin-containing raw materials [US Pat. ЕВП 734766, cl. B 01 J 27/057, C 10 G 50/00, C 07 C 2/16, 1996]. According to this method, the processing of raw materials is carried out at a reaction temperature of up to 400 o C, a pressure of up to 10 MPa and a feed rate of 0.1-50 h -1 on an aluminosilicate catalyst modified with a sulfate ion (0.3-60 wt.% SO 4 2 - ) and containing at least one transition metal oxide. The reaction products are separated to obtain gasoline, diesel fractions and gas oil.

Основным недостатком этих способов является низкий выход тяжелых дистиллятных фракций, выкипающих выше 250oС и являющихся сырьем для получения базы синтетических масел.The main disadvantage of these methods is the low yield of heavy distillate fractions, boiling above 250 o C and which are the raw material for obtaining a base of synthetic oils.

Известен катализатор для процесса олигомеризации олефинов в тяжелые дистиллятные фракции с высоким индексом вязкости [Пат. США 5080878, кл. В 01 J 29/38, 29/28, 1992] , являющиеся основой для производства смазочных масел. Согласно данному способу олефины С2-С10 перерабатывают при температуре 200-260oС, давлении не ниже 2 МПа и весовой скорости подачи сырья ниже 1 ч-1 на катализаторе, содержащем один из следующих цеолитов: ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-22, ZSM-23, ZSM-35, ZSM-38 и ZSM-48. Применяемый в составе катализатора цеолит модифицирован одно- или двухвалентными катионами различных металлов или аммония, нанесенными из соответствующих солей гексафторсиликата.A known catalyst for the process of oligomerization of olefins into heavy distillate fractions with a high viscosity index [US Pat. US 5080878, CL In 01 J 29/38, 29/28, 1992], which are the basis for the production of lubricating oils. According to this method, C 2 -C 10 olefins are processed at a temperature of 200-260 o C, a pressure of at least 2 MPa and a weight feed rate of less than 1 h -1 on a catalyst containing one of the following zeolites: ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-22, ZSM-23, ZSM-35, ZSM-38 and ZSM-48. The zeolite used in the catalyst composition is modified with mono- or divalent cations of various metals or ammonium deposited from the corresponding hexafluorosilicate salts.

Известен способ олигомеризации олефинов с получением дизельной и масляной фракций с высоким индексом вязкости [ЕВП 800568, кл. С 10 G 50/00, 1997]. Согласно данному способу олефины С2-С6 подвергают контактированию при температуре 160-350oС (лучше 200-310oС), давлении 1-8 МПа и весовой скорости подачи сырья 0,5-10 ч-1 (лучше 1-5 ч-1) с катализатором, содержащим модифицированный 0,7-5,0 мас.% Сr цеолит ZSM-5.A known method of oligomerization of olefins to obtain diesel and oil fractions with a high viscosity index [ЕВП 800568, cl. C 10 G 50/00, 1997]. According to this method, C 2 -C 6 olefins are contacted at a temperature of 160-350 o C (preferably 200-310 o C), a pressure of 1-8 MPa and a weight feed rate of 0.5-10 h -1 (preferably 1-5 h -1 ) with a catalyst containing a modified 0.7-5.0 wt.% Cr zeolite ZSM-5.

Основными недостатками описанных выше способов являются относительно низкий выход тяжелых фракций и/или неудовлетворительное качество целевых продуктов - низкие термическая стабильность и стабильность к окислению, обусловленные высоким содержанием олефинов в продукте. The main disadvantages of the above methods are the relatively low yield of heavy fractions and / or unsatisfactory quality of the target products - low thermal stability and oxidation stability due to the high content of olefins in the product.

Для улучшения качества целевых продуктов (например, повышения термической стабильности, стабильности к окислению, понижения йодного числа всех дистиллятных фракций, повышения цетанового числа дизельных фракций и пр.) применяют комбинированные способы, сочетающие в себе стадию олигомеризации олефинсодержащего сырья и стадию гидрообработки полученного на стадии олигомеризации продукта. To improve the quality of the target products (for example, increasing thermal stability, oxidation stability, lowering the iodine number of all distillate fractions, increasing the cetane number of diesel fractions, etc.), combined methods are used that combine the oligomerization stage of an olefin-containing raw material and the hydroprocessing stage obtained at the oligomerization stage product.

Так, известен способ олигомеризации олефинов C10-C24 для получения базы синтетических масел, включающий стадию олигомеризации олефинов и стадию гидрообработки продуктов олигомеризации [ЕВП 564728, кл. С 07 С 2/12, С 10 М 107/10, В 01 J 29/08, 1992]. Согласно данному способу олефины С10-С24 подвергают контактированию, возможно, в смеси с рециркулирующими непрореагировавшими мономерами, выкипающими до 225-250oС, с катализатором, содержащим деалюминированный цеолит типа У с отношением SiO2/Аl2O3>5 (лучше >60) при температуре 50-300oС (лучше 150-250oС) и давлении 0,1-7,0 МПа. Продукты реакции могут быть разделены путем ректификации с выделением непрореагировавших мономеров, возвращаемых на рецикл, и дистиллятной фракции, выкипающей выше 225-250oС. Для повышения термической стабильности и стабильности к окислению дистиллятная фракция может быть подвергнута гидрообработке на катализаторе, содержащем Ni, Pt, Pd, Сu, никель Ренея. Основным недостатком данного способа является производство целевого продукта из тяжелого сырья - олефинов C10-C24, что существенно ограничивает ассортимент перерабатываемого сырья.Thus, a known method of oligomerization of olefins C 10 -C 24 to obtain a base of synthetic oils, including the stage of oligomerization of olefins and the stage of hydroprocessing of oligomerization products [ЕВП 564728, cl. C 07 C 2/12, C 10 M 107/10, B 01 J 29/08, 1992]. According to this method, C 10 -C 24 olefins are contacted, possibly in a mixture with recycle unreacted monomers, boiling up to 225-250 ° C, with a catalyst containing type U dealuminated zeolite with a ratio of SiO 2 / Al 2 O 3 > 5 (better > 60) at a temperature of 50-300 o C (preferably 150-250 o C) and a pressure of 0.1-7.0 MPa. The reaction products can be separated by distillation with the release of unreacted monomers returned to recycling, and the distillate fraction boiling above 225-250 o C. To increase thermal stability and oxidation stability, the distillate fraction can be subjected to hydroprocessing on a catalyst containing Ni, Pt, Pd, Cu, Raney Nickel. The main disadvantage of this method is the production of the target product from heavy raw materials - olefins C 10 -C 24 , which significantly limits the range of processed raw materials.

Наиболее близким по своей технической сущности и достигаемому эффекту является способ превращения олефинов в высшие углеводороды [Пат. США 4520215, кл. С 07 С 2/74, 1985]. Согласно выбранному прототипу бензиновую и дизельную или дистиллятную фракции получают из олефинсодержащих продуктов процесса Фишера-Тропша (содержащих преимущественно олефины C5-C6) следующим образом.The closest in its technical essence and the achieved effect is a method of converting olefins into higher hydrocarbons [US Pat. USA 4,520,215, class C 07 C 2/74, 1985]. According to the selected prototype, gasoline and diesel or distillate fractions are obtained from olefin-containing products of the Fischer-Tropsch process (containing mainly C 5 -C 6 olefins) as follows.

Исходное сырье смешивают с рециклом (фракция С5-С6), подогревают в теплообменниках и печи до начальной температуры переработки и при температуре 230-325oС, давлении 2,8-10 МПа (лучше 4-7 МПа) и объемной скорости подачи сырья 0,5-1,5 ч-1 (в пересчете на олефины) подвергают последовательному контактированию с катализатором олигомеризации, находящимся в трех последовательно работающих реакторах. Применяемый катализатор олигомеризации содержит цеолит H-ZSM-5. В результате протекания на катализаторе экзотермических химических реакций превращения олефинов температура реакционного потока в каждом реакторе возрастает на ~30oС. Для снижения возросшей температуры реакционного потока до температуры переработки между реакторами осуществляют промежуточное охлаждение реакционного потока. После третьего реактора продукты реакции охлаждают и при более низком давлении разделяют в 1-м сепараторе с выделением газообразной фракции углеводородов (до С6 включительно) и жидкой фазы, содержащей углеводороды С3+ и воду (образовавшуюся из кислородсодержащих соединений, присутствующих в сырье). Газообразную фракцию дохолаживают и разделяют во 2-м фазовом сепараторе с выделением воды и углеводородной фракции С5-С6, которую в виде рецикла направляют на смешение с исходным сырьем. Жидкую фракцию С3+ подают в ректификационную колонну-дебутанизатор. В эту же колонну возможна подача части выделенной в 1-м сепараторе газообразной фракции. В колонне-дебутанизаторе продукты стадии олигомеризации разделяют с выделением верхом колонны углеводородов C1-C4 (в т.ч. с выделением сжиженной фракции С3-С4) и остаточной воды и кубом колонны - углеводородной фракции С5+. Выделенную в колонне-дебутанизаторе фракцию C5+ подают в ректификационную колонну, где ее разделяют с выделением бензиновой фракции и дистиллятной фракции, выкипающей выше 154oС и содержащей в основном углеводороды С10-С20, т.е. дизельной фракции.The feedstock is mixed with recycle (fraction C 5 -C 6 ), heated in heat exchangers and furnaces to an initial processing temperature and at a temperature of 230-325 o C, a pressure of 2.8-10 MPa (preferably 4-7 MPa) and a volumetric feed rate raw materials of 0.5-1.5 h -1 (in terms of olefins) are subjected to sequential contact with an oligomerization catalyst located in three reactors in series. The oligomerization catalyst used contains zeolite H-ZSM-5. As a result of the exothermic chemical reactions occurring on the catalyst, the conversion of olefins, the temperature of the reaction stream in each reactor increases by ~ 30 ° C. To reduce the increased temperature of the reaction stream to the processing temperature between the reactors, the reaction stream is intermediate cooled. After the third reactor, the reaction products are cooled and separated at a lower pressure in the 1st separator with the release of a gaseous fraction of hydrocarbons (up to and including C 6 ) and a liquid phase containing C 3+ hydrocarbons and water (formed from oxygen-containing compounds present in the feed). The gaseous fraction is cooled and separated in a 2nd phase separator with the release of water and a C 5 -C 6 hydrocarbon fraction, which is recycled to be mixed with the feedstock. The liquid fraction C 3+ is fed to a distillation column-debutanizer. In the same column, it is possible to supply a portion of the gaseous fraction isolated in the 1st separator. In the debutanizer column, the products of the oligomerization stage are separated with the release of C 1 -C 4 hydrocarbons from the top of the column (including the separation of the liquefied C 3 -C 4 fraction) and residual water and the bottom of the column — C 5+ hydrocarbon fraction. The C 5+ fraction isolated in the debutanizer column is fed to a distillation column, where it is separated to isolate the gasoline fraction and the distillate fraction boiling above 154 ° C and containing mainly C 10 -C 20 hydrocarbons, i.e. diesel fraction.

Дистиллятную фракцию подвергают гидрообработке для получения целевого продукта - фракции, выкипающей выше 154oС и имеющей низкое бромное число, высокое цетановое число и низкие температуры помутнения и застывания, т.е. дизельного топлива. Применяемый катализатор гидрообработки содержит Со или Ni с W/Mo или благородные металлы.The distillate fraction is hydrotreated to obtain the desired product — a fraction boiling above 154 ° C and having a low bromine number, a high cetane number and low cloud and solidification temperatures, i.e. diesel fuel. The hydrotreatment catalyst used contains Co or Ni with W / Mo or noble metals.

Дистиллятные фракции, выкипающие выше 250oС и тем более выше 300oС, по данному способу не производят, что является основным недостатком выбранного прототипа.The distillate fractions boiling above 250 o C and especially above 300 o C do not produce by this method, which is the main disadvantage of the selected prototype.

Цель изобретения - создание способа получения дистиллятных фракций и масляных (выкипающих выше 250oС) фракций из олефинсодержащего углеводородного сырья, позволяющего расширить ассортимент получаемых целевых продуктов: бензиновые, керосиновые, дизельные фракции и дистиллятные фракции, выкипающие выше 250oС, являющиеся сырьем для производства или самой базой синтетических масел.The purpose of the invention is the creation of a method for producing distillate fractions and oil (boiling above 250 o C) fractions from olefin-containing hydrocarbon raw materials, which allows to expand the range of target products: gasoline, kerosene, diesel fractions and distillate fractions boiling above 250 o C, which are raw materials for production or the very base of synthetic oils.

