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用于提高烯烴重量的方法和設備.pdf

摘要
申請專利號:

CN201410148939.2

申請日:

2011.03.29

公開號:

CN103951539A

公開日:

2014.07.30

當前法律狀態:

授權

有效性:

有權

法律詳情: 授權|||實質審查的生效IPC(主分類):C07C 2/66申請日:20110329|||公開
IPC分類號: C07C2/66; C07C2/00; C07C7/163; C07C7/177; C07C7/04; C10G11/18 主分類號: C07C2/66
申請人: 環球油品公司
發明人: J·J·達席爾瓦費雷拉阿爾維斯; J·E·雷科斯凱; C·P·尼古拉斯
地址: 美國伊利諾伊
優先權: 2010.03.31 US 12/751,658; 2010.03.31 US 12/751,623
專利代理機構: 北京市中咨律師事務所 11247 代理人: 唐秀玲;林柏楠
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法律狀態
申請(專利)號:

CN201410148939.2

授權公告號:

||||||

法律狀態公告日:

2016.02.24|||2014.08.27|||2014.07.30

法律狀態類型:

授權|||實質審查的生效|||公開

摘要

所述方法和設備將FCC烯烴轉化成較重化合物。較重化合物更容易與未轉化的鏈烷烴分離。較重化合物可再循環至FCC單元或輸送至分開的FCC單元中。合適的轉化區為低聚和芳烴烷基化區。

權利要求書

權利要求書
1.  用于將烯烴轉化成更大化合物以制備FCC進料的設備,其包括:用于將包含富C3頂部料流的頂部料流與富C5底部料流分離的工藝分餾塔;
與所述工藝分餾塔的底部管線連通、用于將所述富C5底部料流中的烯烴用芳烴烷基化的芳烴烷基化反應器;
與所述芳烴烷基化反應器連通、用于將烷基芳烴與來自所述富C5底部料流的未反應化合物分離的產物塔;和
與所述產物塔的底部管線連通的FCC反應器。

2.  根據權利要求1的設備,其進一步包括與所述工藝分餾塔的頂部管線連通、用于將包含富C3頂部料流的LPG頂部料流與富C4LPG底部料流分離的LPG分流塔。

3.  用于將烯烴轉化成更大化合物以制備FCC進料的設備,其包括:用于將包含富C3頂部料流的頂部料流與富C5底部料流分離的工藝分餾塔;
與所述工藝分餾塔的底部管線連通、用于將C5-C7烯烴轉化成更大分子量C5-C7衍生化合物的第一轉化區;
與所述工藝分餾塔的頂部管線連通、用于將C4烯烴轉化成更大分子量C4衍生化合物的第二轉化區;
與所述第一轉化區連通、用于將C5-C7衍生化合物與未反應化合物分離的產物分流塔;和
與所述產物分流塔的底部管線連通的FCC反應器。

