太阳城集团

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用于提高烯烃重量的方法和设备.pdf

摘要
申请专利号:

CN201410148939.2

申请日:

2011.03.29

公开号:

CN103951539A

公开日:

2014.07.30

当前法律状态:

授权

有效性:

有权

法律详情: 授权|||实质审查的生效IPC(主分类):C07C 2/66申请日:20110329|||公开
IPC分类号: C07C2/66; C07C2/00; C07C7/163; C07C7/177; C07C7/04; C10G11/18 主分类号: C07C2/66
申请人: 环球油品公司
发明人: J·J·达席尔瓦费雷拉阿尔维斯; J·E·雷科斯凯; C·P·尼古拉斯
地址: 美国伊利诺伊
优先权: 2010.03.31 US 12/751,658; 2010.03.31 US 12/751,623
专利代理机构: 北京市中咨律师事务所 11247 代理人: 唐秀玲;林柏楠
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法律状态
申请(专利)号:

CN201410148939.2

授权太阳城集团号:

||||||

法律状态太阳城集团日:

2016.02.24|||2014.08.27|||2014.07.30

法律状态类型:

授权|||实质审查的生效|||公开

摘要

太阳城集团所述方法和设备将FCC烯烃转化成较重化合物。较重化合物更容易与未转化的链烷烃分离。较重化合物可再循环至FCC单元或输送至分开的FCC单元中。合适的转化区为低聚和芳烃烷基化区。

权利要求书

权利要求书
1.  用于将烯烃转化成更大化合物以制备FCC进料的设备,其包括:用于将包含富C3顶部料流的顶部料流与富C5底部料流分离的工艺分馏塔;
与所述工艺分馏塔的底部管线连通、用于将所述富C5底部料流中的烯烃用芳烃烷基化的芳烃烷基化反应器;
与所述芳烃烷基化反应器连通、用于将烷基芳烃与来自所述富C5底部料流的未反应化合物分离的产物塔;和
与所述产物塔的底部管线连通的FCC反应器。

2.  根据权利要求1的设备,其进一步包括与所述工艺分馏塔的顶部管线连通、用于将包含富C3顶部料流的LPG顶部料流与富C4LPG底部料流分离的LPG分流塔。

3.  用于将烯烃转化成更大化合物以制备FCC进料的设备,其包括:用于将包含富C3顶部料流的顶部料流与富C5底部料流分离的工艺分馏塔;
与所述工艺分馏塔的底部管线连通、用于将C5-C7烯烃转化成更大分子量C5-C7衍生化合物的第一转化区;
与所述工艺分馏塔的顶部管线连通、用于将C4烯烃转化成更大分子量C4衍生化合物的第二转化区;
与所述第一转化区连通、用于将C5-C7衍生化合物与未反应化合物分离的产物分流塔;和
与所述产物分流塔的底部管线连通的FCC反应器。