Поставленная цель достигается тем, что дистиллятные и масляные фракции получают из олефинсодержащего сырья или смеси сырья и рецикла путем его предварительного нагрева в соответствующих технологических аппаратах до требуемой температуры реакции, последовательного контактирования при температуре 150-450oС, давлении 0,1-6,0 МПа и массовой скорости подачи сырья 0,2-10 ч-1 с активным в реакциях олигомеризации катализатором по меньшей мере в трех адиабатических реакторах или с двумя разными катализаторами олигомеризации, находящимися в разных реакторах, с промежуточным охлаждением между адиабатическими реакторами реакционного потока до требуемой температуры реакции в последующем по ходу подачи потока реакторе, или в трубном пространстве по меньшей мере одного трубчатого реактора, обеспечивающего съем избыточного тепла реакции подаваемым по межтрубному пространству более холодным теплоносителем, или последовательного контактирования при указанных условиях с двумя разными катализаторами олигомеризации, находящимися в разных трубчатых реакторах, охлаждения продуктов олигомеризации в соответствующих технологических аппаратах и их разделения путем ректификации с выделением фракций углеводородов, выкипающих до и выше 150-250oС, или предварительного разделения в сепараторе с выделением газообразной фракции C1-C5 и жидкой фракции С3+, разделения ректификацией фракции С3+ с выделением фракций углеводородов, выкипающих до и выше 150-250oС, или частичного охлаждения продуктов олигомеризации до температуры, обеспечивающей при рабочем давлении конденсацию углеводородов, имеющих при нормальном давлении температуру кипения выше 150-250oС, и разделения при этой температуре путем сепарации с выделением газообразной фракции, выкипающей до 150-250oС, и жидкой фракции, выкипающей выше 150-250oС, смешения с водородсодержащим газом выделенной из продуктов олигомеризации выкипающей выше 150-250oС фракции, ее гидрообработки на активном в реакциях гидрирования и/или гидроизомеризации, и/или гидроочистки катализаторе, содержащем по меньшей мере один металл I-VIII групп, при температуре 80-400oС, давлении 0,5-6,0 МПа и мольном отношении водород/олефины 1-20 в трубном пространстве трубчатого реактора, обеспечивающего съем избыточного тепла реакции подаваемым по межтрубному пространству более холодным теплоносителем, или по меньшей мере в одном адиабатическом реакторе, охлаждения в соответствующем технологическом оборудовании продуктов стадии гидрообработки и их разделения путем сепарации с выделением водородсодержащего газа, газообразных и жидких продуктов гидрообработки, а также путем переключения со стадии контактирования на стадию регенерации реактора с закоксованным катализатором олигомеризации и подключения на стадию контактирования реактора с отрегенерированным катализатором олигомеризации, причем на стадии регенерации находится по меньшей мере один реактор с катализатором олигомеризации, а стадию окислительной регенерации катализатора олигомеризации осуществляют при температуре 350-550oС и давлении 0,1-6,0 МПа первоначально регенерирующим газом с содержанием кислорода 0,1-5,0 об.%, а затем с содержанием кислорода 10-21 об.%, и при этом катализатор(ы) олигомеризации содержит(ат) активный компонент, выбранный из ряда - цеолит пентасил со структурой ZSM-5 или ZSM-11 или цеолит ZSM-12 или ZSM-20, или цеолит L, или бета, или омега, или цеолит Y, или морденит, или аморфный алюмо- или элементосиликат, или кристаллические алюмофосфатные или силикоалюмофосфатные молекулярные сита, и указанный активный компонент или катализатор модифицирован по меньшей мере одним элементом и/или соединением элемента I-VIII групп в количестве 0,01-10 мас.%.This goal is achieved in that the distillate and oil fractions are obtained from olefin-containing raw materials or a mixture of raw materials and recycle by pre-heating it in the appropriate technological apparatuses to the desired reaction temperature, sequential contacting at a temperature of 150-450 o C, pressure 0.1-6.0 MPa and a mass hourly space velocity of 0.2-10 h -1 with active catalyst in oligomerization reactions in at least three adiabatic reactors with two different or oligomerization catalysts located in different p actors with intermediate cooling between the adiabatic reactors of the reaction stream to the desired reaction temperature in the downstream reactor, or in the pipe space of at least one tubular reactor, which ensures that the excess heat of the reaction is supplied by the cooler coolant supplied through the annular space, or is contacted in series with these conditions with two different oligomerization catalysts in different tubular reactors, cooling ol products omerizatsii in respective processing vessels and their separation by distillation and the fraction of hydrocarbons boiling up to and above 150-250 o C, or the pre-separation in the separator with the release of C 1 -C 5 gaseous fraction and a liquid fraction C 3+ fraction separation distillation C. 3+ with the selection of hydrocarbon fractions boiling up to and above 150-250 o C, or partial cooling of the oligomerization products to a temperature that ensures at a working pressure the condensation of hydrocarbons having at normal pressure temperatures at a boil above 150-250 o С, and separation at this temperature by separation with the release of a gaseous fraction boiling up to 150-250 o С, and a liquid fraction boiling above 150-250 o С, mixing with a hydrogen-containing gas, boiling-off from oligomerization products above 150-250 o With the fraction, its hydroprocessing on the active catalyst in the reactions of hydrogenation and / or hydroisomerization and / or hydrotreating, containing at least one metal of groups I-VIII, at a temperature of 80-400 o C, pressure 0.5- 6.0 MPa and a molar ratio of hydrogen / olefins 1-20 in the tube spaces f a tubular reactor, providing removal of excess reaction heat supplied by the cooler coolant supplied through the annulus, or in at least one adiabatic reactor, cooling the products of the hydroprocessing stage in the corresponding technological equipment and separating them by separation with the release of hydrogen-containing gas, gaseous and liquid hydroprocessing products, as well as by switching from the contacting stage to the regeneration stage of the reactor with a coked oligomerization catalyst and connection to the stage of contacting the reactor with the regenerated oligomerization catalyst, and at least one reactor with the oligomerization catalyst is at the regeneration stage, and the stage of oxidative regeneration of the oligomerization catalyst is carried out at a temperature of 350-550 o C and a pressure of 0.1-6.0 MPa initially regenerating gas with an oxygen content of 0.1-5.0 vol.%, and then with an oxygen content of 10-21 vol.%, and the oligomerization catalyst (s) contains (at) an active component selected from the series - zeolite pentasil with ZSM-5 or ZSM-11 or zeolite ZSM-12 or ZSM-20, or zeolite L, or beta, or omega, or zeolite Y, or mordenite, or amorphous alumina or elemental silicate, or crystalline aluminophosphate or silicoaluminophosphate molecular sieves, and said active component or catalyst is modified with at least one element and / or compound of an element of groups I-VIII in an amount of 0.01-10 wt.%.

В качестве рецикла используют выделенную после стадии олигомеризации фракцию, выкипающую до 150-250oС. Подачу рецикла осуществляют в исходный сырьевой поток и/или по меньшей мере в один промежуточный реакционный поток между работающими реакторами при кратности рецикл/сырье от 0,01 до 10.As a recycle, a fraction extracted after the oligomerization stage is used, boiling up to 150-250 o С. The recycle is fed into the feed stream and / or at least one intermediate reaction stream between operating reactors with a recycle / feed ratio of 0.01 to 10 .

Возможна последующая ректификация жидких продуктов гидропереработки с выделением фракций, выкипающих до 250-360oС, и фракций, выкипающих выше 250-350oС.Subsequent rectification of liquid hydro-processing products is possible with the separation of fractions boiling up to 250-360 o C. and fractions boiling over above 250-350 o C.

Возможны гидрообработка выделенной из продуктов олигомеризации выкипающей выше 150-250oС фракции в смеси с частью выделенной из продуктов олигомеризации фракции, выкипающей до 150-250oС, и последующая ректификация жидких продуктов гидрообработки с выделением бензиновой фракции, фракций, выкипающих до 250-360oС, и фракций, выкипающих выше 250-350oС.The hydroprocessing of the fraction extracted from the oligomerization products boiling above 150-250 o С in a mixture with a portion of the fraction extracted from the oligomerization products of a fraction boiling up to 150-250 o С, and subsequent rectification of the liquid hydrotreating products with the isolation of the gasoline fraction, fractions boiling up to 250-360 are possible o C, and fractions boiling above 250-350 o C.

Возможно, что выделенную из продуктов стадии олигомеризации фракцию, выкипающую до 150-250oС, или ее часть подвергают ректификации с выделением углеводородов C1-C4 и бензиновой фракции или бензиновой и дистиллятной фракции, выкипающей до 250oС, или дохолаживают и разделяют путем сепарации с выделением углеводородов C1-С5 и бензиновой фракции. Тогда в качестве рецикла используют бензиновую фракцию и/или дистиллятную фракцию, выкипающую до 250oС, и/или фракцию С3-С4. При этом возможно, что часть бензиновой фракции и/или выкипающей до 250oС дистиллятной фракции смешивают с выделенной из продуктов олигомеризации фракцией, выкипающей выше 150-250oС, и полученную смесь подвергают гидрообработке, а жидкие продукты гидрообработки разделяют путем ректификации с выделением бензиновой фракции, фракций, выкипающих до 250-360oС, и фракций, выкипающих выше 250-350oС.It is possible that the fraction extracted from the products of the oligomerization stage, boiling up to 150-250 o C, or part of it is subjected to rectification with the release of hydrocarbons C 1 -C 4 and gasoline fraction or gasoline and distillate fraction boiling up to 250 o C, or cools and separated by separation with the release of hydrocarbons C 1 -C 5 and gasoline fraction. Then, a gasoline fraction and / or a distillate fraction boiling up to 250 ° C and / or a C 3 -C 4 fraction are used as recycling. It is possible that part of the gasoline fraction and / or the distillate fraction boiling up to 250 ° C is mixed with the fraction boiling above 150-250 ° C isolated from oligomerization products, and the resulting mixture is hydrotreated, and the liquid hydrotreatment products are separated by rectification to isolate the gasoline fractions, fractions, boiling up to 250-360 o C. , and fractions, boiling above 250-350 o C.

Применяемый в составе катализатора олигомеризации цеолит пентасил со структурой ZSM-5 или ZSM-11 имеет состав, описываемый общей эмпирической формулой (0,02-0,5)Nа2O•Эл2O3•(25-500)SiO2•kH2O, где Эл - по меньшей мере один элемент из ряда Al, Ga, В, Fe, a k - соответствующий влагоемкости коэффициент.The zeolite pentasil with the structure ZSM-5 or ZSM-11 used in the oligomerization catalyst has the composition described by the general empirical formula (0.02-0.5) Na 2 O • El 2 O 3 • (25-500) SiO 2 • kH 2 O, where El is at least one element from the series Al, Ga, B, Fe, ak is the coefficient corresponding to the moisture capacity.

Катализатор гидрообработки в качестве одного из активных компонентов может дополнительно содержать компонент, выбранный из ряда: цеолит ZSM-5 или ZSM-11 общей эмпирической формулы (0,02-0,8)Nа2O•Эл2O3•(25-500)SiO2•kH2O,
где Эл - по меньшей мере один элемент из ряда Al, Ga, В, Fe, a k - соответствующий влагоемкости коэффициент, или цеолит L, или ZSM-12, или ZSM-20, или бета, или омега, или цеолит Y, или морденит, или аморфный алюмо- или элементосиликат, или кристаллические алюмофосфатные или силикоалюмофосфатные молекулярные сита, или указанный активный компонент, модифицированный элементами и/или соединениями элементов I-VIII групп в количестве 0,01-5,0 мас.%.The hydroprocessing catalyst as one of the active components may additionally contain a component selected from the series: zeolite ZSM-5 or ZSM-11 of the general empirical formula (0.02-0.8) Na 2 O • El 2 O 3 • (25-500 ) SiO 2 • kH 2 O,
where El is at least one element from the series Al, Ga, B, Fe, ak is the coefficient corresponding to moisture capacity, or zeolite L, or ZSM-12, or ZSM-20, or beta, or omega, or zeolite Y, or mordenite or amorphous aluminosilicate or elemental silicate, or crystalline aluminophosphate or silicoaluminophosphate molecular sieves, or the indicated active component, modified by elements and / or compounds of elements of groups I-VIII in an amount of 0.01-5.0 wt.%.

В качестве сырья возможно использование углеводородных фракций, содержащих олефины (желательно или преимущественно этилен или преимущественно олефины С3+) и получаемых различными термическими и каталитическими процессами, в т.ч. газообразных фракций (углеводородные газы пиролиза, термического и каталитического крекинга, процессов дегидрирования и т.п.) и/или жидких фракций, выкипающих до 250oС (бензины термокрекинга, продукты процесса Фишера-Тропша и т.д.).As raw materials it is possible to use hydrocarbon fractions containing olefins (preferably or predominantly ethylene or predominantly C 3+ olefins) and obtained by various thermal and catalytic processes, including gaseous fractions (hydrocarbon gases of pyrolysis, thermal and catalytic cracking, dehydrogenation processes, etc.) and / or liquid fractions boiling up to 250 o C (thermocracking gasolines, products of the Fischer-Tropsch process, etc.).