說明書

說明書用于提高烯烴重量的方法和設備
本申請是申請號為201180015077.0的發明專利申請的分案申請,原申請的申請日為2011年3月29日,發明名稱為:用于提高烯烴重量的方法和設備。
較早國家申請的優先權要求
本申請要求2010年3月31日提交的美國申請Nos.12/751,623和12/751,658的優先權。
發明背景
本發明的發明領域是用于將與鏈烷烴混合的烯烴轉化成較高分子量化合物以容易與未轉化鏈烷烴分離的方法和設備。
流化床催化裂化(FCC)為通過使較重烴在流化床反應區中與催化顆粒材料接觸而實現的催化烴轉化方法。與加氫裂化相比,催化裂化中的反應在不存在大量加入的氫氣或氫氣消耗下進行。當裂化反應進行時,大量的稱為焦炭的高含碳材料沉積在催化劑上以提供焦化的催化劑或廢催化劑。氣態較輕產物在反應容器中與廢催化劑分離。可使廢催化劑經受惰性氣體如蒸汽的汽提以從廢催化劑中汽提出夾帶的含碳氣體。在再生區內用氧氣的高溫再生將焦炭從可以已汽提的廢催化劑中燒掉。各種產物可由這種方法產生,包括石腦油產物和/或輕質產物如丙烯和/或乙烯。
在這類方法中,可使用單反應器或雙反應器。盡管使用雙反應器設備可能導致額外的資本成本,但可操作一個反應器以適應條件以使產物如輕質烯烴,包括丙烯和/或乙烯最大化。
通常有利的是可使一個反應器中的產物收率最大化。另外,可能希望使一個反應器的產物產量最大化,所述產物可再循環返回另一反應器中以產生所需產物如丙烯。C4-C7
C4-C7烯烴的裂化產生高丙烯收率。富C C4-C7料流再循環回FCC反 應器中可用于進一步提高丙烯產量。然而,該再循環導致再循環料流中更耐熔鏈烷烴的富集并要求顯著的清洗或大的再循環流速。對具有這種寬范圍沸點的料流而言,不存在將烯烴與鏈烷烴分離的簡單方法。
烯烴在非均相催化劑作用下低聚成較重烯烴以制備發動機燃料是已知的技術。還已知在均相酸催化劑下用鏈烷烴將烯烴烷基化以制備發動機燃料。還已知通常在非均相催化劑作用下用苯和其它芳族組分烷基化以制備石油化工原料,包括清凈劑前體。
需要容易地將產物流中的烯烴與鏈烷烴分離。
發明概述
在示例性實施方案中,本發明涉及將烯烴轉化成更大化合物的方法。使C4烯烴和鏈烷烴及C5-C7烯烴和鏈烷烴進入轉化區中以通過用芳烴將C5-C7烯烴烷基化而將C4烯烴轉化成更大分子量C4衍生化合物和將C5-C7烯烴轉化成更大分子量C5-C7衍生化合物。將C4衍生化合物與C4烯烴和鏈烷烴分離,并將C5-C7衍生化合物與C5-C7烯烴和鏈烷烴分離。最后,將C4衍生化合物和C5-C7衍生化合物供入FCC反應器中。
在另一示例性實施方案中,本發明涉及將烯烴轉化成更大化合物的方法。使C5-C7烯烴和鏈烷烴的第一料流進入第一轉化區中以將C5-C7烯烴轉化成更大分子量C5-C7衍生化合物。使C4烯烴和鏈烷烴的第二料流進入第二轉化區中以將C4烯烴轉化成更大分子量C4衍生化合物。將C4衍生化合物與C4烯烴和鏈烷烴分離,并將C5-C7衍生化合物與C5-C7烯烴和鏈烷烴分離。最后,將C4衍生化合物和C5-C7衍生化合物供入FCC反應器中。
在另一示例性實施方案中,本發明涉及將烯烴轉化成更大化合物的方法。使裂化催化劑與烴進料流接觸以將烴裂化成具有較低分子量的裂化產物烴并使焦炭沉積于裂化催化劑上以提供焦化裂化催化劑。將焦化裂化催化劑與裂化產物分離。將焦化裂化催化劑上的焦炭與氧氣燃燒以產生裂化催化劑。裂化產物在主分餾塔中分離。將至少一部分來自主分餾塔的頂部料流壓縮以提供壓縮頂部料流。將液流從壓縮頂部料流中分離并將至少一部分液流脫丙烷以提供烯烴和鏈烷烴的C4-C7料流。將C4-C7烯烴和鏈 烷烴的料流供入轉化區中以將C4-C7烯烴轉化成更大分子量C4-C7衍生化合物。
在一個實施方案中,本發明涉及用于將烯烴轉化成更高分子量化合物以制備FCC進料的設備。該設備包括用于將包含富C3頂部料流的頂部料流與富C5底部料流分離的工藝分餾塔。芳烴烷基化反應器與工藝分餾塔的底部管線連通以將富C5底部料流中的烯烴用芳烴烷基化。產物塔與芳烴烷基化反應器連通以將烷基芳烴從來自富C5底部料流的未反應化合物中分離。最后,FCC反應器與產物塔的底部管線連通。