说明书

说明书用于提高烯烃重量的方法和设备
本申请是申请号为201180015077.0的发明专利申请的分案申请,原申请的申请日为2011年3月29日,发明名称为:用于提高烯烃重量的方法和设备。
较早国家申请的优先权要求
本申请要求2010年3月31日提交的美国申请Nos.12/751,623和12/751,658的优先权。
发明背景
本发明的发明领域是用于将与链烷烃混合的烯烃转化成较高分子量化合物以容易与未转化链烷烃分离的方法和设备。
流化床催化裂化(FCC)为通过使较重烃在流化床反应区中与催化颗粒材料接触而实现的催化烃转化方法。与加氢裂化相比,催化裂化中的反应在不存在大量加入的氢气或氢气消耗下进行。当裂化反应进行时,大量的称为焦炭的高含碳材料沉积在催化剂上以提供焦化的催化剂或废催化剂。气态较轻产物在反应容器中与废催化剂分离。可使废催化剂经受惰性气体如蒸汽的汽提以从废催化剂中汽提出夹带的含碳气体。在再生区内用氧气的高温再生将焦炭从可以已汽提的废催化剂中烧掉。各种产物可由这种方法产生,包括石脑油产物和/或轻质产物如丙烯和/或乙烯。
在这类方法中,可使用单反应器或双反应器。尽管使用双反应器设备可能导致额外的资本成本,但可操作一个反应器以适应条件以使产物如轻质烯烃,包括丙烯和/或乙烯最大化。
通常有利的是可使一个反应器中的产物收率最大化。另外,可能希望使一个反应器的产物产量最大化,所述产物可再循环返回另一反应器中以产生所需产物如丙烯。C4-C7
C4-C7烯烃的裂化产生高丙烯收率。富C C4-C7料流再循环回FCC反 应器中可用于进一步提高丙烯产量。然而,该再循环导致再循环料流中更耐熔链烷烃的富集并要求显著的清洗或大的再循环流速。对具有这种宽范围沸点的料流而言,不存在将烯烃与链烷烃分离的简单方法。
烯烃在非均相催化剂作用下低聚成较重烯烃以制备发动机燃料是已知的技术。还已知在均相酸催化剂下用链烷烃将烯烃烷基化以制备发动机燃料。还已知通常在非均相催化剂作用下用苯和其它芳族组分烷基化以制备石油化工原料,包括清净剂前体。
需要容易地将产物流中的烯烃与链烷烃分离。
发明概述
在示例性实施方案中,本发明涉及将烯烃转化成更大化合物的方法。使C4烯烃和链烷烃及C5-C7烯烃和链烷烃进入转化区中以通过用芳烃将C5-C7烯烃烷基化而将C4烯烃转化成更大分子量C4衍生化合物和将C5-C7烯烃转化成更大分子量C5-C7衍生化合物。将C4衍生化合物与C4烯烃和链烷烃分离,并将C5-C7衍生化合物与C5-C7烯烃和链烷烃分离。最后,将C4衍生化合物和C5-C7衍生化合物供入FCC反应器中。
在另一示例性实施方案中,本发明涉及将烯烃转化成更大化合物的方法。使C5-C7烯烃和链烷烃的第一料流进入第一转化区中以将C5-C7烯烃转化成更大分子量C5-C7衍生化合物。使C4烯烃和链烷烃的第二料流进入第二转化区中以将C4烯烃转化成更大分子量C4衍生化合物。将C4衍生化合物与C4烯烃和链烷烃分离,并将C5-C7衍生化合物与C5-C7烯烃和链烷烃分离。最后,将C4衍生化合物和C5-C7衍生化合物供入FCC反应器中。
在另一示例性实施方案中,本发明涉及将烯烃转化成更大化合物的方法。使裂化催化剂与烃进料流接触以将烃裂化成具有较低分子量的裂化产物烃并使焦炭沉积于裂化催化剂上以提供焦化裂化催化剂。将焦化裂化催化剂与裂化产物分离。将焦化裂化催化剂上的焦炭与氧气燃烧以产生裂化催化剂。裂化产物在主分馏塔中分离。将至少一部分来自主分馏塔的顶部料流压缩以提供压缩顶部料流。将液流从压缩顶部料流中分离并将至少一部分液流脱丙烷以提供烯烃和链烷烃的C4-C7料流。将C4-C7烯烃和链 烷烃的料流供入转化区中以将C4-C7烯烃转化成更大分子量C4-C7衍生化合物。
在一个实施方案中,本发明涉及用于将烯烃转化成更高分子量化合物以制备FCC进料的设备。该设备包括用于将包含富C3顶部料流的顶部料流与富C5底部料流分离的工艺分馏塔。芳烃烷基化反应器与工艺分馏塔的底部管线连通以将富C5底部料流中的烯烃用芳烃烷基化。产物塔与芳烃烷基化反应器连通以将烷基芳烃从来自富C5底部料流的未反应化合物中分离。最后,FCC反应器与产物塔的底部管线连通。
