催化蒸餾用於苯分離和純化的應用的製作方法

2023-10-07 11:15:54 1

專利名稱：催化蒸餾用於苯分離和純化的應用的製作方法
技術領域：
本文中公開的實施方案總體上涉及一種用於分離和純化烴流中的苯的方法。更具 體地，本文中公開的實施方案涉及選擇性氫化烴流中的二烯烴，從而允許改進的苯純化和 分離。
背景技術：
煉油工業長期用於將粗石腦油升級為高辛烷值汽油的一種普通方法是催化重 整。在催化重整中，使沸點範圍為46至177°C (115° F_350° F)的粗石腦油在高溫(約 4930C -5650C (920° F-IO5CT F))和中等壓力(約 2 巴至 39 巴(約 I5-55Opsig))通過氧 化鋁負載的貴金屬催化劑。催化劑通過移除氫並且重排分子結構而「重整」粗石腦油中所 含的烴的分子結構，以提高石腦油的辛烷值。由於粗石腦油中的化合物的多樣性，在催化重整中發生的實際反應有許多。得到 的產物有許多是芳基或芳香族化合物，其全部顯示出高的辛烷值。所產生的芳基化合物取 決於在煉油廠中由使用的石腦油的沸點範圍控制的原料和原油來源。來自催化重整方法 的「重整」產物通常稱為重整產品，並且通常通過常規蒸餾分離成兩種餾分一沸點範圍為 約46°C -121°C (約115° F-250。F)的輕質重整產品和沸點範圍為約121°C _177°C (約 250° F-350。F)的重質重整產品。因此，在每一種餾分中的芳基化合物取決於它們的沸 點。更低沸點或更輕的芳基化合物例如苯、甲苯和二甲苯包含於輕質重整產品中，而更高沸 點的芳基化合物包含於重質重整產品中。在其它的情形下，輕質重整產品可以僅僅含有苯， 或者僅僅含有苯和甲苯，這取決於流的任何下遊加工。每年對更清潔和更安全的運輸燃料的需求正在變得更大。包括重整和催化裂化的 兩種主要的汽油原料源均存在滿足嚴格的環境規定的問題並造成某些健康風險。例如，輕 質重整產品通常含有含量高得不可接受的苯，一種已知的致癌物質和環境汙染物。由此，在 美國和其它國家的煉油商被要求從重整產品流和其它的汽油餾分除去苯。煉油商可能也需 要除去苯以製備作為產品的苯，原因在於苯對於在化學加工中是有價值的。例如，苯用作工 業溶劑，並且還是藥物、塑料、合成橡膠和染料生產中的前體。美國專利5，773，670公開了用於氫化石油流中的芳香烴的方法。但是，如同溶劑 抽提，該方法對於一種芳族化合物不是選擇性的。美國專利5，856，602公開了使用蒸餾塔 反應器氫化烴流中的芳香烴，其中催化劑床的放置和蒸餾塔的操作控制哪一種芳香烴保留 在用於氫化的催化劑床中。苯的分離和純化由於汙染物如二烯烴的存在而複雜化。具有多於一個雙鍵的烯烴 (二烯烴)比諸如乙烯或丁烷的化合物具有更少的用途。二烯烴的去除在回收苯之前具有 價值，因為這些化合物被發現在苯流的大多數加工、儲存和使用中是有害的。用於從這些流 移除二烯烴的各種選擇方案可以包括抽提、氫化和烷基化。二烯烴氫化可以通過在氫化催 化劑的存在下使二烯烴與氫接觸以將二烯烴轉化成烯烴和鏈烷烴而進行。但是，非選擇性 的氫化導致降低的辛烷值，因此減小了燃料的總價值。因此，在含苯重整產品中的二烯烴的選擇性氫化在保留高辛烷值，同時降低二烯烴濃度方面是有價值的。在粗石腦油的催化重整之後，苯可以通過使用多種溶劑的抽提從更輕的芳基化合 物分離，並且通過蒸餾與輕質重整產品中的其它芳香烴分離，這通常使用芳香烴抽提裝置 (AXU)。芳香烴抽提是很古老的方法，並且通常通過液_液抽提或抽提蒸餾或兩者將催化重 整產品或者焦爐輕質油分離成芳香烴和非芳香烴。也常規的是，在許多催化重整系統中，使用保護床提供烴進料或輕質重整產品的 粘土處理。保護床利用固定床、氣相方法提供熱或冷的粘土處理，以使不飽和的膠形成成分 (即，二烯烴)選擇性地聚合。保護床可以在AXU前面或者內部使用，並且移除存在的痕量 的、通常10至5000wt ppm的二烯烴。這些二烯烴如果不被移除，可能導致抽提的苯通不過 酸洗消色試驗，例如ASTM D-848。另外，進料到抽提裝置的二烯烴可能導致抽提溶劑損失到 抽提產物(即，苯)中，這對於芳香烴抽提領域技術人員是熟知的。對於含氮的抽提溶劑，這 可能導致產物苯的氮不合格，並且可能對移除損失的溶劑的粘土處理器造成另外的負荷。 但是，粘土處理並不是沒有它的問題，包括原料和與粘土相關的處理成本。另外，在本領域中仍然明顯地需要從重整產品流中回收苯的經濟 方法。