在另一實施方案中,本發明涉及用于將烯烴轉化成更大化合物以制備FCC進料的設備。該設備包括用于將包含富C3頂部料流的頂部料流與富C5底部料流分離的工藝分餾塔。第一轉化區與工藝分餾塔的底部管線連通以將C5-C7烯烴轉化成更大分子量C5-C7衍生化合物。第二轉化區與工藝分餾塔的頂部管線連通以將C4烯烴轉化成更大分子量C4衍生化合物。產物分離塔與第一轉化區連通以將C5-C7衍生化合物從未反應化合物中分離。最后,FCC反應器與產物分離塔的底部管線連通。
在又一實施方案中,本發明涉及用于將FCC烯烴轉化成更大化合物的設備。該設備包括用于使裂化催化劑與烴進料流接觸以將烴裂化成具有較低分子量的裂化產物烴并使焦炭沉積于裂化催化劑上以提供焦化裂化催化劑的流化催化裂化反應器。催化劑再生器將焦化裂化催化劑上的焦炭與氧燃燒以使裂化催化劑再生。主分餾塔與流化催化裂化反應器連通以分離裂化產物。壓縮機與主分餾塔的頂部管線連通以壓縮至少一部分來自主分餾塔的頂部料流。接收器與壓縮機連通以將液流從壓縮頂部料流中分離。工藝分餾塔與接收器連通以將至少一部分液流脫丙烷。轉化區與工藝分餾塔連通以將C4-C7烯烴轉化成更大分子量C4-C7衍生化合物。
本發明的其它特征和優點由本文提供的發明詳述、附圖和權利要求書獲悉。
附圖簡述
圖1為FCC裝置和FCC產物回收段的示意圖。
圖2為FCC裝置和FCC產物回收段的可選示意圖。
圖3為FCC裝置和FCC產物回收段的另一可選示意圖。
圖4為低聚轉化區的示意圖。
圖5為芳烴烷基化轉化區的可選示意圖。
定義
術語“連通”意指材料在操作上容許在所列組件之間流動。
術語“下游連通”意指至少一部分流入下游連通對象中的材料可在操作上從它連通的對象流出。
術語“上游連通”意指至少一部分從上游連通對象流出的材料可在操作上流入它連通的對象中。
術語“塔”意指蒸餾塔或用于分離一種或多種具有不同揮發度的組分的塔,其可具有在底部的再沸器且在頂部的冷凝器。除非另外指出,各塔包括在塔頂部的冷凝器以冷凝并使一部分頂部料流回流回塔的頂部和在塔底部的再沸器以氣化并將一部分底部料流送回塔的底部。可將塔的進料預熱。頂部壓力為塔出口處頂部蒸氣的壓力。底部溫度為液體底部出口溫度。頂部管線和底部管線指從回流或再沸下游的塔至該塔的凈管線。
如本文所用,術語“富組分料流”意指來自分離容器的富料流具有比分離容器的進料更大的組分濃度。
如本文所用,術語“貧組分料流”意指來自分離容器的貧料流具有比分離容器的進料更小的組分濃度。
發明詳述
我們發現將烯烴與來自含有C4和較重產物,優選C4-C7產物的FCC產物流的鏈烷烴分離并使烯烴再循環至主FCC反應器或分開的FCC反應器中的簡單方法。FCC產物回收段可具有單個主分餾塔和單個氣體裝置。本發明包括反應區,在其中將烯烴轉化成不同的化學物種,使得它們更容易地與惰性鏈烷烴分離。轉化并分離的烯烴衍生物然后可再循環回主FCC反應器或分開的FCC反應器中。
現在轉向圖1,其中類似的數字表示類似的組件,圖1闡明精煉全套設備6,其一般包括FCC裝置段10和產物回收段90。FCC裝置段10包括反應器12和催化劑再生器14。工藝變量通常包括400-600℃的裂化反應 溫度和500-900℃的催化劑再生溫度。裂化和再生均在506kPa(72.5psia)以下的絕對壓力下進行。
圖1顯示典型的FCC反應器12,其中使通過分配器16供入的重質烴進料或原料油料流與由再生催化劑豎管18進入的再生裂化催化劑接觸。該接觸可在向上延伸至反應容器22底部的窄提升管20中進行。進料和催化劑的接觸通過來自流化管線24的氣體流化。在實施方案中,來自催化劑的熱將烴進料或油氣化,其后當二者隨著提升管20向上輸送至反應容器22中時,烴進料在催化劑的存在下裂化成較輕分子量烴產物。提升管20中發生不可避免的副反應,留下焦炭沉積物在催化劑上,這降低了催化劑活性。其后使用旋風分離器將裂化輕質烴產物與焦化裂化催化劑分離,所述旋風分離器可包括初級分離器26和在反應容器22中的一個或兩個旋風器28階段。氣態裂化產物通過產物出口31離開反應容器22至管線32中以輸送至下游產物回收段90中。廢催化劑或焦化催化劑需要再生以進一步使用。焦化裂化催化劑在與氣體產物烴分離以后落入汽提段34中,將蒸汽通過噴嘴注入那里以清除任何殘余烴蒸氣。在汽提操作以后,焦化催化劑通過廢催化劑豎管36輸送至催化劑再生器14中。任選廢催化劑管56以通過控制閥調節的速率將廢催化劑從汽提段34通過廢催化劑入口輸送至反應器提升管12中。