在另一实施方案中,本发明涉及用于将烯烃转化成更大化合物以制备FCC进料的设备。该设备包括用于将包含富C3顶部料流的顶部料流与富C5底部料流分离的工艺分馏塔。第一转化区与工艺分馏塔的底部管线连通以将C5-C7烯烃转化成更大分子量C5-C7衍生化合物。第二转化区与工艺分馏塔的顶部管线连通以将C4烯烃转化成更大分子量C4衍生化合物。产物分离塔与第一转化区连通以将C5-C7衍生化合物从未反应化合物中分离。最后,FCC反应器与产物分离塔的底部管线连通。
在又一实施方案中,本发明涉及用于将FCC烯烃转化成更大化合物的设备。该设备包括用于使裂化催化剂与烃进料流接触以将烃裂化成具有较低分子量的裂化产物烃并使焦炭沉积于裂化催化剂上以提供焦化裂化催化剂的流化催化裂化反应器。催化剂再生器将焦化裂化催化剂上的焦炭与氧燃烧以使裂化催化剂再生。主分馏塔与流化催化裂化反应器连通以分离裂化产物。压缩机与主分馏塔的顶部管线连通以压缩至少一部分来自主分馏塔的顶部料流。接收器与压缩机连通以将液流从压缩顶部料流中分离。工艺分馏塔与接收器连通以将至少一部分液流脱丙烷。转化区与工艺分馏塔连通以将C4-C7烯烃转化成更大分子量C4-C7衍生化合物。
本发明的其它特征和优点由本文提供的发明详述、附图和权利要求书获悉。
附图简述
图1为FCC装置和FCC产物回收段的示意图。
图2为FCC装置和FCC产物回收段的可选示意图。
图3为FCC装置和FCC产物回收段的另一可选示意图。
图4为低聚转化区的示意图。
图5为芳烃烷基化转化区的可选示意图。
定义
术语“连通”意指材料在操作上容许在所列组件之间流动。
术语“下游连通”意指至少一部分流入下游连通对象中的材料可在操作上从它连通的对象流出。
术语“上游连通”意指至少一部分从上游连通对象流出的材料可在操作上流入它连通的对象中。
术语“塔”意指蒸馏塔或用于分离一种或多种具有不同挥发度的组分的塔,其可具有在底部的再沸器且在顶部的冷凝器。除非另外指出,各塔包括在塔顶部的冷凝器以冷凝并使一部分顶部料流回流回塔的顶部和在塔底部的再沸器以气化并将一部分底部料流送回塔的底部。可将塔的进料预热。顶部压力为塔出口处顶部蒸气的压力。底部温度为液体底部出口温度。顶部管线和底部管线指从回流或再沸下游的塔至该塔的净管线。
如本文所用,术语“富组分料流”意指来自分离容器的富料流具有比分离容器的进料更大的组分浓度。
如本文所用,术语“贫组分料流”意指来自分离容器的贫料流具有比分离容器的进料更小的组分浓度。
发明详述
我们发现将烯烃与来自含有C4和较重产物,优选C4-C7产物的FCC产物流的链烷烃分离并使烯烃再循环至主FCC反应器或分开的FCC反应器中的简单方法。FCC产物回收段可具有单个主分馏塔和单个气体装置。本发明包括反应区,在其中将烯烃转化成不同的化学物种,使得它们更容易地与惰性链烷烃分离。转化并分离的烯烃衍生物然后可再循环回主FCC反应器或分开的FCC反应器中。
现在转向图1,其中类似的数字表示类似的组件,图1阐明精炼全套设备6,其一般包括FCC装置段10和产物回收段90。FCC装置段10包括反应器12和催化剂再生器14。工艺变量通常包括400-600℃的裂化反应 温度和500-900℃的催化剂再生温度。裂化和再生均在506kPa(72.5psia)以下的绝对压力下进行。
图1显示典型的FCC反应器12,其中使通过分配器16供入的重质烃进料或原料油料流与由再生催化剂竖管18进入的再生裂化催化剂接触。该接触可在向上延伸至反应容器22底部的窄提升管20中进行。进料和催化剂的接触通过来自流化管线24的气体流化。在实施方案中,来自催化剂的热将烃进料或油气化,其后当二者随着提升管20向上输送至反应容器22中时,烃进料在催化剂的存在下裂化成较轻分子量烃产物。提升管20中发生不可避免的副反应,留下焦炭沉积物在催化剂上,这降低了催化剂活性。其后使用旋风分离器将裂化轻质烃产物与焦化裂化催化剂分离,所述旋风分离器可包括初级分离器26和在反应容器22中的一个或两个旋风器28阶段。气态裂化产物通过产物出口31离开反应容器22至管线32中以输送至下游产物回收段90中。废催化剂或焦化催化剂需要再生以进一步使用。焦化裂化催化剂在与气体产物烃分离以后落入汽提段34中,将蒸汽通过喷嘴注入那里以清除任何残余烃蒸气。在汽提操作以后,焦化催化剂通过废催化剂竖管36输送至催化剂再生器14中。任选废催化剂管56以通过控制阀调节的速率将废催化剂从汽提段34通过废催化剂入口输送至反应器提升管12中。