Основными отличительными признаками предлагаемого способа являются:
- переработка сырья на стадии олигомеризации по меньшей мере в трех адиабатических реакторах или по меньшей мере в одном трубчатом реакторе и регенерация закоксованного катализатора олигомеризации по меньшей мере в одном реакторе;
- возможность переработки сырья на стадии олигомеризации на катализаторах одного или двух разных типов;
- возможность использования катализаторов олигомеризации, содержащих цеолит ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-20, цеолит L, бета, омега, цеолит Y, морденит, аморфный алюмо- или элементосиликат, кристаллические алюмофосфатные и силикоалюмофосфатные молекулярные сита;
- охлаждение продуктов олигомеризации и их разделение путем ректификации с выделением фракций углеводородов, выкипающих до и выше 150-250oС, или предварительное разделение в сепараторе с выделением газообразной фракции C1-C5 и жидкой фракции С3+, разделение ректификацией фракции С3+ с выделением фракций углеводородов, выкипающих до и выше 150-250oС, или частичное охлаждение продуктов олигомеризации до температуры, обеспечивающей при рабочем давлении конденсацию углеводородов, имеющих при нормальном давлении температуру кипения выше 150-250oС, и разделение при этой температуре путем сепарации с выделением газообразной фракции, выкипающей до 150-250oС, и жидкой фракции, выкипающей выше 150-250oС;
- подача рецикла в исходный сырьевой поток и/или в промежуточный реакционный поток между работающими реакторами олигомеризации;
- использование в качестве рецикла фракции <150-250oС, выделенной из продуктов стадии олигомеризации;
- возможность или ректификации выделенной из продуктов олигомеризации фракции <150-250oС или ее части с выделением одной или нескольких из следующих фракций: фракции C1-C4, фракции С3-С4, бензиновой фракции, дистиллятной фракции, выкипающей до 250oС, или ее дохолаживание и разделение путем сепарации с выделением углеводородов C1-C5 и бензиновой фракции; использование в качестве рецикла бензиновой фракции и/или дистиллятной фракции, выкипающей до 250oС, и/или фракции С3-С4;
- гидрообработка выделенной из продуктов олигомеризации фракции <150-250oС на катализаторе гидрирования и/или гидроизомеризации и/или гидроочистки, содержащем по меньшей мере один металл I-V, VII групп и/или хром, при температуре 80-400oС, давлении 0,5-6,0 МПа и мольном отношении водород/олефины 1-20, разделение продуктов гидрообработки путем сепарации с выделением водородсодержащего газа, газообразных и жидких продуктов гидрообработки;
- возможность гидрообработки выделенной из продуктов олигомеризации фракции >150-250oС в смеси с частью выделенной из продуктов олигомеризации фракции <150-250oС или бензиновой и/или дистиллятной фракции, выкипающей до 250oС;
- возможность ректификации жидких продуктов гидрообработки с выделением различных фракций (продуктов);
- возможность применения в качестве катализатора гидрообработки катализатора, содержащего в качестве одного из активных компонентов цеолит ZSM-5 или ZSM-11, или ZSM-12, или ZSM-20, или цеолит L, или бета, или омега, или цеолит Y, или морденит, или аморфный алюмо- или элементосиликат, или кристаллические алюмофосфатные, или силикоалюмофосфатные молекулярные сита;
- осуществление стадии регенерации катализатора олигомеризации первоначально регенерирующим газом с содержанием кислорода 0,1-5,0 об.%, а затем 10-21 об. % при температуре 350-550oС и давлении 0,1-6,0 МПа и переключение со стадии контактирования на стадию регенерации реактора с закоксованным катализатором олигомеризации и подключение на стадию контактирования реактора с отрегенерированным катализатором олигомеризации.The main distinguishing features of the proposed method are:
- processing of raw materials at the stage of oligomerization in at least three adiabatic reactors or in at least one tubular reactor and regeneration of the coked oligomerization catalyst in at least one reactor;
- the possibility of processing raw materials at the stage of oligomerization on catalysts of one or two different types;
- the possibility of using oligomerization catalysts containing zeolite ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-20, zeolite L, beta, omega, zeolite Y, mordenite, amorphous aluminosilicate or elemental silicate, crystalline aluminophosphate and silicoaluminophosphate molecular sieves;
- cooling of oligomerization products and their separation by rectification with the separation of hydrocarbon fractions boiling up to and above 150-250 o C, or preliminary separation in a separator with the release of a gaseous fraction C 1 -C 5 and a liquid fraction C 3+ , separation by rectification of a C 3 fraction + with the separation of hydrocarbon fractions boiling up to and above 150-250 o С, or partial cooling of oligomerization products to a temperature that ensures condensation of hydrocarbons at a working pressure, having a boiling point above 150-250 o С at normal pressure and separation at this temperature by separation with the release of a gaseous fraction boiling up to 150-250 o C, and a liquid fraction boiling up above 150-250 o C;
- feeding the recycle to the feed stream and / or to the intermediate reaction stream between operating oligomerization reactors;
- use as a recycle fraction <150-250 o With isolated from the products of the oligomerization stage;
- the possibility of rectification of the fraction <150-250 o C or part thereof isolated from oligomerization products with the isolation of one or more of the following fractions: fractions C 1 -C 4 , fractions C 3 -C 4 , gasoline fraction, distillate fraction boiling up to 250 o C, or its cooling and separation by separation with the release of hydrocarbons C 1 -C 5 and gasoline fraction; the use of a gasoline fraction and / or a distillate fraction boiling up to 250 ° C and / or a C 3 -C 4 fraction as a recycle;
- hydrotreating the fraction <150-250 o C isolated from oligomerization products on a hydrogenation and / or hydroisomerization and / or hydrotreating catalyst containing at least one metal of groups IV, VII and / or chromium, at a temperature of 80-400 o C, pressure 0 , 5-6.0 MPa and a molar ratio of hydrogen / olefins 1-20, separation of hydrotreatment products by separation with the release of hydrogen-containing gas, gaseous and liquid hydrotreatment products;
- the possibility of hydrotreating a fraction> 150-250 ° C isolated from oligomerization products in a mixture with a portion of a fraction <150-250 ° C isolated from oligomerization products or a gasoline and / or distillate fraction boiling up to 250 ° C;
- the possibility of rectification of liquid hydrotreatment products with the allocation of various fractions (products);
- the possibility of using as a catalyst for hydrotreatment a catalyst containing, as one of the active components, zeolite ZSM-5 or ZSM-11, or ZSM-12, or ZSM-20, or zeolite L, or beta, or omega, or zeolite Y, or mordenite, or amorphous aluminosilicate or elemental silicate, or crystalline aluminophosphate, or silicoaluminophosphate molecular sieves;
- the implementation of the stage of regeneration of the oligomerization catalyst with an initially regenerating gas with an oxygen content of 0.1-5.0 vol.%, and then 10-21 vol. % at a temperature of 350-550 o C and a pressure of 0.1-6.0 MPa and switching from the contacting stage to the stage of regeneration of the reactor with a coked oligomerization catalyst and connecting to the stage of contacting the reactor with the regenerated oligomerization catalyst.

Достигаемый результат связан с сочетанием применяемых катализаторов, активных в реакциях превращения олефинов, катализатора гидрообработки и технологии процесса в целом. Так, варьирование состава катализаторов олигомеризации, в т.ч. варьирование состава цеолитов типа пентасил со структурой ZSM-5 и ZSM-11 (или их отечественных аналогов - высококремнистых цеолитов ЦВК, ЦВМ, ЦВН), и/или одновременное применение катализаторов олигомеризации двух разных типов позволяет увеличить глубину переработки сырья и увеличить выход целевых продуктов. Кроме того, изменение состава катализатора путем модифицирования различными элементами и/или соединениями элементов I-VIII групп дополнительно позволяет увеличить длительность межрегенерационного пробега катализатора и/или понизить температуру регенерации катализатора (последнее приводит к увеличению срока службы катализатора). The achieved result is associated with a combination of the used catalysts active in the olefin conversion reactions, the hydroprocessing catalyst and the process technology as a whole. So, varying the composition of the oligomerization catalysts, incl. varying the composition of zeolites of the pentasil type with the structure of ZSM-5 and ZSM-11 (or their domestic counterparts - high-silicon zeolites CVK, CVM, CVN), and / or the simultaneous use of two different types of oligomerization catalysts can increase the depth of processing of raw materials and increase the yield of target products. In addition, changing the composition of the catalyst by modifying various elements and / or compounds of elements of groups I-VIII additionally allows to increase the duration of the inter-regeneration run of the catalyst and / or to lower the temperature of catalyst regeneration (the latter leads to an increase in the service life of the catalyst).

Организация рецикла, в качестве которого используют одну или две выделенные после стадии олигомеризации фракции, позволяет увеличить глубину переработки сырья, изменять селективность процесса и варьировать соотношение получаемых целевых продуктов, что повышает гибкость процесса, например рециркуляция бензиновой фракции приводит к увеличению глубины переработки сырья и к повышению выхода дистиллятных фракций, выкипающих выше 150oС, а рециркуляция фракции, выкипающей до 150-250oС, приводит к увеличению выхода фракций, выкипающих выше 250oС (т.е. к увеличению выхода базы масел).The organization of the recycle, using one or two fractions extracted after the oligomerization stage, allows increasing the depth of processing of raw materials, changing the selectivity of the process and varying the ratio of the resulting target products, which increases the flexibility of the process, for example, recycling the gasoline fraction leads to an increase in the depth of processing of raw materials and the yield of distillate fractions boiling above 150 o C, and the recirculation of the fraction boiling to 150-250 o C leads to an increase in the yield of fractions boiling above 250 o C (i.e., to increase the yield of the base of oils).

Подача рецикла в промежуточный реакционный поток между работающими реакторами, кроме увеличения глубины переработки сырья и изменения селективности процесса, дополнительно позволяет снизить тепловые нагрузки на соответствующее теплообменное оборудование (и, следовательно, снизить его металлоемкость и стоимость) за счет частичного охлаждения промежуточного потока холодным рециклом и упростить регулирование температурных режимов адиабатических реакторов. The addition of recycling to the intermediate reaction stream between operating reactors, in addition to increasing the depth of processing of raw materials and changing the selectivity of the process, further reduces the heat load on the corresponding heat exchange equipment (and, therefore, reduces its metal consumption and cost) by partially cooling the intermediate stream with a cold recycling and simplify temperature regulation of adiabatic reactors.

Предварительное разделение продуктов реакции путем сепарации с выделением газообразной фракции C1-C5 и жидкой фракции С3+ с последующей ее ректификацией позволяет повысить гибкость процесса по отношении к составу сырья, т. к. является более оптимальным при переработке сырья, содержащего в значительных количествах углеводороды C1-C2 и/или H2, N2, CO, CO2, и, кроме того, позволяет улучшить режим работы ректификационной колонны и/или снизить ее металлоемкость.Preliminary separation of the reaction products by separation with the release of a gaseous fraction of C 1 -C 5 and a liquid fraction of C 3+ with its subsequent rectification allows to increase the flexibility of the process in relation to the composition of the raw materials, since it is more optimal when processing raw materials containing significant quantities hydrocarbons C 1 -C 2 and / or H 2 , N 2 , CO, CO 2 , and, in addition, can improve the operation of the distillation column and / or reduce its metal consumption.

Гидропереработка выделенной из продуктов стадии олигомеризации фракции, выкипающей выше 150-250oС, позволяет (в результате превращения олефинов в парафины) повысить качество целевых продуктов (например, снизить йодное число для керосиновой и дизельной фракций; повысить цетановое число дизельной фракции) и расширить ассортимент производимой продукции (например, производить сортные керосин, дизельное топливо, базу синтетических масел). Гидропереработка указанной выше фракции в смеси с частью бензиновой фракции или фракции, выкипающей до 150-250oС, и последующая ректификация продуктов гидропереработки позволяют расширить ассортимент производимой продукции - дополнительно производить бензины с высоким индукционным периодом; получать фракции парафиновых углеводородов, используемые в качестве растворителей.Hydroprocessing of the fraction boiling above 150-250 o С selected from the products of the oligomerization stage allows (as a result of the conversion of olefins to paraffins) the quality of the target products (for example, lower iodine number for kerosene and diesel fractions; increase the cetane number of the diesel fraction) and expand the range manufactured products (for example, to produce high-grade kerosene, diesel fuel, a base of synthetic oils). Hydrotreating the above fraction in a mixture with a portion of the gasoline fraction or fraction boiling up to 150-250 o C, and subsequent rectification of the hydroprocessing products allow us to expand the range of products - additionally produce gasoline with a high induction period; to obtain fractions of paraffin hydrocarbons used as solvents.

Способ осуществляют следующим образом. Сырье, возможно в смеси с рециклом, при абсолютном давлении 0,1-6,0 МПа (лучше 1-3 МПа) предварительно нагревают до температуры реакции в соответствующих технологических аппаратах (теплообменники, печи и т.п.) и при температуре 150-450oС и массовой скорости подачи сырья 0,2-10 ч-1 подвергают последовательному контактированию со стационарным слоем катализатора, активным в реакциях олигомеризации олефинов, в 3 или более адиабатических реакторах или в трубном пространстве по меньшей мере одного трубчатого реактора.The method is as follows. The raw materials, possibly mixed with recycle, at an absolute pressure of 0.1-6.0 MPa (preferably 1-3 MPa) are preheated to the reaction temperature in the corresponding technological devices (heat exchangers, furnaces, etc.) and at a temperature of 150- 450 ° C. and a mass feed rate of 0.2-10 h −1 are subjected to sequential contacting with a stationary catalyst bed active in olefin oligomerization reactions in 3 or more adiabatic reactors or in the tube space of at least one tubular reactor.

В реакторах олигомеризации может быть один и тот же катализатор или два разных типа катализатора олигомеризации, причем каждый реактор загружен катализатором только одного типа. При использовании в процессе одновременно двух разных катализаторов сырье подвергают последовательному превращению сначала на катализаторе одного, а затем другого типа. При использовании адиабатических реакторов один тип катализатора загружен по меньшей мере в два реактора и другой тип катализатора загружен по меньшей мере в один реактор. Возможна подача рецикла в реакционный поток между работающими реакторами. The oligomerization reactors may have the same catalyst or two different types of oligomerization catalyst, with each reactor loaded with only one type of catalyst. When two different catalysts are used in the process simultaneously, the feed is subjected to a sequential conversion, first on a catalyst of one type, and then of another type. When using adiabatic reactors, one type of catalyst is loaded in at least two reactors and another type of catalyst is loaded in at least one reactor. It is possible to supply recycle to the reaction stream between operating reactors.

В качестве катализатора олигомеризации используют системы, содержащие перечисленные выше цеолиты, силикаты и различные молекулярные сита (например, типа AIPO-5, -11, -31, SAPO-5, -11, MCM-41 и др.) с диаметром пор не менее 5,6

Figure 00000003
.As an oligomerization catalyst, systems containing the above zeolites, silicates, and various molecular sieves (for example, AIPO-5, -11, -31, SAPO-5, -11, MCM-41, etc.) with a pore diameter of at least 5,6
Figure 00000003
.

В результате протекания на катализаторе олигомеризации химических реакций (олигомеризации, ароматизации, алкилирования и пр.), имеющих в целом экзотермический тепловой эффект, температура реакции по слою катализатора в адиабатическом реакторе возрастает, вследствие чего поток реакционной смеси после каждого реактора выходит с температурой выше, чем температура потока на входе в этот реактор. Для поддержания оптимальных условий работы катализатора во всех адиабатических реакторах промежуточные реакционные потоки между реакторами охлаждают в соответствующей теплообменной аппаратуре до температуры реакции в последующем реакторе. Охлаждение этих потоков, частичное или до требуемой температуры, происходит и при подаче в промежуточный реакционный поток между реакторами рецикла, имеющего более низкую температуру. В трубчатых реакторах оптимальная температура реакции поддерживается за счет съема избыточного тепла реакции более холодным теплоносителем, подаваемым по межтрубному пространству реактора. As a result of chemical reactions on the oligomerization catalyst (oligomerization, aromatization, alkylation, etc.) having generally an exothermic thermal effect, the reaction temperature along the catalyst bed in the adiabatic reactor increases, as a result of which the flow of the reaction mixture after each reactor comes out with a temperature higher than flow temperature at the inlet to this reactor. In order to maintain optimal operating conditions for the catalyst in all adiabatic reactors, the intermediate reaction flows between the reactors are cooled in the corresponding heat exchange apparatus to the reaction temperature in the subsequent reactor. Partial or partial temperature cooling of these streams also occurs when a recycle reactor having a lower temperature is fed into the intermediate reaction stream between the reactors. In tubular reactors, the optimum reaction temperature is maintained by removing the excess heat of the reaction with a cooler coolant supplied through the annulus of the reactor.