圖1描繪了稱為燃燒器的再生器14。然而,其它類型的再生器是合適的。在催化劑再生器14中,將含氧氣的氣體如空氣的料流通過空氣分配器38引入以接觸焦化的催化劑。焦炭從焦化的催化劑中燃燒以提供再生催化劑和煙道氣。催化劑再生方法將實質量的熱加入催化劑中,提供能量以補償反應器提升管20中發生的吸熱裂化反應。催化劑和空氣一起沿著位于催化劑再生器14內的燃燒器提升管40向上流動,并在再生以后首先通過分離器42排出而分離。離開分離器42的再生催化劑和煙道氣的另外回收分別使用催化劑再生器14內的第一和第二階段旋風分離器44、46實現。與煙道氣分離的催化劑通過浸入管從旋風分離器44、46分配,同時相對更貧含催化劑的煙道氣順序地離開旋風分離器44、46,并通過煙道氣出口47在煙道氣管線48中離開再生容器14。再生催化劑通過再生催化劑立管18 輸送回提升管20中。由于焦炭燃燒,在管線48中在催化劑再生器14頂部離開的煙道氣蒸氣含有CO、CO2、N2和H2O,以及較少量其它物種。熱煙道氣通過煙道氣出口47在管線48中離開再生器14以進一步加工。
FCC產物回收段90經由管線32與產物出口31下游連通。在產物回收段90中,將管線32中的氣態FCC產物送入FCC主分餾塔92的下部。主分餾塔92也與產物出口31下游連通。可將FCC產物的幾種餾分分離并從主分餾塔中取出,包括在管線93中來自底部的重油漿、管線94中的重循環油料流、在管線95中從出口95a取出的輕循環油和在管線96中從出口96a取出的重石腦油料流。可將任何或所有管線93-96冷卻并泵送回主分餾塔92中以通常在較高位置處冷卻主分餾塔。汽油和氣態輕質烴在頂部管線97中從主分餾塔92中回收并在進入主塔接收器99中以前冷凝。主塔接收器99與產物出口31下游連通。
將含水料流從接收器99中的進料斗中除去。此外,冷凝的輕石腦油料流在底部管線101中取出,同時頂部料流在管線102中取出。一部分管線101回流回接近主分餾塔92的頂部,所以主分餾塔92與主塔接收器99上游連通。管線102中的頂部料流含有可能包含稀乙烯料流的氣態輕質烴。管線101和102中的料流可進入產物回收段90的氣體回收段120中。
氣體回收段120顯示為吸收基系統,但可使用任何氣體回收系統,包括冷箱系統。為得到輕氣體組分的充分分離,將管線102中的氣流在壓縮機104中壓縮。可使用多于一個壓縮機階段,通常使用二級壓縮和合適地三級壓縮以將管線102中的氣態頂部料流壓縮至1.2-3.4MPa(表壓)(180-500psig)以提供壓縮的第一FCC產物流。
管線106中的壓縮輕質氣態烴料流可與管線107和108中的料流匯集,冷卻并輸送至高壓接收器110中。可將來自接收器110的含水料流送入主塔接收器99中。在高壓接收器中,頂部管線112中的壓縮蒸氣流與底部管線124中的液流分離。將管線112中來自高壓接收器110頂部的氣態烴料流送入初級吸收塔114的下端。在初級吸收塔114中,氣態烴料流與來自主塔接收器99的在底部管線101中送入初級吸收塔114上端的不穩定汽油接觸,以進行C3+與C2-烴之間的分離。該分離通過在底部管線101的進 料點以上供入來自管線135的穩定汽油而進一步改進。初級吸收塔114經由管線106和112與主塔接收器的頂部管線102和主塔接收器99的底部管線101下游連通。管線107中的液體富C3+底部料流在冷卻以前返回管線106中。管線116中來自初級吸收塔114的初級廢氣流可送入第二吸收塔118的下端。第二吸收塔與初級吸收塔114下游連通。在管線121中從管線95輸送至第二吸收塔118上端的輕循環油的循環料流吸收大多數C5+材料和一些C3-C4材料。第二吸收塔118與主分餾塔92和初級吸收塔114下游連通。底部管線119中來自第二吸收塔底部的更富含C3+材料的輕循環油經由管線95的泵循環返回主分餾塔92中。主分餾塔92經由底部管線119與第二吸收塔下游連通。包含主要C2-烴的干氣的第二吸收塔118的頂部產物(其中硫化氫、氨、碳氧化物和氫氣在管線122中以第二廢氣流除去)可進一步加工。吸收塔114和118均不具有冷凝器或再沸器,但可使用泵循環冷卻回路。