图1描绘了称为燃烧器的再生器14。然而,其它类型的再生器是合适的。在催化剂再生器14中,将含氧气的气体如空气的料流通过空气分配器38引入以接触焦化的催化剂。焦炭从焦化的催化剂中燃烧以提供再生催化剂和烟道气。催化剂再生方法将实质量的热加入催化剂中,提供能量以补偿反应器提升管20中发生的吸热裂化反应。催化剂和空气一起沿着位于催化剂再生器14内的燃烧器提升管40向上流动,并在再生以后首先通过分离器42排出而分离。离开分离器42的再生催化剂和烟道气的另外回收分别使用催化剂再生器14内的第一和第二阶段旋风分离器44、46实现。与烟道气分离的催化剂通过浸入管从旋风分离器44、46分配,同时相对更贫含催化剂的烟道气顺序地离开旋风分离器44、46,并通过烟道气出口47在烟道气管线48中离开再生容器14。再生催化剂通过再生催化剂立管18 输送回提升管20中。由于焦炭燃烧,在管线48中在催化剂再生器14顶部离开的烟道气蒸气含有CO、CO2、N2和H2O,以及较少量其它物种。热烟道气通过烟道气出口47在管线48中离开再生器14以进一步加工。
FCC产物回收段90经由管线32与产物出口31下游连通。在产物回收段90中,将管线32中的气态FCC产物送入FCC主分馏塔92的下部。主分馏塔92也与产物出口31下游连通。可将FCC产物的几种馏分分离并从主分馏塔中取出,包括在管线93中来自底部的重油浆、管线94中的重循环油料流、在管线95中从出口95a取出的轻循环油和在管线96中从出口96a取出的重石脑油料流。可将任何或所有管线93-96冷却并泵送回主分馏塔92中以通常在较高位置处冷却主分馏塔。汽油和气态轻质烃在顶部管线97中从主分馏塔92中回收并在进入主塔接收器99中以前冷凝。主塔接收器99与产物出口31下游连通。
将含水料流从接收器99中的进料斗中除去。此外,冷凝的轻石脑油料流在底部管线101中取出,同时顶部料流在管线102中取出。一部分管线101回流回接近主分馏塔92的顶部,所以主分馏塔92与主塔接收器99上游连通。管线102中的顶部料流含有可能包含稀乙烯料流的气态轻质烃。管线101和102中的料流可进入产物回收段90的气体回收段120中。
气体回收段120显示为吸收基系统,但可使用任何气体回收系统,包括冷箱系统。为得到轻气体组分的充分分离,将管线102中的气流在压缩机104中压缩。可使用多于一个压缩机阶段,通常使用二级压缩和合适地三级压缩以将管线102中的气态顶部料流压缩至1.2-3.4MPa(表压)(180-500psig)以提供压缩的第一FCC产物流。
管线106中的压缩轻质气态烃料流可与管线107和108中的料流汇集,冷却并输送至高压接收器110中。可将来自接收器110的含水料流送入主塔接收器99中。在高压接收器中,顶部管线112中的压缩蒸气流与底部管线124中的液流分离。将管线112中来自高压接收器110顶部的气态烃料流送入初级吸收塔114的下端。在初级吸收塔114中,气态烃料流与来自主塔接收器99的在底部管线101中送入初级吸收塔114上端的不稳定汽油接触,以进行C3+与C2-烃之间的分离。该分离通过在底部管线101的进 料点以上供入来自管线135的稳定汽油而进一步改进。初级吸收塔114经由管线106和112与主塔接收器的顶部管线102和主塔接收器99的底部管线101下游连通。管线107中的液体富C3+底部料流在冷却以前返回管线106中。管线116中来自初级吸收塔114的初级废气流可送入第二吸收塔118的下端。第二吸收塔与初级吸收塔114下游连通。在管线121中从管线95输送至第二吸收塔118上端的轻循环油的循环料流吸收大多数C5+材料和一些C3-C4材料。第二吸收塔118与主分馏塔92和初级吸收塔114下游连通。底部管线119中来自第二吸收塔底部的更富含C3+材料的轻循环油经由管线95的泵循环返回主分馏塔92中。主分馏塔92经由底部管线119与第二吸收塔下游连通。包含主要C2-烃的干气的第二吸收塔118的顶部产物(其中硫化氢、氨、碳氧化物和氢气在管线122中以第二废气流除去)可进一步加工。吸收塔114和118均不具有冷凝器或再沸器,但可使用泵循环冷却回路。