Температура реакции на стадии олигомеризации определяется в зависимости от типа применяемого катализатора и состава сырья (например, олефины С3-С4 или бензины термокрекинга). Усредненная температура реакции может быть примерно одинакова во всех работающих реакторах или различаться. Для увеличения длительности межрегенерационного пробега катализатора олигомеризации возможно повышение температуры реакции пропорционально степени дезактивации катализатора таким образом, чтобы поддерживать качество и групповой состав продуктов на одном уровне.The reaction temperature at the oligomerization stage is determined depending on the type of catalyst used and the composition of the feed (for example, C 3 -C 4 olefins or thermocracking gasolines). The average reaction temperature may be approximately the same in all operating reactors or vary. To increase the duration of the inter-regeneration run of the oligomerization catalyst, it is possible to increase the reaction temperature in proportion to the degree of catalyst deactivation in such a way as to maintain the quality and group composition of the products at the same level.

Продукты реакции стадии олигомеризации охлаждают в соответствующих технологических аппаратах (теплообменники, холодильники и т.п.) и разделяют в ректификационной колонне с выделением верхом колонны фракции, выкипающей до 150-250oС (возможно с выделением остаточных углеводородов С3-С4), и кубом колонны - фракции, выкипающей выше 150-250oС. Возможно предварительное разделение охлажденных продуктов олигомеризации путем сепарации с выделением газообразной фракции C1-С5 и жидкой фракции С3+ и последующее разделение ректификацией фракции С3+ с выделением фракции <150-250oС (возможно с выделением остаточных углеводородов С3-С4) и фракции >150-250oС. Возможно частичное охлаждение продуктов олигомеризации до температуры, обеспечивающей при рабочем давлении конденсацию углеводородов, имеющих при нормальном давлении температуру кипения выше 150-250oС, и их разделение при этой температуре путем сепарации с выделением газообразной фракции, выкипающей до 150-250oС, и жидкой фракции, выкипающей выше 150-250oС.The reaction products of the oligomerization stage are cooled in appropriate technological apparatuses (heat exchangers, refrigerators, etc.) and separated in a distillation column with the isolation of a fraction boiling up to 150-250 o С (possibly with the release of residual C 3 -C 4 hydrocarbons), and cube of the column - the fraction boiling above 150-250 o C. Perhaps the preliminary separation of the cooled oligomerization products by separation with the release of the gaseous fraction C 1 -C 5 and the liquid fraction C 3+ and subsequent separation by rectification of the fraction C 3+ with in separation of fractions <150-250 o С (possibly with the release of residual hydrocarbons С 3 -С 4 ) and fractions> 150-250 o С. Partial cooling of oligomerization products to a temperature that ensures condensation of hydrocarbons having a boiling point at normal pressure is possible above 150-250 o C, and their separation at this temperature by separation with the release of a gaseous fraction, boiling up to 150-250 o C, and a liquid fraction, boiling above 150-250 o C.

Выделенную из продуктов стадии олигомеризации фракцию <150-250oС или ее часть направляют в виде рецикла на смешение с исходным сырьем и/или в промежуточный реакционный поток между работающими реакторами олигомеризации. Возможна подача на рецикл фракции С3-С4; подаваемые на рецикл фракции могут быть поданы как в смеси, так и раздельно (например, возможны раздельная подача фракции С3-С4 на смешение с исходным сырьем и подача фракции <150-250oС между работающими реакторами).The fraction <150-250 ° C isolated from the products of the oligomerization stage or a part thereof is recycled to be mixed with the feedstock and / or into the intermediate reaction stream between the operating oligomerization reactors. Filing C 3 -C 4 fractions is possible; fractions supplied for recycling can be fed both in a mixture and separately (for example, it is possible to separately supply the C 3 -C 4 fraction for mixing with the feedstock and supply the fraction <150-250 o C between operating reactors).

Для расширения ассортимента производимой продукции возможна дополнительная переработка фракции <150-250oС или ее части путем последующего ее дохолаживания и разделения сепарацией с выделением углеводородов C1-C5 и бензиновой фракции или путем ректификации с выделением углеводородов C1-C4 (в т.ч. сжиженной фракции С3-С4) и бензиновой фракции или бензиновой и дистиллятной фракции, выкипающей до 250oС. В этом случае в качестве рецикла используют бензиновую и/или дистиллятную фракцию <250oС и/или сжиженную фракцию С3-С4. При этом подаваемые на рецикл фракции могут быть поданы как в смеси, так и раздельно (например, раздельная подача бензиновой фракции или С3-С4 на смешение с исходным сырьем и подача дистиллятной фракции <250oС в промежуточный реакционный поток между работающими реакторами).To expand the range of products, it is possible to further process the fraction <150-250 o C or part thereof by subsequent cooling and separation by separation with the release of hydrocarbons C 1 -C 5 and gasoline fraction or by rectification with the release of hydrocarbons C 1 -C 4 (in t including a liquefied fraction C 3 -C 4 ) and a gasoline fraction or a gasoline and distillate fraction boiling up to 250 ° C. In this case, a gasoline and / or distillate fraction <250 ° C and / or a liquefied fraction C 3 are used as recycle -C 4 . In this case, the fractions supplied for recycling can be fed both in a mixture and separately (for example, a separate supply of a gasoline fraction or C 3 -C 4 for mixing with the feedstock and supply of a distillate fraction <250 o C in the intermediate reaction stream between working reactors) .

Выделенную из продуктов стадии олигомеризации фракцию, выкипающую выше 150-250oС, смешивают с водородсодержащим газом, подогревают в соответствующем технологическом оборудовании (теплообменники, печи и т.п.) и подвергают гидрообработке при температуре 80-400oС, давлении 0,5-6,0 МПа и мольном отношении водород/олефины 1-20 путем контактирования с катализатором, активным в реакциях гидрирования ненасыщенных углеводородов (катализатор гидрирования и/или гидроизомеризации, и/или гидроочистки).The fraction extracted from the products of the oligomerization stage, boiling above 150-250 o С, is mixed with hydrogen-containing gas, heated in the appropriate technological equipment (heat exchangers, furnaces, etc.) and subjected to hydroprocessing at a temperature of 80-400 o С, pressure 0.5 -6.0 MPa and a molar ratio of hydrogen / olefins 1-20 by contacting with a catalyst active in hydrogenation reactions of unsaturated hydrocarbons (hydrogenation and / or hydroisomerization and / or hydrotreatment catalyst).

Возможна гидропереработка фракции >150-250oС в смеси с частью полученной при разделении продуктов стадии олигомеризации бензиновой фракции и/или дистиллятной фракции <250oС или фракции <150-250oС.It is possible to hydrotreat a fraction> 150-250 o С mixed with a part of the oligomerization stage of a gasoline fraction and / or a distillate fraction <250 o С or a fraction <150-250 o С.

Гидропереработку выделенной фракции осуществляют путем ее контактирования в присутствии водорода в трубном пространстве трубчатого реактора или по меньшей мере в одном адиабатическом реакторе со стационарном слоем катализатора гидрообработки. Катализатор гидрообработки содержит по меньшей мере один металл I-VIII групп и в качестве одного из активных компонентов он может содержать компонент, выбранный из ряда: цеолит ZSM-5 или ZSM-11, или цеолит L, или ZSM-12, или ZSM-20, или бета, или омега, или цеолит Y, или морденит, или аморфный алюмо- или элементосиликат, или кристаллические алюмофосфатные или силикоалюмофосфатные молекулярные сита (например, типа AIPO-5, -11, -31, SAPO-5, -11, MCM-41 и другие молекулярные сита с диаметром пор не менее 6

Figure 00000004
), или указанный активный компонент, модифицированный элементами или соединениями элементов I-VIII групп в количестве 0,01-5,0 мас.%.Hydroprocessing of the separated fraction is carried out by contacting it in the presence of hydrogen in the tube space of the tubular reactor or in at least one adiabatic reactor with a stationary bed of a hydroprocessing catalyst. The hydroprocessing catalyst contains at least one metal of groups I-VIII and, as one of the active components, it may contain a component selected from the series: zeolite ZSM-5 or ZSM-11, or zeolite L, or ZSM-12, or ZSM-20 or beta, or omega, or zeolite Y, or mordenite, or amorphous alumina or elemental silicate, or crystalline aluminophosphate or silicoaluminophosphate molecular sieves (for example, type AIPO-5, -11, -31, SAPO-5, -11, MCM -41 and other molecular sieves with a pore diameter of at least 6
Figure 00000004
), or the specified active component, modified by elements or compounds of elements of I-VIII groups in an amount of 0.01-5.0 wt.%.

Продукты стадии гидрообработки охлаждают в соответствующих технологических аппаратах, разделяют путем сепарации с выделением водородсодержащего газа, газообразных углеводородов C1-C5 и жидких продуктов гидрообработки.The products of the hydrotreatment stage are cooled in appropriate technological apparatuses, separated by separation with the release of hydrogen-containing gas, gaseous hydrocarbons C 1 -C 5 and liquid hydrotreatment products.

В зависимости от состава подаваемой на гидрообработку фракции и необходимого ассортимента продукции жидкие продукты гидрообработки могут быть подвергнуты ректификации по меньшей в одной ректификационной колонне с выделением:
- бензиновой фракции <150oС, дизельной фракции <360oС и фракции >350oС (база синтетических масел);
- бензиновой фракции <150oС, керосина (фракция 150-250oС) и фракции >250oС (база синтетических масел);
- бензина (фракция н.к. - 195oС), керосиновой фракции <250oС (компонент дизельного топлива) и фракции >250oС (база синтетических масел);
- бензиновой фракции <215oС, фракции 200-250oС (компонент дизельного топлива) и фракции >250oС (база синтетических масел);
- бензиновой фракции <205oС, дизельной фракции <320oС и фракции >300oС (база синтетических масел).Depending on the composition of the fraction supplied for hydrotreatment and the required product range, the hydrotreatment liquid products can be subjected to rectification in at least one distillation column with the allocation of:
- gasoline fraction <150 o С, diesel fraction <360 o С and fraction> 350 o С (base of synthetic oils);
- gasoline fraction <150 o C, kerosene (fraction 150-250 o C) and fractions> 250 o C (base of synthetic oils);
- gasoline (fraction NK - 195 o С), kerosene fraction <250 o С (component of diesel fuel) and fraction> 250 o С (base of synthetic oils);
- gasoline fraction <215 o С, fractions 200-250 o С (component of diesel fuel) and fractions> 250 o С (base of synthetic oils);
- gasoline fraction <205 o С, diesel fraction <320 o С and fraction> 300 o С (base of synthetic oils).

Возможны любые промежуточные варианты, в т.ч. с выделением различных углеводородных фракций, используемых как растворители. Возможно выделение остаточных растворенных газов - фракции С3-С4.Any intermediate options are possible, including with the release of various hydrocarbon fractions used as solvents. Perhaps the release of residual dissolved gases - fractions of C 3 -C 4 .

В ходе переработки олефинсодержащего сырья на катализаторе олигомеризации протекают процессы коксообразования, приводящие со временем к обратимой дезактивации катализатора, в результате чего происходит снижение его уровня активности. Для восстановления уровня активности катализатора олигомеризации периодически осуществляют его окислительную регенерацию, заключающуюся в выжигании образовавшегося на катализаторе кокса кислородсодержащим газом. During the processing of olefin-containing raw materials on the oligomerization catalyst, coke formation processes occur, leading to reversible deactivation of the catalyst over time, resulting in a decrease in its level of activity. To restore the level of activity of the oligomerization catalyst, its oxidative regeneration is periodically carried out, which consists in burning out the coke formed on the catalyst with an oxygen-containing gas.

Во время осуществления переработки сырья в упомянутых выше реакторах олигомеризации, содержащих одинаковый катализатор, на стадии регенерации катализатора находится по меньшей мере 1 реактор. При переработке сырья на катализаторах двух разных типов на стадии регенерации находятся по меньшей мере 2 реактора с разными с катализаторами. During the processing of the feed in the above oligomerization reactors containing the same catalyst, at least 1 reactor is in the catalyst regeneration step. When processing raw materials on two different types of catalysts, at least 2 reactors with different catalysts are in the regeneration stage.

Все реакторы олигомеризации технологически связаны для возможности переключения по меньшей мере одного из них на стадию регенерации катализатора и последующего подключения реактора с отрегенерированным катализатором на стадию переработки сырья. Данные переключения осуществляют периодически после начала изменения качества или выхода продукта и/или достижения конечной температуры реакции. В случае применения адиабатических реакторов на стадии регенерации отключают первый или последний по ходу подачи сырья реактор (при переработке сырья на катализаторах двух разных типов имеется в виду последовательность реакторов с катализатором одного типа), а реактор с отрегенерированным катализатором на переработку сырья подключают соответственно последним или первым. В случае применения трубчатых реакторов с одним типом катализатора на стадии переработки сырья находится по меньшей мере один реактор и один реактор находится на стадии регенерации катализатора; реакторы работают параллельно. В случае применения трубчатых реакторов с двумя разными типами катализатора на стадии переработки сырья находятся по меньшей мере два реактора с разными катализаторами и два реактора с разными катализаторами находятся на стадии регенерации катализатора; реакторы с разными типами катализатора работают последовательно. All oligomerization reactors are technologically connected to enable at least one of them to switch to the catalyst regeneration stage and then connect the reactor with the regenerated catalyst to the raw material processing stage. These switchings are carried out periodically after the beginning of a change in the quality or yield of the product and / or the achievement of the final reaction temperature. In the case of using adiabatic reactors at the regeneration stage, the first or last reactor in the course of raw material supply is switched off (when processing raw materials on two different types of catalysts, the sequence of reactors with a catalyst of the same type is meant), and the reactor with a regenerated catalyst for processing raw materials is connected last or first, respectively . In the case of the use of tubular reactors with one type of catalyst, at least one reactor is at the raw material processing stage and one reactor is at the catalyst regeneration stage; reactors operate in parallel. In the case of using tubular reactors with two different types of catalyst, at least two reactors with different catalysts are at the raw material processing stage and two reactors with different catalysts are at the stage of catalyst regeneration; reactors with different types of catalyst operate sequentially.

Стадию регенерации катализатора олигомеризации осуществляют при температуре 350-550oС и давлении 0,1-6,0 МПа первоначально регенерирующим газом с содержанием кислорода 0,1-1,5 об.% при применении адиабатических реакторов или 0,1-5,0 об. % при применении трубчатых реакторов, а затем 10-21 об.%. Регенерирующий газ получают путем смешения воздуха с азотом. Возможно получение регенерирующего газа путем смешения части отработанных газов регенерации, подаваемых на рециркуляцию, с воздухом или с воздухом и азотом.The stage of regeneration of the oligomerization catalyst is carried out at a temperature of 350-550 o C and a pressure of 0.1-6.0 MPa initially regenerating gas with an oxygen content of 0.1-1.5 vol.% When using adiabatic reactors or 0.1-5.0 about. % when using tubular reactors, and then 10-21 vol.%. Regenerative gas is obtained by mixing air with nitrogen. It is possible to obtain a regenerating gas by mixing part of the regeneration exhaust gas supplied for recirculation with air or with air and nitrogen.