將來自高壓接收器的液體在管線124中送入汽提塔126中以分餾。汽提塔126經由底部管線124與接收器110下游連通。大多數C2-在汽提塔126頂部除去并經由頂部管線108返回管線106中。在一方面,將來自汽提塔126的液體底部料流經由管線128送入工藝分餾塔130中。汽提塔126不具有冷凝器,但接受管線124中的冷卻液體進料。
工藝分餾塔130將管線132中的富C3頂部料流與底部管線134中的富C5-、C6-和/或C7-底部料流分離。頂部管線132中來自工藝分餾塔130的頂部料流可包含C3烯烴和鏈烷烴,優選包含C3和C4烯烴和鏈烷烴。底部管線134中的底部料流可包含C5烯烴和鏈烷烴,優選包含C5、C6和/或C7烯烴和鏈烷烴,下文稱為C5-C7烯烴和鏈烷烴。管線134中的底部料流還可含有C5+環烷烴和C6+芳烴以及較重石腦油組分。
理想的是將C4-C7烯烴送入FCC反應器12或分開的FCC反應器(未顯示)中,以進一步產生輕質烯烴。然而鏈烷烴和烯烴的C4-C7料流再循環至FCC反應器12中會產生惰性鏈烷烴的建立。對石腦油范圍內的所有碳數而言,將鏈烷烴與烯烴分離會是困難的。本發明提出將烯烴轉化成較重化合物,所以它們可容易地與未轉化的較輕鏈烷烴分離。
在實施方案中,可將頂部管線132中的C3和/或C4烯烴和鏈烷烴的混合料流輸送至LPG分流塔140中。LPG分流塔140與工藝分餾塔130的頂部管線132下游連通。可進一步處理在LPG分流塔140的頂部管線142中分離的C3烯烴和鏈烷烴的料流以回收丙烯。C4烯烴和鏈烷烴的底部料流可在底部管線144中分離。
底部管線134中的一部分穩定汽油可在管線135中在管線101和112的入口處以上再循環至初級吸收塔頂部以改進C3+的回收。在一個實施方案中,來自脫丁烷塔的凈底部料流136可在石腦油分流塔150中分餾。C6+、C7+或更優選C8+重石腦油料流可在底部管線152中回收以進一步加工和/或儲存。包含C5、C5-C6或更優選C5-C7烯烴和鏈烷烴以及環烷烴和芳烴的頂部料流在管線154中提供。
在一個實施方案中,可將包含C5-C7烯烴和鏈烷烴的頂部料流154供入與石腦油分流塔150的頂部管線154和工藝分餾塔130的底部管線134下游連通并可包含C5-C7轉化區的第一轉化區160中。任何、一些或所有C5-C7烯烴可在第一轉化區中轉化成更大分子量C5-C7衍生化合物。可在第一轉化區160中進行的合適反應包括低聚和芳烴烷基化。可包含C5-C7衍生產物的第一產物在管線162中離開第一轉化區。
可將底部管線144中的C4烯烴和鏈烷烴的底部料流輸送至與LPG分流塔140的底部管線144和工藝分餾塔130的頂部管線132下游連通的第二轉化區170中。第二轉化區可以為C4轉化區。C4烯烴可在第二轉化區中轉化成更大分子量C4衍生化合物。可在第二轉化區170中進行的合適反應包括低聚和芳烴烷基化。可包含C4衍生產物的第二產物在管線172中離開第二轉化區。各個第一和第二轉化區160和170中可進行相同的方法或不同的方法。在圖1中,管線162中的第一轉化流出物與管線172中的第二轉化流出物匯集并進入穩定塔180中。兩個管線162和172可分別或共同進入穩定塔180中。另外,管線172中的料流可被冷卻并分離,在這種情況下,蒸氣可在可以以管線162進入或不進入的液體進料以上進入塔180中。穩定塔180可與第一和第二轉化區160和170下游連通。
可將三種料流分餾并從穩定塔180中取出。管線182中包含可被回收的C3-材料的頂部氣流進入氣體裝置中或送入燃料氣體中。可將管線184中的C4鏈烷烴側餾分料流回收或在LPG處理段中或在低聚區中進一步加工,如下文所解釋。管線186中包含較重C4和C5-C7衍生化合物的底部料流可進入產物分流塔190中。