将来自高压接收器的液体在管线124中送入汽提塔126中以分馏。汽提塔126经由底部管线124与接收器110下游连通。大多数C2-在汽提塔126顶部除去并经由顶部管线108返回管线106中。在一方面,将来自汽提塔126的液体底部料流经由管线128送入工艺分馏塔130中。汽提塔126不具有冷凝器,但接受管线124中的冷却液体进料。
工艺分馏塔130将管线132中的富C3顶部料流与底部管线134中的富C5-、C6-和/或C7-底部料流分离。顶部管线132中来自工艺分馏塔130的顶部料流可包含C3烯烃和链烷烃,优选包含C3和C4烯烃和链烷烃。底部管线134中的底部料流可包含C5烯烃和链烷烃,优选包含C5、C6和/或C7烯烃和链烷烃,下文称为C5-C7烯烃和链烷烃。管线134中的底部料流还可含有C5+环烷烃和C6+芳烃以及较重石脑油组分。
理想的是将C4-C7烯烃送入FCC反应器12或分开的FCC反应器(未显示)中,以进一步产生轻质烯烃。然而链烷烃和烯烃的C4-C7料流再循环至FCC反应器12中会产生惰性链烷烃的建立。对石脑油范围内的所有碳数而言,将链烷烃与烯烃分离会是困难的。本发明提出将烯烃转化成较重化合物,所以它们可容易地与未转化的较轻链烷烃分离。
在实施方案中,可将顶部管线132中的C3和/或C4烯烃和链烷烃的混合料流输送至LPG分流塔140中。LPG分流塔140与工艺分馏塔130的顶部管线132下游连通。可进一步处理在LPG分流塔140的顶部管线142中分离的C3烯烃和链烷烃的料流以回收丙烯。C4烯烃和链烷烃的底部料流可在底部管线144中分离。
底部管线134中的一部分稳定汽油可在管线135中在管线101和112的入口处以上再循环至初级吸收塔顶部以改进C3+的回收。在一个实施方案中,来自脱丁烷塔的净底部料流136可在石脑油分流塔150中分馏。C6+、C7+或更优选C8+重石脑油料流可在底部管线152中回收以进一步加工和/或储存。包含C5、C5-C6或更优选C5-C7烯烃和链烷烃以及环烷烃和芳烃的顶部料流在管线154中提供。
在一个实施方案中,可将包含C5-C7烯烃和链烷烃的顶部料流154供入与石脑油分流塔150的顶部管线154和工艺分馏塔130的底部管线134下游连通并可包含C5-C7转化区的第一转化区160中。任何、一些或所有C5-C7烯烃可在第一转化区中转化成更大分子量C5-C7衍生化合物。可在第一转化区160中进行的合适反应包括低聚和芳烃烷基化。可包含C5-C7衍生产物的第一产物在管线162中离开第一转化区。
可将底部管线144中的C4烯烃和链烷烃的底部料流输送至与LPG分流塔140的底部管线144和工艺分馏塔130的顶部管线132下游连通的第二转化区170中。第二转化区可以为C4转化区。C4烯烃可在第二转化区中转化成更大分子量C4衍生化合物。可在第二转化区170中进行的合适反应包括低聚和芳烃烷基化。可包含C4衍生产物的第二产物在管线172中离开第二转化区。各个第一和第二转化区160和170中可进行相同的方法或不同的方法。在图1中,管线162中的第一转化流出物与管线172中的第二转化流出物汇集并进入稳定塔180中。两个管线162和172可分别或共同进入稳定塔180中。另外,管线172中的料流可被冷却并分离,在这种情况下,蒸气可在可以以管线162进入或不进入的液体进料以上进入塔180中。稳定塔180可与第一和第二转化区160和170下游连通。
可将三种料流分馏并从稳定塔180中取出。管线182中包含可被回收的C3-材料的顶部气流进入气体装置中或送入燃料气体中。可将管线184中的C4链烷烃侧馏分料流回收或在LPG处理段中或在低聚区中进一步加工,如下文所解释。管线186中包含较重C4和C5-C7衍生化合物的底部料流可进入产物分流塔190中。