Катализаторы гидропереработки работают без регенерации гораздо более длительное время, чем катализаторы олигомеризации. Поэтому на стадии гидрообработки возможно применение одного трубчатого реактора гидрообработки, обеспечивающего съем избыточного тепла реакции подаваемым по межтрубному пространству более холодным теплоносителем, или по меньшей мере одного адиабатического реактора гидрообработки (при применении более одного реактора осуществляют охлаждение промежуточной, между реакторами, реакционной смеси до требуемой температуры) без использования реакторов, находящихся на стадии регенерации. Hydroprocessing catalysts work without regeneration for a much longer time than oligomerization catalysts. Therefore, at the hydroprocessing stage, it is possible to use one tubular hydroprocessing reactor, which ensures the removal of excess reaction heat supplied by the cooler coolant supplied through the annulus, or at least one adiabatic hydroprocessing reactor (when more than one reactor is used, the reaction mixture is cooled to the required temperature ) without the use of reactors at the stage of regeneration.

Катализаторы готовят известными способами. На стадии приготовления активных форм цеолитов применяют известные методы модифицирования (декатионирования, деалюминирования, ионного и катионного обмена, пропитки, термообработки и т.д.) в различных сочетаниях. Catalysts are prepared by known methods. At the stage of preparation of active forms of zeolites, known methods of modification (decationization, dealumination, ion and cation exchange, impregnation, heat treatment, etc.) in various combinations are used.

Сущность предлагаемого способа и его практическая применимость подтверждаются нижеприведенными примерами. The essence of the proposed method and its practical applicability are confirmed by the examples below.

Пример 1. В качестве сырья используют гексен-1. Способ осуществляют с применением трех трубчатых реакторов, два из которых работают параллельно и один реактор находится на стадии регенерации катализатора. Сырье предварительно подогревают, разделяют на два одинаковых потока и подают в трубное пространство параллельно работающих реакторов, где оно контактирует при средней температуре реакции 280oС, давлении 3,0 МПа и весовой скорости подачи сырья 2,0 ч-1 (на каждый реактор) со стационарным слоем катализатора - цеолита β состава (эмпирической формулы) 0,03Nа2O•Аl2O3•0,1Fе2O3•84SiO2.Example 1. As raw materials use hexene-1. The method is carried out using three tubular reactors, two of which operate in parallel and one reactor is at the stage of catalyst regeneration. The raw materials are preheated, divided into two identical streams and fed into the pipe space of the parallel reactors, where it is contacted at an average reaction temperature of 280 o C, a pressure of 3.0 MPa and a weight feed rate of 2.0 h -1 (for each reactor) with a stationary catalyst layer — zeolite β of the composition (empirical formula) 0.03Na 2 O • Al 2 O 3 • 0.1Fe 2 O 3 • 84SiO 2 .

По межтрубным пространствам реакторов подают холодный теплоноситель, обеспечивающий съем избыточного тепла, выделяющегося при превращении сырья на катализаторе в трубном пространстве. Потоки продуктов реакции олигомеризации объединяют после снижения давления, частично охлаждают и разделяют в ректификационной колонне при давлении 0,3 МПа с выделением верхом колонны 24,2 мас.% фракции, выкипающей до 150oС, и кубом колонны 75,8% фракции, выкипающей выше 150oС.A cold coolant is supplied through the annular spaces of the reactors, which ensures the removal of excess heat generated during the conversion of the raw materials on the catalyst in the tube space. The flows of oligomerization reaction products are combined after pressure reduction, partially cooled and separated in a distillation column at a pressure of 0.3 MPa, with the top of the column releasing 24.2 wt.% Of the fraction boiling up to 150 o С and the bottom of the column 75.8% of the boiling fraction above 150 o C.

Выделенную из продуктов стадии олигомеризации фракцию >150oС смешивают с водородсодержащим газом и подвергают гидропереработке на стационарном слое катализатора гидрирования в трубчатом реакторе при средней температуре реакции 150oС, давлении 1,5 МПа, объемной скорости подачи 2,0 ч-1 (по жидкой фракции) и мольном отношении H2/олефины 4. По межтрубному пространству реактора подают холодный теплоноситель, обеспечивающий съем избыточного тепла, выделяющегося при превращении продуктов стадии олигомеризации на катализаторе в трубном пространстве. Катализатор гидрирования - 2 мас.% Pd на Аl2О3. Продукты реакции охлаждают и разделяют путем сепарации с выделением водородсодержащего газа с примесью углеводородов (1,5 мас.% на исходное сырье) и 74,2% жидкой фракции. Жидкую фракцию разделяют путем ректификации с выделением:
- или 30,6 мас.% керосиновой фракции 150-250oС и 43,6% фракции >250oС - базы синтетических масел;
- или 51,8 мас.% дизельной фракции 150-320oС и 22,4% фракции >300oС - базы синтетических масел.The fraction> 150 ° C isolated from the products of the oligomerization stage is mixed with a hydrogen-containing gas and subjected to hydroprocessing on a stationary hydrogenation catalyst bed in a tubular reactor at an average reaction temperature of 150 ° C, a pressure of 1.5 MPa, a volumetric feed rate of 2.0 h -1 ( liquid fraction) and a molar ratio of H 2 / olefin 4. annulus reactor fed cold coolant, ensuring removal of excess heat released during the conversion of step products to the oligomerization catalyst in a tubular space TBE. The hydrogenation catalyst is 2 wt.% Pd on Al 2 About 3 . The reaction products are cooled and separated by separation with the release of a hydrogen-containing gas with an admixture of hydrocarbons (1.5 wt.% On the feedstock) and 74.2% of the liquid fraction. The liquid fraction is separated by distillation with the release of:
- or 30.6 wt.% kerosene fraction 150-250 o С and 43.6% fractions> 250 o С - base of synthetic oils;
- or 51.8 wt.% of the diesel fraction 150-320 o С and 22.4% of the fraction> 300 o С - the base of synthetic oils.

Периодически для осуществления стадии регенерации катализатора олигомеризации один из работающих реакторов отключают на стадию регенерации, а реактор с отрегенерированным катализатором подключают на стадию олигомеризации для переработки сырья, как указано выше. Periodically, to carry out the stage of regeneration of the oligomerization catalyst, one of the working reactors is switched off to the stage of regeneration, and the reactor with the regenerated catalyst is connected to the stage of oligomerization to process the raw materials, as described above.

Регенерацию катализатора олигомеризации осуществляют первоначально регенерирующим газом с содержанием кислорода 3 об.% при давлении 0,2 МПа и температуре 450-480oС. После выгорания основной части катализаторного кокса содержание кислорода в газе повышают до 20-21 об.% и осуществляют регенерацию катализатора при температуре 480-500oС.The regeneration of the oligomerization catalyst is carried out initially by a regenerating gas with an oxygen content of 3 vol.% At a pressure of 0.2 MPa and a temperature of 450-480 o C. After burning out the main part of the catalyst coke, the oxygen content in the gas is increased to 20-21 vol.% And the catalyst is regenerated at a temperature of 480-500 o C.

Пример 2. Аналогичен примеру 1 с тем отличием, что выделенную из продуктов стадии олигомеризации фракцию, выкипающую до 150oС, дохолаживают до температуры 35oС и разделяют путем сепарации с выделением 3,4 мас.% фракции C1-C5 (на исходное сырье) и 20,8% бензиновой фракции. Часть бензиновой фракции подают в виде рецикла на смешение с исходным сырьем при кратности рецикл/сырье ~ 0,2, балансовую часть бензиновой фракции смешивают с фракцией >150oС и подвергают гидропереработке, а жидкие продукты гидропереработки разделяют путем ректификации с выделением:
- или 10,2 мас.% гидрированной бензиновой фракции н.к. - 150oС (компонент автобензина или сольвент - растворитель по ТУ 6-15-1051-82), 36,0% керосиновой фракции 150-250oС и 48,2% фракции >250oС - базы синтетических масел;
- или 10,2 мас.% гидрированной бензиновой фракции н.к. - 150oС, 57,9% дизельной фракции 150-320oС и 26,3% фракции >300oС - базы синтетических масел;
- или 31,8 мас.% бензина н.к. - 215oС, 14,4% фракции 200-250oС (компонент дизельного топлива) и 48,2% фракции >250oС - базы синтетических масел.Example 2. Similar to example 1 with the difference that the fraction extracted from the products of the oligomerization stage, boiling up to 150 o C, is cooled down to a temperature of 35 o C and separated by separation with the release of 3.4 wt.% Fractions C 1 -C 5 (on feedstock) and 20.8% of the gasoline fraction. Part of the gasoline fraction is fed as recycle to the mixture with the feedstock at a recycling / feed ratio of ~ 0.2, the balance portion of the gasoline fraction is mixed with the fraction> 150 ° C and subjected to hydroprocessing, and the liquid hydroprocessing products are separated by distillation to isolate:
- or 10.2 wt.% hydrogenated gasoline fraction n.k. - 150 o C (gasoline component or solvent - solvent according to TU 6-15-1051-82), 36.0% of the kerosene fraction 150-250 o C and 48.2% of the fraction> 250 o C - base synthetic oils;
- or 10.2 wt.% hydrogenated gasoline fraction n.k. - 150 o C, 57.9% of the diesel fraction 150-320 o C and 26.3% of the fraction> 300 o C - base synthetic oils;
- or 31.8 wt.% gasoline n.k. - 215 o С, 14.4% of the fraction 200-250 o С (component of diesel fuel) and 48.2% of the fraction> 250 o С - base of synthetic oils.

Пример 3. В качестве сырья используют пропилен в смеси с азотом в мольном соотношении 9:1. Способ осуществляют с применением трубчатого реактора, трубное пространство которого содержит стационарный слой катализатора олигомеризации, а по межтрубному пространству подают холодный теплоноситель, обеспечивающий съем избыточного тепла, выделяющегося при превращении сырья на катализаторе в трубном пространстве. Используют катализатор, содержащий 30 мас.% Аl2О3 и 70% цеолита пентасил со структурой ZSM-5 эмпирической формулы 0,02Na2O•Fe2O3•144SiO2.Example 3. As raw materials, propylene is used in a mixture with nitrogen in a molar ratio of 9: 1. The method is carried out using a tubular reactor, the tube space of which contains a stationary layer of an oligomerization catalyst, and cold coolant is supplied through the annulus to remove excess heat generated when the raw materials are converted on the catalyst in the tube space. Use a catalyst containing 30 wt.% Al 2 O 3 and 70% pentasil zeolite with the structure of the empirical ZSM-5 structure of 0.02 Na 2 O • Fe 2 O 3 • 144 SiO 2 .

Сырье предварительно подогревают и подают в трубное пространство трубчатого реактора, где оно контактирует с катализатором олигомеризации при температуре 285-300oС, давлении 0,5 МПа и весовой скорости подачи по пропилену 1,9 ч-1. Продукты реакции охлаждают до 35oС и разделяют путем сепарации с выделением смеси газообразной фракции - смеси углеводородов С1-С4 (6,4 мас.% на поданный пропилен) с азотом и жидкой фракции С3+ (93,6%). Фракцию С3+ при давлении 1,2 МПа подвергают ректификации с выделением верхом колонны 3,3% фракции C1-C4 и бензиновой фракции н.к. - 150oС, часть которой подают в виде рецикла на смешение с исходным сырьем. Балансовая часть бензиновой фракции (36,6 мас.% на пропилен) является целевым продуктом - компонентом бензина - и имеет октановое число не ниже 82 MM.The raw materials are preheated and fed into the tube space of the tubular reactor, where it is in contact with the oligomerization catalyst at a temperature of 285-300 o C, a pressure of 0.5 MPa and a flow rate of propylene 1.9 h -1 . The reaction products are cooled to 35 o C and separated by separation with the release of a mixture of a gaseous fraction - a mixture of hydrocarbons With 1 -C 4 (6.4 wt.% On filed propylene) with nitrogen and a liquid fraction With 3+ (93.6%). The fraction C 3+ at a pressure of 1.2 MPa is subjected to rectification with the release of the top of the column 3.3% fraction C 1 -C 4 and gasoline fraction n.k. - 150 o C, part of which is served in the form of recycling for mixing with the feedstock. The balance part of the gasoline fraction (36.6 wt.% On propylene) is the target product - a component of gasoline - and has an octane rating of at least 82 MM.

Кубом колонны отбирают фракцию, выкипающую выше 150oС, которую смешивают с водородсодержащим газом и подвергают гидропереработке на стационарном слое активного в реакциях гидрирования углеводородов катализатора в трубном пространстве трубчатого реактора. По межтрубному пространству реактора гидрообработки подают холодный теплоноситель, обеспечивающий съем избыточного тепла, выделяющегося при превращении углеводородов на катализаторе в трубном пространстве. Гидропереработку фракции С5+ осуществляют при средней температуре реакции 320oС, давлении 1,5 МПа, объемной скорости подачи 2,0 ч-1 (по жидкой фракции) и мольном соотношении водород/олефины 6. В качестве катализатора гидропереработки используют катализатор, содержащий 60 мас.% цеолита ZSM-5 эмпирической формулы 0,09Na2O•Al2O3•0,3Fe2O3•96SiO2, 40% Аl2O3 и модифицированный 0,1% Pt. Продукты реакции охлаждают и разделяют путем сепарации с выделением водородсодержащего газа с примесью углеводородов (2,5 мас. % на исходный пропилен) и 51,2% жидкой фракции 150-340oС (дизельное топливо), которую можно разделить путем ректификации с выделением 32,6 мас.% керосиновой фракции 150-250oС и 18,6% фракции >250oС - базы синтетических масел.Cube columns select a fraction boiling above 150 o C, which is mixed with a hydrogen-containing gas and subjected to hydroprocessing on a stationary layer of catalyst active in hydrogenation reactions of hydrocarbons in the tube space of a tubular reactor. A cold coolant is supplied through the annular space of the hydrotreatment reactor, which ensures the removal of excess heat released during the conversion of hydrocarbons on the catalyst in the pipe space. The C 5+ fraction is hydrotreated at an average reaction temperature of 320 ° C, a pressure of 1.5 MPa, a volumetric feed rate of 2.0 h −1 (by liquid fraction) and a hydrogen / olefin molar ratio of 6. A catalyst containing a hydroprocessing is used, containing 60 wt.% Zeolite ZSM-5 of empirical formula 0.09Na 2 O • Al 2 O 3 • 0.3Fe 2 O 3 • 96SiO 2 , 40% Al 2 O 3 and modified 0.1% Pt. The reaction products are cooled and separated by separation with the release of a hydrogen-containing gas with an admixture of hydrocarbons (2.5 wt.% On the initial propylene) and 51.2% of the liquid fraction 150-340 o C (diesel fuel), which can be separated by distillation with the release of 32 6 wt.% Of the kerosene fraction 150-250 o С and 18.6% of the fraction> 250 o С - base of synthetic oils.