產物分流塔分別與可以為低聚或烷基化反應器的第一和第二轉化區160和170和穩定塔180的底部管線186下游連通。作為選擇,管線162可不進入穩定塔180中,而是繞過它至產物分流塔190中,在這種情況下,管線172獨立地進入穩定塔中。產物分流塔可提供兩種料流。可將管線192中包含C5-C7未轉化材料的頂部料流回收以進一步加工,例如在石腦油加氫處理器中進一步加工,以除去硫,送入汽油池中或用于如下文所述烷基化區中。管線194中包含具有較高分子量的C4和C5-C7衍生化合物如烷基芳烴或低聚物的一部分或所有底部料流可作為進料再循環至FCC反應器12中。圖1顯示在管線194中隨著管線16中的初級進料進入的再循環料流,但它可在不同的位置處進入提升管20中。根據一個方面,FCC反應器12與產物分流塔190的底部管線194下游連通。管線194中的底部餾分可返回FCC反應器12或不同的FCC反應器中以另外裂化以提高輕質烯烴的收率。
圖2顯示圖1的可選實施方案。圖2中僅顯示一個轉化區160’。圖2中相當于但不同于圖1中的元件的元件用具有撇號(‘)的參考數字表示。圖2中的所有其它件與圖1中相同。
在一方面,管線128中來自汽提塔126的液體底部料流(其包含底部管線124中的一部分液體料流)被送入工藝分餾塔130’中。工藝分餾塔130’可經由底部管線128與汽提塔126下游連通。工藝分餾塔130’可包含脫丙烷塔,其可將管線132中的富C3頂部料流與管線134’中的富C4和/或富C5底部料流分離。管線132’中來自工藝分餾塔的頂部料流可包含包含烯烴和鏈烷烴的C3產物,而管線134’中的底部料流包含C4、C5、C6和/或C7,下文稱為包含烯烴和鏈烷烴的C4-C7料流。管線134’中的底部料流還可含有C5+環烷烴和C6+芳烴以及較重石腦油組分。
底部管線134’中的一部分石腦油可在管線135中再循環至初級吸收塔頂部(在管線101和102的入口以上)以改進C3+的回收率。在一個實施方案中,來自脫丙烷塔的凈底部料流136可在石腦油分流塔150中分餾。C5+、C6+、C7+或優選C8+重石腦油料流在底部管線152中回收以進一步加工和/或儲存。包含C4、C4-C5、C4-C6或更優選C4-C7烯烴和鏈烷烴以及環烷烴和芳烴的頂部料流在管線154’中提供。
在一個實施方案中,可將頂部料流154’供入與工藝分餾塔130’的底部管線134’下游連通并可包含C4-C7轉化區的第一轉化區160’中。任何、一些或所有C4-C7烯烴可在第一轉化區中轉化成更大分子量C4-C7衍生化合物。可在第一轉化區160’中進行的合適反應可包括低聚和芳烴烷基化。包含C4-C7衍生產物的第一產物在管線162’中離開第一轉化區并進入穩定塔180中,并可如圖1中加工以將C4-C7衍生產物送入中FCC反應器。
圖3顯示圖1和2的可選實施方案。圖3中僅顯示一個轉化區160’’。圖3中相當于但不同于圖1中的元件的元件用具有雙撇號(’’)的參考數字表示。圖3中的所有其它件與圖1中相同。
可將底部管線144’’中的C4烯烴和鏈烷烴的底部料流輸送至與LPG分流塔140’’的底部管線144’’、工藝分餾塔130的頂部管線132、工藝分餾塔130的底部管線134和石腦油分流塔150的頂部管線154’’下游連通的第一轉化區160’’中。底部管線144’’可接合頂部管線154’’或單獨地進入第一轉化區160’’中。
第一轉化區160’’可包含C4-C7轉化區,其中可將任何、一些或所有C4-C7烯烴在第一轉化區中轉化成更大分子量C4-C7衍生化合物。可在第一轉化區160’’中進行的合適反應可包括低聚和芳烴烷基化。可包含C4-C7衍生產物的第一產物在管線162’’中離開第一轉化區并進入穩定塔180中,并可如圖1加工以將C4-C7衍生產物送入FCC反應器中。
第一和/或第二轉化區可包含圖4中例示的低聚反應器200。低聚反應器200可與圖1和3的LPG分流塔140的底部管線144、144’’下游連通。相同或分開的低聚反應器200可與圖1和2的工藝分餾塔130、130’的底部管線134、134’和/或石腦油分流塔150的頂部管線154、154’下游連通。 在一個實施方案中,管線144、144’’、154或154’中的底部產物中的二烯烴可在管線202中輸送以首先在選擇性加氫區206中與選擇性加氫催化劑反應,以使二烯烴選擇性飽和而不使它們完全飽和成鏈烷烴。操作選擇性加氫方法的合適條件例如描述于US6,166,279和US6,075,173中。這類條件包括使管線202中液相的烯烴和鏈烷烴料流和來自管線208的氫氣在20-200℃(68-392℉)的溫度、689-3447kPa(g)(100-500psig)的壓力和0.5-10hr-1的空速下以0.5-5摩爾氫氣/摩爾二烯烴的摩爾比通過包含沉積于載體如氧化鋁上的至少一種選自鎳、鈀和鉑的金屬的催化劑。可使用兩個或更多個反應區,但僅顯示一個。各反應區可以0-20的再循環料流:新鮮烯烴進料流之比使用至反應器入口的反應器流出物的再循環料流(未顯示)。這種方法的殘余二烯烴含量取決于操作的嚴格,可以為1-100wppm。