产物分流塔分别与可以为低聚或烷基化反应器的第一和第二转化区160和170和稳定塔180的底部管线186下游连通。作为选择,管线162可不进入稳定塔180中,而是绕过它至产物分流塔190中,在这种情况下,管线172独立地进入稳定塔中。产物分流塔可提供两种料流。可将管线192中包含C5-C7未转化材料的顶部料流回收以进一步加工,例如在石脑油加氢处理器中进一步加工,以除去硫,送入汽油池中或用于如下文所述烷基化区中。管线194中包含具有较高分子量的C4和C5-C7衍生化合物如烷基芳烃或低聚物的一部分或所有底部料流可作为进料再循环至FCC反应器12中。图1显示在管线194中随着管线16中的初级进料进入的再循环料流,但它可在不同的位置处进入提升管20中。根据一个方面,FCC反应器12与产物分流塔190的底部管线194下游连通。管线194中的底部馏分可返回FCC反应器12或不同的FCC反应器中以另外裂化以提高轻质烯烃的收率。
图2显示图1的可选实施方案。图2中仅显示一个转化区160’。图2中相当于但不同于图1中的元件的元件用具有撇号(‘)的参考数字表示。图2中的所有其它件与图1中相同。
在一方面,管线128中来自汽提塔126的液体底部料流(其包含底部管线124中的一部分液体料流)被送入工艺分馏塔130’中。工艺分馏塔130’可经由底部管线128与汽提塔126下游连通。工艺分馏塔130’可包含脱丙烷塔,其可将管线132中的富C3顶部料流与管线134’中的富C4和/或富C5底部料流分离。管线132’中来自工艺分馏塔的顶部料流可包含包含烯烃和链烷烃的C3产物,而管线134’中的底部料流包含C4、C5、C6和/或C7,下文称为包含烯烃和链烷烃的C4-C7料流。管线134’中的底部料流还可含有C5+环烷烃和C6+芳烃以及较重石脑油组分。
底部管线134’中的一部分石脑油可在管线135中再循环至初级吸收塔顶部(在管线101和102的入口以上)以改进C3+的回收率。在一个实施方案中,来自脱丙烷塔的净底部料流136可在石脑油分流塔150中分馏。C5+、C6+、C7+或优选C8+重石脑油料流在底部管线152中回收以进一步加工和/或储存。包含C4、C4-C5、C4-C6或更优选C4-C7烯烃和链烷烃以及环烷烃和芳烃的顶部料流在管线154’中提供。
在一个实施方案中,可将顶部料流154’供入与工艺分馏塔130’的底部管线134’下游连通并可包含C4-C7转化区的第一转化区160’中。任何、一些或所有C4-C7烯烃可在第一转化区中转化成更大分子量C4-C7衍生化合物。可在第一转化区160’中进行的合适反应可包括低聚和芳烃烷基化。包含C4-C7衍生产物的第一产物在管线162’中离开第一转化区并进入稳定塔180中,并可如图1中加工以将C4-C7衍生产物送入中FCC反应器。
图3显示图1和2的可选实施方案。图3中仅显示一个转化区160’’。图3中相当于但不同于图1中的元件的元件用具有双撇号(’’)的参考数字表示。图3中的所有其它件与图1中相同。
可将底部管线144’’中的C4烯烃和链烷烃的底部料流输送至与LPG分流塔140’’的底部管线144’’、工艺分馏塔130的顶部管线132、工艺分馏塔130的底部管线134和石脑油分流塔150的顶部管线154’’下游连通的第一转化区160’’中。底部管线144’’可接合顶部管线154’’或单独地进入第一转化区160’’中。
第一转化区160’’可包含C4-C7转化区,其中可将任何、一些或所有C4-C7烯烃在第一转化区中转化成更大分子量C4-C7衍生化合物。可在第一转化区160’’中进行的合适反应可包括低聚和芳烃烷基化。可包含C4-C7衍生产物的第一产物在管线162’’中离开第一转化区并进入稳定塔180中,并可如图1加工以将C4-C7衍生产物送入FCC反应器中。
第一和/或第二转化区可包含图4中例示的低聚反应器200。低聚反应器200可与图1和3的LPG分流塔140的底部管线144、144’’下游连通。相同或分开的低聚反应器200可与图1和2的工艺分馏塔130、130’的底部管线134、134’和/或石脑油分流塔150的顶部管线154、154’下游连通。 在一个实施方案中,管线144、144’’、154或154’中的底部产物中的二烯烃可在管线202中输送以首先在选择性加氢区206中与选择性加氢催化剂反应,以使二烯烃选择性饱和而不使它们完全饱和成链烷烃。操作选择性加氢方法的合适条件例如描述于US6,166,279和US6,075,173中。这类条件包括使管线202中液相的烯烃和链烷烃料流和来自管线208的氢气在20-200℃(68-392℉)的温度、689-3447kPa(g)(100-500psig)的压力和0.5-10hr-1的空速下以0.5-5摩尔氢气/摩尔二烯烃的摩尔比通过包含沉积于载体如氧化铝上的至少一种选自镍、钯和铂的金属的催化剂。可使用两个或更多个反应区,但仅显示一个。各反应区可以0-20的再循环料流:新鲜烯烃进料流之比使用至反应器入口的反应器流出物的再循环料流(未显示)。这种方法的残余二烯烃含量取决于操作的严格,可以为1-100wppm。