Регенерацию катализатора олигомеризации осуществляют первоначально регенерирующим газом с содержанием кислорода 5 об.% при давлении 0,2 МПа и температуре 450-480oС. После выгорания основной части катализаторного кокса содержание кислорода в газе повышают до 20-21 об.% и осуществляют регенерацию катализатора при температуре 480-500oС.The regeneration of the oligomerization catalyst is carried out initially by a regenerating gas with an oxygen content of 5 vol.% At a pressure of 0.2 MPa and a temperature of 450-480 o C. After burning out the main part of the catalyst coke, the oxygen content in the gas is increased to 20-21 vol.% And the catalyst is regenerated at a temperature of 480-500 o C.

Пример 4. В качестве сырья используют гексен-1. Способ осуществляют с применением двух последовательно работающих трубчатых реакторов, в трубных пространствах которых находятся два различных катализатора олигомеризации и по межтрубному пространству которых подают холодный теплоноситель, обеспечивающий съем избыточного тепла, выделяющегося при превращении сырья на катализаторе в трубном пространстве. Example 4. As raw materials use hexene-1. The method is carried out using two sequentially working tubular reactors, in the tube spaces of which are two different oligomerization catalysts and through the annular space of which cool coolant is supplied, which removes the excess heat generated when the raw materials are converted on the catalyst in the tube space.

Сырье подогревают и подают в трубное пространство первого реактора олигомеризации, где оно контактирует при температуре 260-280oС, давлении 3,0 МПа и весовой скорости подачи 3,0 ч-1 с цеолитом ZSM-5, имеющим состав 0,07Na2O•Ga2O3•0,01Fe2O3•73SiO2. После первого реактора реакционную смесь смешивают с рециклом в соотношении ~5:1 и полученную смесь подают в трубное пространство второго реактора олигомеризации, где она контактирует при температуре 240-260oС, давлении 3,0 МПа и весовой скорости подачи 3,0 ч-1 с цеолитом морденит, имеющим состав 0,12Nа2O•Аl2O3•0,01Fе2O3•16,1SiO2.The raw material is heated and fed into the tube space of the first oligomerization reactor, where it is contacted at a temperature of 260-280 o C, a pressure of 3.0 MPa and a weight feed rate of 3.0 h -1 with zeolite ZSM-5 having a composition of 0.07 Na 2 O • Ga 2 O 3 • 0.01 Fe 2 O 3 • 73 SiO 2 . After the first reactor, the reaction mixture is mixed with recycle in a ratio of ~ 5: 1 and the resulting mixture is fed into the tube space of the second oligomerization reactor, where it is contacted at a temperature of 240-260 o C, a pressure of 3.0 MPa and a weighted feed rate of 3.0 h - 1 with mordenite zeolite having a composition of 0.12Na 2 O • Al 2 O 3 • 0.01 Fe 2 O 3 • 16.1 SiO 2 .

Продукты реакции олигомеризации охлаждают до 200oС и разделяют при давлении 0,3 МПа в ректификационной колонне с выделением верхом колонны углеводородных газов C1-C4 и жидкой фракции, выкипающей до 250oС, и кубом колонны - фракции, выкипающей выше 250oС. Фракцию <250oС подвергают ректификации с выделением бензиновой фракции н. к. - 215oС и фракции 215-250oС. Бензиновая фракции н. к. - 215oС является одним из целевых продуктов, а фракцию 215-250oС подают в виде рецикла в промежуточный реакционный поток между 1-м и 2-м реакторами олигомеризации.The products of the oligomerization reaction are cooled to 200 o C and separated at a pressure of 0.3 MPa in a distillation column with the release of the top of the column of hydrocarbon gases C 1 -C 4 and a liquid fraction boiling up to 250 o C, and a cube of the column fraction, boiling above 250 o C. The fraction <250 o With subjected to rectification with the release of the gasoline fraction n. to. - 215 o C and fractions 215-250 o C. Gasoline fractions n. K. - 215 o C is one of the target products, and the fraction 215-250 o C is fed as a recycle to the intermediate reaction stream between the 1st and 2nd oligomerization reactors.

Выделенную из продуктов олигомеризации фракцию >250oС смешивают с водородсодержащим газом и подвергают гидропереработке на стационарном слое катализатора в трубном пространстве трубчатого реактора, по межтрубному пространству которого подают холодный теплоноситель, обеспечивающий съем избыточного тепла, выделяющегося при превращении углеводородов на катализаторе в трубном пространстве. Гидропереработку фракции C5+ осуществляют при средней температуре реакции 300oС, давлении 1,5 МПа, объемной скорости подачи 2,0 ч-1 (по жидкой фракции) и мольном соотношении водород/олефины 6. В качестве катализатора гидропереработки используют катализатор, содержащий 70 мас. % цеолита типа β эмпирической формулы 0,03Nа2O•Аl2O3•0,1Fе2O3•84SiO2, 30% Аl2O3 и модифицированный 0,5% Ni. Продукты реакции охлаждают и разделяют с выделением водородсодержащего газа и целевой масляной фракции, выкипающей выше 250 oС, являющейся базой синтетических масел.A fraction> 250 ° C isolated from oligomerization products is mixed with a hydrogen-containing gas and subjected to hydroprocessing on a stationary catalyst layer in the tube space of the tubular reactor, through which the coolant is supplied through the tube space to remove excess heat generated during the conversion of hydrocarbons to the catalyst in the pipe space. Hydroprocessing of the C 5+ fraction is carried out at an average reaction temperature of 300 ° C, a pressure of 1.5 MPa, a volumetric feed rate of 2.0 h −1 (by liquid fraction) and a hydrogen / olefin molar ratio of 6. A catalyst containing a hydroprocessing is used, containing 70 wt. % type β zeolite of empirical formula 0.03Na 2 O • Al 2 O 3 • 0.1Fe 2 O 3 • 84SiO 2 , 30% Al 2 O 3 and modified 0.5% Ni. The reaction products are cooled and separated with the release of a hydrogen-containing gas and the target oil fraction, boiling above 250 o With, which is the basis of synthetic oils.

Выходы продуктов составляют: углеводородных газов C1-C4 8,3 мас.%, бензина олигомеризации (фракция н. к. - 215oС) 45,4%, масляной фракции >250oС (база синтетических масел) 46,3%.The product yields are: C 1 -C 4 hydrocarbon gases 8.3 wt.%, Oligomerization gasoline (batch fraction - 215 o С) 45.4%, oil fraction> 250 o С (base of synthetic oils) 46.3 %

Регенерацию катализатора олигомеризации осуществляют первоначально регенерирующим газом с содержанием кислорода 3 об.% при давлении 0,2 МПа и температуре 450-480oС. После выгорания основной части катализаторного кокса содержание кислорода в газе повышают до 20-21 об.% и осуществляют регенерацию катализатора при температуре 480-500oС.The regeneration of the oligomerization catalyst is carried out initially by a regenerating gas with an oxygen content of 3 vol.% At a pressure of 0.2 MPa and a temperature of 450-480 o C. After burning out the main part of the catalyst coke, the oxygen content in the gas is increased to 20-21 vol.% And the catalyst is regenerated at a temperature of 480-500 o C.

Пример 5. В качестве сырья используют фракцию углеводородов, содержащую не менее 90 мас.% олефинов и имеющую следующий фракционный состав, oС: н.к. - 56, 10 об.% - 66, 20% - 69, 30% - 72, 40% - 76, 50% - 80, 60% - 89, 70% - 126, 80% - 162, 90% - 201, к.к. - 245. Способ осуществляют с применением 6 адиабатических реакторов со стационарным слоем катализатора олигомеризации, 4 из которых постоянно находятся в работе и 2 реактора - на стадии регенерации катализатора. В первых двух работающих реакторах и в одном реакторе, находящемся на стадии регенерации, находится катализатор, содержащий 70 мас.% цеолита типа L эмпирической формулы 0,03Nа2O•0,03К2O•Аl2O3•8,3SiO2 и 30% Аl2O3, а во вторых двух работающих реакторах и во втором реакторе, находящемся на стадии регенерации, находится аморфный алюмосиликат (катализатор типа MAC).Example 5. As a raw material, a hydrocarbon fraction containing at least 90 wt.% Olefins and having the following fractional composition, o C: - 56, 10 vol.% - 66, 20% - 69, 30% - 72, 40% - 76, 50% - 80, 60% - 89, 70% - 126, 80% - 162, 90% - 201, c.k. - 245. The method is carried out using 6 adiabatic reactors with a fixed bed of oligomerization catalyst, 4 of which are constantly in operation and 2 reactors are at the stage of catalyst regeneration. In the first two operating reactors and in one reactor at the regeneration stage, there is a catalyst containing 70 wt.% Type L zeolite of the empirical formula 0.03Na 2 O • 0.03K 2 O • Al 2 O 3 • 8.3SiO 2 and 30% Al 2 O 3 , and in the second two operating reactors and in the second reactor, which is at the stage of regeneration, there is an amorphous aluminosilicate (MAC type catalyst).

Сырье при давлении 3 МПа предварительно подогревают и подвергают последовательному контактированию с катализатором в четырех реакторах олигомеризации при средней температуре реакции 240oС в первых двух реакторах и 320oС в последних двух реакторах. Массовая скорость подачи сырья на суммарную загрузку катализатора в первом - четвертом реакторах 1,5 ч-1.The feed at a pressure of 3 MPa is preheated and subjected to sequential contacting with a catalyst in four oligomerization reactors at an average reaction temperature of 240 ° C. in the first two reactors and 320 ° C. in the last two reactors. The mass feed rate to the total catalyst loading in the first to fourth reactors is 1.5 h -1 .

Продукты реакции олигомеризации частично охлаждают и разделяют при давлении 0,3 МПа в ректификационной колонне с выделением верхом колонны 9,4 мас. % углеводородных газов C1-C4, 21,9% бензиновой фракции, выкипающей до 150oС, и кубом колонны 68,7% фракции, выкипающей выше 150oС. Бензиновая фракция н.к. - 150oС является одним из целевых продуктов.The products of the oligomerization reaction are partially cooled and separated at a pressure of 0.3 MPa in a distillation column with a release of 9.4 wt. % hydrocarbon gases C 1 -C 4 , 21.9% of the gasoline fraction boiling up to 150 o C, and the cube of the column 68.7% of the fraction boiling above 150 o C. Gasoline fraction n.k. - 150 o C is one of the target products.

Выделенную из продуктов олигомеризации фракцию >150oС смешивают с водородсодержащим газом и подвергают гидропереработке на стационарном слое катализатора гидроизомеризации в двух последовательно работающих (с промежуточным охлаждением реакционной смеси) адиабатических реакторах при температуре реакции 220-280oС, давлении 1,5 МПа, объемной скорости подачи 2,0 ч-1 (по жидкой фракции) и мольном соотношении водород/олефины 4. Катализатор гидроизомеризации содержит молекулярные сита - силикоалюмофосфат SAPO-5 и модифицирован 0,5 мас. % Pd и 0,41% Сr и Са. Продукты реакции охлаждают и разделяют путем сепарации с выделением водородсодержащего газа с примесью углеводородов (1,1%) и жидкой фракции. Жидкую фракцию разделяют путем ректификации с выделением:
- или 25,6 мас.% керосиновой фракции 150-250 oС и 42,0% фракции >250oС - базы синтетических масел;
- или 39,4 мас.% дизельной фракции 150-320oС и 28,2% фракции >300oС - базы синтетических масел.A fraction> 150 ° C isolated from oligomerization products is mixed with a hydrogen-containing gas and hydrotreated on a stationary bed of a hydroisomerization catalyst in two adiabatic reactors in series (with intermediate cooling of the reaction mixture) at a reaction temperature of 220-280 ° C, a pressure of 1.5 MPa, and volumetric the feed rate of 2.0 h -1 (in liquid fraction) and the molar ratio of hydrogen / olefins 4. The hydroisomerization catalyst contains molecular sieves - silicoaluminophosphate SAPO-5 and modified with 0.5 wt. % Pd and 0.41% Cr and Ca. The reaction products are cooled and separated by separation with the release of a hydrogen-containing gas mixed with hydrocarbons (1.1%) and a liquid fraction. The liquid fraction is separated by distillation with the release of:
- or 25.6 wt.% of the kerosene fraction 150-250 o С and 42.0% of the fraction> 250 o С - the base of synthetic oils;
- or 39.4 wt.% of the diesel fraction 150-320 o С and 28.2% of the fraction> 300 o С - base of synthetic oils.

Периодически для проведения стадии регенерации катализатора 2-й и/или 4-й по ходу подачи сырья реактор(ы) отключают от линии подачи сырья, а реактор(ы) с отрегенерированным катализатором подключают на переработку сырья соответственно 1-м и/или 3-м по ходу подачи сырья. В отключенном(ых) реакторе(ах) при давлении 1,5 МПа осуществляют регенерацию зауглероженного катализатора регенерирующим газом, первоначально с содержанием кислорода 1 об.% при температуре 350-450oС, а затем с содержанием кислорода 15 об.% при температуре 450-500oС.Periodically, for the stage of catalyst regeneration, the 2nd and / or 4th along the supply of raw materials, the reactor (s) are disconnected from the feed line, and the reactor (s) with the regenerated catalyst are connected to the processing of raw materials, respectively, 1st and / or 3- m in the direction of the feed. In the disconnected reactor (s) at a pressure of 1.5 MPa, the carbonized catalyst is regenerated with a regenerating gas, initially with an oxygen content of 1 vol.% At a temperature of 350-450 o C, and then with an oxygen content of 15 vol.% At a temperature of 450 -500 o C.