管線210中的來自選擇性加氫反應器的流出物(其中二烯烴濃度小于管線202中的)可與管線212中的0、一種、一些或所有鏈烷烴稀釋劑(可以為圖1或2的管線184中的一部分鏈烷烴料流)、管線214中的選擇性改性劑和管線216中的流出物再循環料流混合,然后在管線218中供入低聚反應器200中。在低聚反應器200中,來自管線144的C4烯烴、來自管線154的C5-C7烯烴或來自管線154’或154’’的C4-C7烯烴與低聚催化劑在低聚條件下接觸以將烯烴低聚以產生較重烯烴。低聚反應器顯示為下流反應器,但上流反應器也可以是合適的。
低聚方法操作的條件包括使烯烴液體經過催化劑如SPA或磺酸離子交換樹脂如Amberlyst A-15、A-35、A-16、A-36、Dowex50等的固定床。可使用數種方法限制較高低聚物的形成。這些包括當使用SPA催化劑時,將管線212中的鏈烷烴稀釋劑加入低聚反應器中,當使用樹脂催化劑時,將管線216中的一部分低聚反應器流出物再循環至低聚反應器200中并將0.1-3.0重量%氧化選擇性改進劑在管線214中加入低聚反應器中。避免重質烯烴產生不是關鍵的。因此,可省去管線212-216中的一種或所有料流。
當使用SPA催化劑時,適用的優選操作條件不同于使用離子交換樹脂催化劑時的那些。用SPA催化劑操作的優選溫度為40-260℃,更通常為75-230℃,而用離子交換樹脂催化劑操作的優選溫度為0-200℃,更通常為 40-150℃。用SPA催化劑操作的優選壓力為689-8274kPa(g)(100-1200psig),更通常為1379-6895kPa(g)(200-1000psig),而用離子樹脂催化劑操作的優選壓力為345-3447kPa(g)(50-500psig),更通常為1379-2413kPa(g)(200-350psig)。這些壓力可保持在該范圍的下端,所以不需要另外的壓縮機將壓力增加至選擇性加氫處理反應器206所需的系統壓力以上。取決于低聚反應器進料的性能如烯烴含量和類型,用SPA催化劑操作的優選空速范圍為0.5-5hr-1,對用離子交換樹脂催化劑操作而言為0.3-20hr-1。其它催化劑可以是合適的。
將低聚反應器產物通過流出物管線220從低聚反應器200中取出。一部分低聚反應器流出物可通過再循環管線216再循環至低聚反應器中以控制放熱量。第二部分低聚反應器產物通過工藝管線222進入閃蒸槽226中,在其中提供未反應的蒸氣流和富含低聚產物的液流。未反應的蒸氣料流在蒸氣管線228中離開閃蒸槽226以進一步加工。管線228中的一部分蒸氣流可在冷凝和壓縮以后通過管線230再循環至低聚反應器200中。管線232中的富低聚產物流從閃蒸槽226的底部取出。管線234中用于從管線228中的未反應的蒸氣流中除去鏈烷烴的清洗料流加入管線232中以提供管線236,其變為管線162、162’或172。
在另一實施方案中,第一和/或第二轉化區可以為如圖5所例示的芳烴烷基化反應器300。芳烴烷基化反應器300可與圖1和3的LPG分流塔140的底部管線144、144’’下游連通。相同或分開的芳烴烷基化反應器300可與圖1和2的工藝分餾塔130、130’的底部管線134、134’和/或石腦油分流塔150的頂部管線154、154’下游連通。在一個實施方案中,可在管線302中輸送管線144、144’’或頂部管線154、154’中的底部料流中的二烯烴以首先在選擇性加氫區306中與選擇性加氫催化劑反應,以使二烯烴選擇性飽和而不使它們完全飽和成鏈烷烴。關于圖4描述了操作選擇性加氫方法的合適條件。氫氣從管線308進入反應器306中。