管线210中的来自选择性加氢反应器的流出物(其中二烯烃浓度小于管线202中的)可与管线212中的0、一种、一些或所有链烷烃稀释剂(可以为图1或2的管线184中的一部分链烷烃料流)、管线214中的选择性改性剂和管线216中的流出物再循环料流混合,然后在管线218中供入低聚反应器200中。在低聚反应器200中,来自管线144的C4烯烃、来自管线154的C5-C7烯烃或来自管线154’或154’’的C4-C7烯烃与低聚催化剂在低聚条件下接触以将烯烃低聚以产生较重烯烃。低聚反应器显示为下流反应器,但上流反应器也可以是合适的。
低聚方法操作的条件包括使烯烃液体经过催化剂如SPA或磺酸离子交换树脂如Amberlyst A-15、A-35、A-16、A-36、Dowex50等的固定床。可使用数种方法限制较高低聚物的形成。这些包括当使用SPA催化剂时,将管线212中的链烷烃稀释剂加入低聚反应器中,当使用树脂催化剂时,将管线216中的一部分低聚反应器流出物再循环至低聚反应器200中并将0.1-3.0重量%氧化选择性改进剂在管线214中加入低聚反应器中。避免重质烯烃产生不是关键的。因此,可省去管线212-216中的一种或所有料流。
当使用SPA催化剂时,适用的优选操作条件不同于使用离子交换树脂催化剂时的那些。用SPA催化剂操作的优选温度为40-260℃,更通常为75-230℃,而用离子交换树脂催化剂操作的优选温度为0-200℃,更通常为 40-150℃。用SPA催化剂操作的优选压力为689-8274kPa(g)(100-1200psig),更通常为1379-6895kPa(g)(200-1000psig),而用离子树脂催化剂操作的优选压力为345-3447kPa(g)(50-500psig),更通常为1379-2413kPa(g)(200-350psig)。这些压力可保持在该范围的下端,所以不需要另外的压缩机将压力增加至选择性加氢处理反应器206所需的系统压力以上。取决于低聚反应器进料的性能如烯烃含量和类型,用SPA催化剂操作的优选空速范围为0.5-5hr-1,对用离子交换树脂催化剂操作而言为0.3-20hr-1。其它催化剂可以是合适的。
将低聚反应器产物通过流出物管线220从低聚反应器200中取出。一部分低聚反应器流出物可通过再循环管线216再循环至低聚反应器中以控制放热量。第二部分低聚反应器产物通过工艺管线222进入闪蒸槽226中,在其中提供未反应的蒸气流和富含低聚产物的液流。未反应的蒸气料流在蒸气管线228中离开闪蒸槽226以进一步加工。管线228中的一部分蒸气流可在冷凝和压缩以后通过管线230再循环至低聚反应器200中。管线232中的富低聚产物流从闪蒸槽226的底部取出。管线234中用于从管线228中的未反应的蒸气流中除去链烷烃的清洗料流加入管线232中以提供管线236,其变为管线162、162’或172。
在另一实施方案中,第一和/或第二转化区可以为如图5所例示的芳烃烷基化反应器300。芳烃烷基化反应器300可与图1和3的LPG分流塔140的底部管线144、144’’下游连通。相同或分开的芳烃烷基化反应器300可与图1和2的工艺分馏塔130、130’的底部管线134、134’和/或石脑油分流塔150的顶部管线154、154’下游连通。在一个实施方案中,可在管线302中输送管线144、144’’或顶部管线154、154’中的底部料流中的二烯烃以首先在选择性加氢区306中与选择性加氢催化剂反应,以使二烯烃选择性饱和而不使它们完全饱和成链烷烃。太阳城集团图4描述了操作选择性加氢方法的合适条件。氢气从管线308进入反应器306中。