Пример 6. Аналогичен примеру 5 с тем отличием, что часть бензиновой фракции, выделенной из продуктов стадии олигомеризации, подают в качестве рецикла в промежуточный реакционный поток между 2-м и 3-м работающими реакторами. На стадии олигомеризации сырье перерабатывают в первых двух реакторах на катализаторе, содержащем 30 мас.% Аl2О3 и 70% цеолита типа L, имеющего состав 0,03Nа2O•0,03K2O•Аl2O3•8,3SiO2; во вторых двух реакторах - на катализаторе, содержащем 30 мас.% Аl2O3 и 70% цеолита типа β, имеющего состав 0,03Na2O•Al2O3•0,1Fe2O3•84SiO2. Переработку ведут при давлении 3 МПа, средней температуре реакции 240oС в каждом реакторе и массовой скорости подачи сырья на суммарную загрузку катализатора в первом-четвертом реакторах 1,5 ч-1.Example 6. Similar to example 5 with the difference that part of the gasoline fraction isolated from the products of the oligomerization stage is fed as a recycle to the intermediate reaction stream between the 2nd and 3rd working reactors. At the oligomerization stage, the feed is processed in the first two reactors on a catalyst containing 30 wt.% Al 2 O 3 and 70% type L zeolite having the composition 0.03Na 2 O • 0.03K 2 O • Al 2 O 3 • 8.3SiO 2 ; in the second two reactors, on a catalyst containing 30 wt.% Al 2 O 3 and 70% β-type zeolite having the composition 0.03Na 2 O • Al 2 O 3 • 0.1Fe 2 O 3 • 84SiO 2 . Processing is carried out at a pressure of 3 MPa, an average reaction temperature of 240 ° C. in each reactor and a mass feed rate for the total catalyst loading in the first to fourth reactors of 1.5 h −1 .

В зависимости от необходимости, варьируя условия разделения продуктов реакции, кроме 12,4 мас.% углеводородов C1-C4 и 21,5% бензиновой фракции н. к. - 150oС, получают:
- или 41,6% дизельного топлива (фракция 150-360oС и 24,5% масляной фракции >350oС (база синтетических масел);
- или 34,3% дизельной фракции 150-320oС и 31,8% масляной фракции >300oС (база синтетических масел);
- или 23,7% керосина (фракция 150-250oС) и 42,4% фракции >250oС (база синтетических масел).Depending on the need, varying the conditions for the separation of reaction products, except for 12.4 wt.% Hydrocarbons C 1 -C 4 and 21.5% of the gasoline fraction n. K. - 150 o With, receive:
- or 41.6% of diesel fuel (fraction 150-360 o С and 24.5% of the oil fraction> 350 o С (base of synthetic oils);
- or 34.3% of the diesel fraction 150-320 o C and 31.8% of the oil fraction> 300 o C (base of synthetic oils);
- or 23.7% kerosene (fraction 150-250 o С) and 42.4% fractions> 250 o С (base of synthetic oils).

Примеры 7-20. Иллюстрируют возможность получения из легкого олефинсодержащего сырья дистиллятных фракций с высокими температурами выкипания. Examples 7-20. They illustrate the possibility of obtaining distillate fractions with high boiling points from light olefin-containing raw materials.

В качестве сырья используют гексен-1 (температура кипения 63,5oС). Сырье предварительно подогревают и подают в трубное пространство трубчатого реактора, где оно контактирует со стационарным слоем катализатора при повышенной температуре и избыточном давлении; в межтрубное пространство подают холодный теплоноситель, обеспечивающий съем избыточного тепла, выделяющегося при превращении сырья на катализаторе в трубном пространстве. Продукты реакции охлаждают до 35oС и разделяют в сепараторе с выделением углеводородных газов C1-C5 и жидкой фракции С3+. Фракцию С3+ подвергают ректификации с выделением бензиновой фракции и дистиллятной фракции, выкипающей выше 150oС. Дистиллятную фракцию >150oС смешивают с водородсодержащим газом и при температуре реакции 280-300oС, давлении 1,5 МПа, объемной скорости подачи 2,0 ч-1 (по жидкой фракции) и мольном соотношении водород/олефины 4 подвергают гидропереработке на стационарном слое катализатора, находящемся в трубном пространстве трубчатого реактора. Продукты гидропереработки разделяют путем сепарации и ректификации с выделением целевых фракций - керосиновой фракции 150-250oС и фракции >250oС (база синтетических масел) или дизельной фракции 150-320oС и масляной фракции, выкипающей выше 300oС.As raw materials use hexene-1 (boiling point 63.5 o C). The raw materials are preheated and fed into the tube space of the tubular reactor, where it contacts the stationary catalyst bed at elevated temperature and overpressure; cold coolant is fed into the annulus, providing removal of the excess heat generated during the conversion of the raw materials on the catalyst in the tube space. The reaction products are cooled to 35 o C and separated in a separator with the release of hydrocarbon gases C 1 -C 5 and the liquid fraction C 3+ . The C 3+ fraction is subjected to rectification with the isolation of a gasoline fraction and a distillate fraction boiling above 150 o C. The distillate fraction> 150 o C is mixed with a hydrogen-containing gas and at a reaction temperature of 280-300 o C, a pressure of 1.5 MPa, a volumetric feed rate of 2 , 0 h -1 (in the liquid fraction) and the molar ratio of hydrogen / olefins 4 are subjected to hydroprocessing on a stationary catalyst layer located in the tube space of the tubular reactor. Hydroprocessing products are separated by separation and rectification with the separation of the target fractions - kerosene fraction 150-250 o C and fractions> 250 o C (base of synthetic oils) or diesel fraction 150-320 o C and oil fraction boiling above 300 o C.

Условия реакции, выходы и фракционные составы фракции С3+ приведены в табл. 1. Составы катализаторов стадии олигомеризации приведены в табл. 2. Регенерацию катализатора олигомеризации осуществляют аналогично примеру 3. Катализатор гидропереработки содержит 60 мас.% Аl2О3, модифицированного 0,3% Pt, и 40% цеолита L, модифицированного 2% Ni и Сr.The reaction conditions, yields and fractional compositions of the C 3+ fraction are given in table. 1. The compositions of the catalysts of the oligomerization stage are given in table. 2. The regeneration of the oligomerization catalyst is carried out analogously to example 3. The hydroprocessing catalyst contains 60 wt.% Al 2 About 3 , modified 0.3% Pt, and 40% zeolite L, modified 2% Ni and Cr.

Claims (12)

1. Способ получения дистиллятных и масляных фракций из выкипающего до 250oС олефинсодержащего сырья, включающий переработку сырья в смеси с рециклом путем его предварительного нагрева в соответствующих технологических аппаратах до требуемой температуры реакции, контактирования при повышенной температуре и избыточном давлении с катализатором, активным в реакциях олигомеризации олефинов, охлаждения, частичной конденсации продуктов реакции и их разделения в соответствующих технологических аппаратах путем сепарации и ректификации на ряд фракций, контактирования одной из выделенных фракций с катализатором гидрообработки, отличающийся тем, что контактирование сырья или смеси сырья с рециклом с катализатором олигомеризации осуществляют в последовательно работающих по меньшей мере трех адиабатических реакторах или в трубном пространстве по меньшей мере одного трубчатого реактора, обеспечивающего съем избыточного тепла реакции подаваемым по межтрубному пространству более холодным теплоносителем, или осуществляют последовательное контактирование с двумя разными катализаторами олигомеризации, находящимися в разных адиабатических или трубчатых упомянутых реакторах, при этом катализатор(ы) олигомеризации содержит(ат) активный компонент, выбранный из ряда - цеолит пентасил со структурой ZSM-5, или ZSM-11, или цеолит ZSM-12, или ZSM-20, или цеолит L, или бета, или омега, или цеолит Y, или морденит, или аморфный алюмо- или элементосиликат, или кристаллические силикоалюмофосфатные молекулярные сита, и указанный активный компонент или катализатор модифицирован по меньшей мере одним элементом и/или соединением элемента I-VIII групп в количестве 0,01-10 мас.%, продукты реакции стадии олигомеризации охлаждают и разделяют путем ректификации с выделением фракций углеводородов, выкипающих до и выше 150-250oС, или предварительно разделяют в сепараторе с выделением газообразной фракции C1-C5 и жидкой фракции С3+, которую далее разделяют ректификацией с выделением фракций углеводородов, выкипающих до и выше 150-250oС, или частично охлаждают до температуры, обеспечивающей при рабочем давлении конденсацию углеводородов, имеющих при нормальном давлении температуру кипения выше 150-250oС, и разделяют при этой температуре путем сепарации с выделением газообразной фракции, выкипающей до 150-250oС, и жидкой фракции, выкипающей выше 150-250oС, выделенную из продуктов олигомеризации выкипающую выше 150-250oС фракцию смешивают с водородсодержащим газом и подвергают гидрообработке на катализаторе, активном в реакциях гидрирования, и/или гидроизомеризации, и/или гидроочистки, содержащем, по меньшей мере, один металл I-VIII групп, продукты стадии гидрообработки охлаждают в соответствующем технологическом оборудовании и разделяют путем сепарации с выделением водородсодержащего газа, газообразных и жидких продуктов гидрообработки, и включающий операции по переключению со стадии контактирования на стадию регенерации реактора с закоксованным катализатором олигомеризации и подключением на стадию контактирования реактора с отрегенерированным катализатором олигомеризации, причем на стадии регенерации находится по меньшей мере один реактор с катализатором олигомеризации, а также включающий стадию окислительной регенерации катализатора олигомеризации, которую осуществляют при повышенной температуре первоначально регенерирующим газом с низким содержанием кислорода, а затем с большей концентрацией кислорода.1. A method of producing distillate and oil fractions from an olefin-containing raw material boiling up to 250 ° C, comprising processing the raw material in a mixture with recycle by preheating it in the appropriate technological apparatuses to the required reaction temperature, contacting at an elevated temperature and overpressure with a catalyst active in the reactions oligomerization of olefins, cooling, partial condensation of reaction products and their separation in appropriate technological apparatuses by separation and rectification on p poison fractions, contacting one of the selected fractions with a hydroprocessing catalyst, characterized in that the contacting of the feedstock or mixture of feedstock with a recycle with the oligomerization catalyst is carried out in series of at least three adiabatic reactors or in the pipe space of at least one tubular reactor, providing removal of excess the reaction heat supplied through the annular space with a cooler coolant, or sequential contact with two different oligomerization catalysts located in the various adiabatic or tubular reactors mentioned, wherein the oligomerization catalyst (s) contains (at) an active component selected from the series zeolite pentasil with the structure ZSM-5, or ZSM-11, or zeolite ZSM-12, or ZSM-20, or zeolite L, or beta, or omega, or zeolite Y, or mordenite, or amorphous aluminum or elemental silicate, or crystalline silicoaluminophosphate molecular sieves, and said active component or catalyst is modified with at least one element and / or compound element I-VIII groups in an amount of 0.01-10 wt.%, The reaction products of the oligomerization stage are cooled and separated by rectification with the separation of hydrocarbon fractions boiling up to and above 150-250 o C, or pre-separated in a separator with evolution of a gaseous fraction C 1 -C 5 or C 3+ fraction liquid, which is then separated by distillation from the separation of hydrocarbon fractions boiling up to and above 150-250 o C, or partially cooled to a temperature at the operating pressure ensures condensation of hydrocarbons having at normal pressure a boiling point above 150-250 o C and separated at that temperature by separation with separation of the gaseous fraction boiled to 150-250 o C and a liquid fraction boiling above 150-250 o C, isolated from the oligomerization products boiling above 150-250 o C. the fraction is mixed with a hydrogen-containing gas and subjected to hydrotreatment on a catalyst active in hydrogenation and / or hydroisomerization and / or hydrotreatment containing at least one metal of groups I-VIII, the products of the hydrotreatment stage are cooled in appropriate technological equipment and section is separated by separation with the release of hydrogen-containing gas, gaseous and liquid hydrotreatment products, and includes the operations of switching from the contacting stage to the regeneration stage of the reactor with a coked oligomerization catalyst and connecting to the contacting stage of the reactor with the regenerated oligomerization catalyst, at least one of which is at the regeneration stage reactor with an oligomerization catalyst, as well as comprising an oxidative regeneration step of an oligomerization catalyst, cat The second one is carried out at elevated temperature with an initially regenerating gas with a low oxygen content, and then with a higher oxygen concentration. 2. Способ по п.1, отличающийся тем, что цеолит пентасил со структурой ZSM-5 или ZSM-11 имеет состав, описываемый общей эмпирической формулой
(0,02-0,5)Nа2О•Эл2О3•(25-500)SiО2•kН2О,
где Эл - по меньшей мере один элемент из ряда Al, Ga, В, Fe;
k - соответствующий влагоемкости коэффициент.2. The method according to claim 1, characterized in that the zeolite pentasil with a structure of ZSM-5 or ZSM-11 has a composition described by the general empirical formula
(0.02-0.5) Na 2 O • El 2 O 3 • (25-500) SiO 2 • kH 2 O,
where El is at least one element from the series Al, Ga, B, Fe;
k is the coefficient corresponding to the moisture capacity. 3. Способ по пп.1 и 2, отличающийся тем, что катализатор гидропереработки содержит активный компонент, выбранный из ряда - цеолит пентасил со структурой ZSM-5 или ZSM-11 общей эмпирической формулы
(0,02-0,8)Na2O•Эл2О3•(25-500)SiO2•kН2O,
где Эл - по меньшей мере один элемент из ряда Al, Ga, В, Fe;
k - соответствующий влагоемкости коэффициент,
или цеолит L, или ZSM-12, или ZSM-20, или бета, или омега, или цеолит Y, или морденит, или аморфный алюмо- или элементосиликат, или кристаллические алюмофосфатные или силикоалюмофосфатные молекулярные сита, или указанный активный компонент, модифицированный по меньшей мере одним элементом или соединением элемента I-VIII групп в количестве 0,01-5,0 маc.%.3. The method according to claims 1 and 2, characterized in that the hydroprocessing catalyst contains an active component selected from the series - pentasil zeolite with a structure of ZSM-5 or ZSM-11 of the general empirical formula
(0.02-0.8) Na 2 O • El 2 O 3 • (25-500) SiO 2 • kH 2 O,
where El is at least one element from the series Al, Ga, B, Fe;
k is the coefficient corresponding to the moisture capacity,
or zeolite L, or ZSM-12, or ZSM-20, or beta, or omega, or zeolite Y, or mordenite, or amorphous aluminosilicate or elemental silicate, or crystalline aluminophosphate or silicoaluminophosphate molecular sieves, or said active component, modified at least at least one element or compound of an element of groups I-VIII in an amount of 0.01-5.0 wt.%. 4. Способ по пп.1-3, отличающийся тем, что стадию контактирования сырья или смеси сырья и рецикла с катализатором(ами) олигомеризации осуществляют при температуре 150-450oС, давлении 0,1-6,0 МПа и массовой скорости подачи сырья 0,2-10 ч-1, а регенерацию катализатора олигомеризации осуществляют при температуре 350-550oС и давлении 0,1-6,0 МПа первоначально регенерирующим газом с содержанием кислорода 0,1-5,0 об.%, а затем с содержанием кислорода 10-21 об.%.4. The method according to claims 1 to 3, characterized in that the step of contacting the feedstock or mixture of feedstock and recycle with the oligomerization catalyst (s) is carried out at a temperature of 150-450 o C, a pressure of 0.1-6.0 MPa and a mass feed rate raw materials 0.2-10 h -1 , and the regeneration of the oligomerization catalyst is carried out at a temperature of 350-550 o C and a pressure of 0.1-6.0 MPa initially regenerating gas with an oxygen content of 0.1-5.0 vol.%, and then with an oxygen content of 10-21 vol.%. 5. Способ по пп.1-4, отличающийся тем, что стадию гидрообработки выделенной из продуктов олигомеризации фракции, выкипающей выше 150-250oС, осуществляют в трубном пространстве трубчатого реактора, обеспечивающего съем избыточного тепла реакции подаваемым по межтрубному пространству более холодным теплоносителем, или по меньшей мере в одном адиабатическом реакторе и обработку ведут при температуре 80-400oС, давлении 0,5-6,0 МПа и мольном отношении водород/олефины 1-20.5. The method according to claims 1 to 4, characterized in that the stage of hydroprocessing of the fraction boiling above 150-250 ° C isolated from oligomerization products is carried out in the tube space of the tubular reactor, which ensures that the excess heat of the reaction is supplied by the cooler coolant supplied through the annulus, or in at least one adiabatic reactor and the treatment is carried out at a temperature of 80-400 o C, a pressure of 0.5-6.0 MPa and a molar ratio of hydrogen / olefins 1-20. 6. Способ по пп.1-5, отличающийся тем, что подачу рецикла осуществляют в исходный сырьевой поток и/или по меньшей мере в один промежуточный реакционный поток между работающими реакторами при кратности рецикл/сырье от 0,01 до 10. 6. The method according to claims 1-5, characterized in that the feed of the recycle is carried out in the feedstock stream and / or at least in one intermediate reaction stream between operating reactors with a recycle / feed ratio of from 0.01 to 10. 7. Способ по пп.1-6, отличающийся тем, что в качестве рецикла используют выделенную после стадии олигомеризации фракцию, выкипающую до 150-250oС.7. The method according to claims 1 to 6, characterized in that the fraction extracted after the oligomerization stage, boiling up to 150-250 o C. is used as a recycle. 8. Способ по пп.1-7, отличающийся тем, что жидкие продукты гидропереработки подвергают ректификации с выделением фракций, выкипающих до 250-360oС, и фракций, выкипающих выше 250-350oС.8. The method according to claims 1 to 7, characterized in that the liquid hydroprocessing products are subjected to rectification with the separation of fractions boiling up to 250-360 o C. and fractions boiling above 250-350 o C. 9. Способ по пп.1-7, отличающийся тем, что часть выделенной из продуктов олигомеризации выкипающей до 150-250oС фракции смешивают с выделенной из продуктов олигомеризации выкипающей выше 150-250oС фракцией и полученную смесь подвергают гидрообработке, а жидкие продукты гидрообработки разделяют путем ректификации с выделением бензиновой фракции, фракций, выкипающих до 250-360oС, и фракций, выкипающих выше 250-350oС.9. The method according to claims 1-7, characterized in that a part of the fraction extracted from the oligomerization products boiling up to 150-250 ° C is mixed with the fraction extracted from the oligomerization products boiling above 150-250 ° C and the resulting mixture is subjected to hydroprocessing, and liquid products hydroprocessing is separated by distillation with the release of a gasoline fraction, fractions, boiling up to 250-360 o C. , and fractions boiling up above 250-350 o C. 10. Способ по пп.1-6, отличающийся тем, что выделенную из продуктов стадии олигомеризации выкипающую до 150-250oС фракцию или ее часть подвергают ректификации с выделением одной или нескольких из следующих фракций: фракции C1-C4, фракции С3-С4, бензиновой фракции, дистиллятной фракции, выкипающей до 250oС, или дохолаживают и разделяют путем сепарации с выделением углеводородов C1-C5 и бензиновой фракции.10. The method according to claims 1-6, characterized in that the fraction extracted from the products of the oligomerization step boiling up to 150-250 ° C is subjected to rectification with the isolation of one or more of the following fractions: fractions C 1 -C 4 , fractions C 3 -C 4 , gasoline fraction, distillate fraction, boiling up to 250 o C, or cools and separated by separation with the release of hydrocarbons C 1 -C 5 and gasoline fraction. 11. Способ по пп.1-6 и 10, отличающийся тем, что в качестве рецикла используют бензиновую фракцию и/или дистиллятную фракцию, выкипающую до 250oС, и/или фракцию С3-С4.11. The method according to claims 1-6 and 10, characterized in that the gasoline fraction and / or the distillate fraction boiling up to 250 ° C and / or the C 3 -C 4 fraction are used as recycling. 12. Способ по пп. 1-6 и 10-11, отличающийся тем, что часть бензиновой фракции и/или выкипающей до 250oС дистиллятной фракции смешивают с выделенной из продуктов олигомеризации фракцией, выкипающей выше 150-250oС, и полученную смесь подвергают гидрообработке, а жидкие продукты гидрообработки разделяют путем ректификации с выделением бензиновой фракции, фракций, выкипающих до 250-360oС, и фракций, выкипающих выше 250-350oС.12. The method according to PP. 1-6 and 10-11, characterized in that part of the gasoline fraction and / or distillate fraction boiling up to 250 ° C is mixed with the fraction boiling above 150-250 ° C isolated from oligomerization products, and the resulting mixture is subjected to hydroprocessing, and liquid products hydroprocessing is separated by distillation with the release of a gasoline fraction, fractions, boiling up to 250-360 o C. , and fractions boiling up above 250-350 o C.
RU2001122730/04A 2001-08-13 2001-08-13 Distillate and lube fractions production process RU2191205C1 (en)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
RU2001122730/04A RU2191205C1 (en) 2001-08-13 2001-08-13 Distillate and lube fractions production process