將管線310中來自選擇性加氫反應器306的包含烯烴和鏈烷烴的料流注入烷基化反應器300中。在一方面,可使用在管線310上的干燥器(未顯示)以將水除去至可能影響催化劑的低濃度。還預期其它保護床以除去催化 劑毒物。盡管在烷基化反應器300中還發生烷基轉移反應,但烷基化反應是主要的。烷基化反應器顯示為相對于芳族料流的上流反應器,但下流反應器也可以是合適的。將管線310中烯烴和鏈烷烴的料流在分別進入催化劑床332、334和336中以前在通向床前空間322、324和326的數個管線312、314和316中注入烷基化反應器300中。催化劑床332、334和336含有烷基化催化劑以將芳烴和烯烴烷基化以產生烷基苯。將管線340中的芳族進料流供入烷基化反應器300中,在那里將它與床前空間326中來自管線316的烯烴和鏈烷烴混合并一起進入催化劑床336中。管線340中的芳族進料流可與圖1、2或3的管線192下游連通或可至少部分來自優選在加氫處理以后衍生自來自蒸汽裂化裝置的熱解汽油的外部料流。預期其它芳族料流來源。
催化劑床336的流出物與床前空間324中來自管線314的新鮮烯烴和鏈烷烴混合并一起進入催化劑床334中。催化劑床334的流出物與床前空間322中來自管線312的新鮮烯烴和鏈烷烴混合并一起進入催化劑床332中。對烷基化反應器300中的大量床,重復該方法。盡管烷基化反應器300中顯示的是三個催化劑床,但更多或更少的床和另外的反應器可以是合適的。烷基化反應器300的烷基化流出物在流出物管線342中輸送。換熱器344可將管線342中的流出物冷卻至理想溫度。烷基化反應器流出物料流可通過經過壓力控制閥減壓或通過經過泵加壓,其二者均未顯示。輸送烷基化產物和未反應的鏈烷烴的流出物管線342變為管線162、162’、162’’或172。
苯是目前為止可烷基化的芳族化合物的最重要代表,其可用作管線340中的烷基化基質。芳族進料流可包含5-99.9摩爾%苯。更一般地,芳族化合物可選自苯、萘、蒽、菲及其取代衍生物。發現可烷基化芳族化合物的芳族核上的最重要的取代基類別為含有1-20個碳原子的單-或多烷基結構部分。其它重要的取代基為羥基結構部分和烷氧基結構部分,其烷基也含有1-20個碳原子。
多種催化劑可用于烷基化反應區中。用于本發明中的優選催化劑為沸石型催化劑。本發明催化劑通常與耐熔無機氧化物粘合劑組合使用。優選 的粘合劑為氧化鋁或二氧化硅。合適的沸石包括沸石β、ZSM-5、PSH-3、MCM-22、MCM-36、MCM-49和MCM-56。沸石β描述于US5,723,710中。優選的烷基化催化劑為UZM-8。具有FAU結構的催化劑是合適的。沸石以催化劑的至少50重量%的量,更優選以催化劑的至少60重量%的量存在。然而,如果將沸石提供在層狀球上或在增強表面上,則可能需要小得多的沸石濃度。
進行烷基化的具體條件取決于所用芳族化合物和烯烴。由于反應在至少部分液相條件下進行,可調整反應壓力以保持烯烴至少部分地為液相。氣相的烯烴進料也可以是合適的。對較高級烯烴而言,反應可在自生壓力下進行。壓力可以在101-13172kPa(表壓)(1-1900psig)的寬范圍內變化。作為一種實踐,壓力正常在1379-6985kPa(表壓)(200-1000psig)范圍內,但通常在2069-4137kPa(表壓)(300-600psig)范圍內。適于用C4-C7范圍的烯烴將可烷基化芳族化合物烷基化的溫度范圍為60-400℃,最通常的溫度范圍為90-250℃。反應物一般以足以獲得0.2-50hr-1,尤其是0.5-10hr-1的液時空速的質量流速通過烷基化區。可烷基化芳族化合物與烯烴的比應為1:1且高達20:1,2.0-1.0的比是優選的。
沒有進一步描述,相信本領域技術人員可使用先前的描述,最完整程度地使用本發明。因此,前述優選的具體實施方案應理解為僅是說明性的,且不以任何方式限制公開內容的其余部分。
在前文中,除非另有指出,所有溫度以℃描述,所有份和百分數以重量計。
由先前描述中,本領域技術人員可容易地確定本發明的主要特征,并可不偏離其精神和范圍地作出本發明的各種變化和改進以使它適于各種用途和條件。

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