将管线310中来自选择性加氢反应器306的包含烯烃和链烷烃的料流注入烷基化反应器300中。在一方面,可使用在管线310上的干燥器(未显示)以将水除去至可能影响催化剂的低浓度。还预期其它保护床以除去催化 剂毒物。尽管在烷基化反应器300中还发生烷基转移反应,但烷基化反应是主要的。烷基化反应器显示为相对于芳族料流的上流反应器,但下流反应器也可以是合适的。将管线310中烯烃和链烷烃的料流在分别进入催化剂床332、334和336中以前在通向床前空间322、324和326的数个管线312、314和316中注入烷基化反应器300中。催化剂床332、334和336含有烷基化催化剂以将芳烃和烯烃烷基化以产生烷基苯。将管线340中的芳族进料流供入烷基化反应器300中,在那里将它与床前空间326中来自管线316的烯烃和链烷烃混合并一起进入催化剂床336中。管线340中的芳族进料流可与图1、2或3的管线192下游连通或可至少部分来自优选在加氢处理以后衍生自来自蒸汽裂化装置的热解汽油的外部料流。预期其它芳族料流来源。
催化剂床336的流出物与床前空间324中来自管线314的新鲜烯烃和链烷烃混合并一起进入催化剂床334中。催化剂床334的流出物与床前空间322中来自管线312的新鲜烯烃和链烷烃混合并一起进入催化剂床332中。对烷基化反应器300中的大量床,重复该方法。尽管烷基化反应器300中显示的是三个催化剂床,但更多或更少的床和另外的反应器可以是合适的。烷基化反应器300的烷基化流出物在流出物管线342中输送。换热器344可将管线342中的流出物冷却至理想温度。烷基化反应器流出物料流可通过经过压力控制阀减压或通过经过泵加压,其二者均未显示。输送烷基化产物和未反应的链烷烃的流出物管线342变为管线162、162’、162’’或172。
苯是目前为止可烷基化的芳族化合物的最重要代表,其可用作管线340中的烷基化基质。芳族进料流可包含5-99.9摩尔%苯。更一般地,芳族化合物可选自苯、萘、蒽、菲及其取代衍生物。发现可烷基化芳族化合物的芳族核上的最重要的取代基类别为含有1-20个碳原子的单-或多烷基结构部分。其它重要的取代基为羟基结构部分和烷氧基结构部分,其烷基也含有1-20个碳原子。
多种催化剂可用于烷基化反应区中。用于本发明中的优选催化剂为沸石型催化剂。本发明催化剂通常与耐熔无机氧化物粘合剂组合使用。优选 的粘合剂为氧化铝或二氧化硅。合适的沸石包括沸石β、ZSM-5、PSH-3、MCM-22、MCM-36、MCM-49和MCM-56。沸石β描述于US5,723,710中。优选的烷基化催化剂为UZM-8。具有FAU结构的催化剂是合适的。沸石以催化剂的至少50重量%的量,更优选以催化剂的至少60重量%的量存在。然而,如果将沸石提供在层状球上或在增强表面上,则可能需要小得多的沸石浓度。
进行烷基化的具体条件取决于所用芳族化合物和烯烃。由于反应在至少部分液相条件下进行,可调整反应压力以保持烯烃至少部分地为液相。气相的烯烃进料也可以是合适的。对较高级烯烃而言,反应可在自生压力下进行。压力可以在101-13172kPa(表压)(1-1900psig)的宽范围内变化。作为一种实践,压力正常在1379-6985kPa(表压)(200-1000psig)范围内,但通常在2069-4137kPa(表压)(300-600psig)范围内。适于用C4-C7范围的烯烃将可烷基化芳族化合物烷基化的温度范围为60-400℃,最通常的温度范围为90-250℃。反应物一般以足以获得0.2-50hr-1,尤其是0.5-10hr-1的液时空速的质量流速通过烷基化区。可烷基化芳族化合物与烯烃的比应为1:1且高达20:1,2.0-1.0的比是优选的。
没有进一步描述,相信本领域技术人员可使用先前的描述,最完整程度地使用本发明。因此,前述优选的具体实施方案应理解为仅是说明性的,且不以任何方式限制公开内容的其余部分。
在前文中,除非另有指出,所有温度以℃描述,所有份和百分数以重量计。
太阳城集团由先前描述中,本领域技术人员可容易地确定本发明的主要特征,并可不偏离其精神和范围地作出本发明的各种变化和改进以使它适于各种用途和条件。

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