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
RU2001122730/04A RU2191205C1 (en) 2001-08-13 2001-08-13 Distillate and lube fractions production process

Publications (1)

Publication Number Publication Date
RU2191205C1 true RU2191205C1 (en) 2002-10-20

Family

ID=20252582

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
RU2001122730/04A RU2191205C1 (en) 2001-08-13 2001-08-13 Distillate and lube fractions production process

Country Status (1)

Country Link
RU (1) RU2191205C1 (en)

Cited By (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2291350C1 (en) * 2005-04-22 2007-01-10 Владимир Александрович Глушков Plant for producing gas and liquid fuel from hydrocarbon raw material
EA008568B1 (en) * 2004-12-03 2007-06-29 Закрытое Акционерное Общество «Сибирская Технологическая Компания "Цеосит"» Hydrocarbon raw material conversion process
WO2020212018A1 (en) 2019-04-17 2020-10-22 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Oligomerization process
RU2747866C1 (en) * 2020-06-29 2021-05-17 Общество С Ограниченной Ответственностью "Новые Газовые Технологии-Синтез" (Ооо "Нгт-Синтез") Method for producing gasoline with distribution of oxygenate and two olefin-containing fractions
RU2760550C1 (en) * 2021-04-13 2021-11-29 Общество С Ограниченной Ответственностью "Новые Газовые Технологии-Синтез" (Ооо "Нгт-Синтез") Catalyst and method for its production

Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4456781A (en) * 1983-04-26 1984-06-26 Mobil Oil Corporation Catalytic conversion system for oligomerizing olefinic feedstock to produce heavier hydrocarbons
US4456779A (en) * 1983-04-26 1984-06-26 Mobil Oil Corporation Catalytic conversion of olefins to higher hydrocarbons
US4520215A (en) * 1984-04-16 1985-05-28 Mobil Oil Corporation Catalytic conversion of olefinic Fischer-Tropsch light oil to heavier hydrocarbons
US4879428A (en) * 1988-03-03 1989-11-07 Harandi Mohsen N Upgrading lower olefins
RU2112013C1 (en) * 1996-09-02 1998-05-27 Акционерное общество "Нижнекамскнефтехим" Method of high-octane gasoline producing
RU2135547C1 (en) * 1998-03-31 1999-08-27 Фалькевич Генрих Семенович Lower olefin oligomerization process
EP0989106A1 (en) * 1995-12-15 2000-03-29 Uop Llc Improved process for saturated oligomer production

Patent Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4456781A (en) * 1983-04-26 1984-06-26 Mobil Oil Corporation Catalytic conversion system for oligomerizing olefinic feedstock to produce heavier hydrocarbons
US4456779A (en) * 1983-04-26 1984-06-26 Mobil Oil Corporation Catalytic conversion of olefins to higher hydrocarbons
US4520215A (en) * 1984-04-16 1985-05-28 Mobil Oil Corporation Catalytic conversion of olefinic Fischer-Tropsch light oil to heavier hydrocarbons
US4879428A (en) * 1988-03-03 1989-11-07 Harandi Mohsen N Upgrading lower olefins
EP0989106A1 (en) * 1995-12-15 2000-03-29 Uop Llc Improved process for saturated oligomer production
RU2112013C1 (en) * 1996-09-02 1998-05-27 Акционерное общество "Нижнекамскнефтехим" Method of high-octane gasoline producing
RU2135547C1 (en) * 1998-03-31 1999-08-27 Фалькевич Генрих Семенович Lower olefin oligomerization process

Cited By (8)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
EA008568B1 (en) * 2004-12-03 2007-06-29 Закрытое Акционерное Общество «Сибирская Технологическая Компания "Цеосит"» Hydrocarbon raw material conversion process
RU2304608C2 (en) * 2004-12-03 2007-08-20 Закрытое Акционерное Общество "Сибирская Технологическая Компания "Цеосит" Hydrocarbon feedstock processing method (options)
RU2291350C1 (en) * 2005-04-22 2007-01-10 Владимир Александрович Глушков Plant for producing gas and liquid fuel from hydrocarbon raw material
WO2020212018A1 (en) 2019-04-17 2020-10-22 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Oligomerization process
US11873263B2 (en) 2019-04-17 2024-01-16 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Oligomerization process
RU2747866C1 (en) * 2020-06-29 2021-05-17 Общество С Ограниченной Ответственностью "Новые Газовые Технологии-Синтез" (Ооо "Нгт-Синтез") Method for producing gasoline with distribution of oxygenate and two olefin-containing fractions
WO2022005333A1 (en) * 2020-06-29 2022-01-06 Общество С Ограниченной Ответственностью "Новые Газовые Технологии-Синтез" Method for increasing the yield of a liquid hydrocarbon product
RU2760550C1 (en) * 2021-04-13 2021-11-29 Общество С Ограниченной Ответственностью "Новые Газовые Технологии-Синтез" (Ооо "Нгт-Синтез") Catalyst and method for its production

Similar Documents

Publication Publication Date Title
AU614834B2 (en) Alkanes and alkenes conversion to high octane gasoline
US4831203A (en) Integrated production of gasoline from light olefins in a fluid cracking process plant
EP0217487B1 (en) Multi-bed hydrodewaxing process
EP0145234B1 (en) Multistage process and apparatus for converting oxygenates into hydrocarbons
CA1248477A (en) Production of lubricant and/or heavy distillate range hydrocarbons by light olefin upgrading
US4859308A (en) Two-stage process for conversion of alkanes to gasoline
DE3872531T2 (en)
US5034565A (en) Production of gasoline from light olefins in a fluidized catalyst reactor system
DE3879401T2 (en) METHOD FOR PRODUCING HYDROCARBONS FROM OLEFINS IN A REACTOR SERIES.
US4504693A (en) Catalytic conversion of olefins to heavier hydrocarbons
GB2171717A (en) Production of middle distillate range hydrocarbons
CN107075385A (en) Ethylene raw is converted into the system and method for hydrocarbon fuel
CN107148461A (en) Ethylene raw is converted into the system and method for hydrocarbon fuel
NZ207608A (en) Catalytic conversion of olefins to higher hydrocarbons
JPH01210496A (en) Production of heavy hydrocarbons from light olefins in multistage catalytic reactor
US7579513B2 (en) Method for the direct conversion of a charge containing olefins comprising a minimum of four or five carbon atoms, for producing propylene
CA1205094A (en) Process for the conversion of alcohols into petrochemicals
US4831204A (en) Production of gasoline from light olefins with FCC gas plant improvement by olefin upgrading
RU2417249C1 (en) Procedure for production of high-octane benzine or aromatic hydrocarbons
WO2016144740A1 (en) Integrated process for converting light paraffins to gasoline and distillate
AU661863B2 (en) Hydrocarbon upgrading process
RU2191205C1 (en) Distillate and lube fractions production process
US20070185359A1 (en) Gasoline production by olefin polymerization
RU2191204C1 (en) Method of processing olefin-containing feedstock
RU2208624C2 (en) Method for production of high-antiknock gasoline fractions and aromatic hydrocarbons (options)

Legal Events

Date Code Title Description
MM4A The patent is invalid due to non-payment of fees

Effective date: 20050814