發明內容
在一個方面，本文中公開的實施方案涉及一種用於回收苯的方法，該方法包括將 氫和烴餾分進料到至少一個反應區的催化蒸餾反應器系統中，所述烴餾分包含苯、比苯更 輕的組分、比苯更重的組分和二烯烴，所述反應區包含氫化催化劑；在所述催化蒸餾反應器 系統中同時使所述二烯烴和氫在所述氫化催化劑的存在下接觸，以選擇性地氫化所述二 烯烴的至少一部分；和分餾所述烴餾分以形成包含苯和其它C6烴的餾分和包含C7+烴的重 質物餾分；將所述重質物餾分以塔底餾分的形式從第一催化蒸餾反應器系統中回收；和將 包含苯和其它C6烴的餾分以苯濃縮物餾分的形式從所述催化蒸餾反應器系統中取出。在另一個方面，本文中公開的實施方案涉及一種對用於降低烴流中的苯的濃度的 工藝進行改進的方法，在用於降低烴流中的苯的濃度的工藝中，將包含含苯、比苯更輕的組 分、比苯更重的組分和二烯烴的烴餾分的流進料到蒸餾塔中，以分餾所述烴餾分成包含苯 和其它C6烴的苯濃縮物餾分以及包含C7+烴的重質物餾分，其中將所述重質物餾分以塔底 餾分的形式從所述蒸餾塔中回收，並且將苯濃縮物餾分從所述蒸餾塔中取出，並且進料到 芳香烴抽提裝置中，所述方法包括將以蒸餾結構體的形式形成的催化劑設置在蒸餾塔中； 將氫進料到所述蒸餾塔中；和使所述二烯烴和氫在所述氫化催化劑的存在下接觸，以選擇 性地氫化所述二烯烴的至少一部分，其中使所述二烯烴和氫在所述氫化催化劑的存在下接 觸與分餾烴餾分在所述蒸餾塔中同時進行。從下列描述和後附權利要求中，其它方面和優點將是明顯的。


圖1是根據本文中公開的實施方案，用於從烴流中分離並且純化苯的一種方法的 簡化流程圖。
具體實施例方式在一個方面，本文中的實施方案涉及用於分離並且純化烴流中的苯的方法。更具 體地，本文中公開的實施方案涉及用於選擇性氫化在重整產品或裂化的烴流中的二烯烴的 方法，從而允許改進的苯分離和純化。在本文中公開的方法有利地分離並且處理烴進料的 選擇部分，即包含苯的餾分。這樣的含苯餾分可以包括C6餾分、C5-C6餾分等。含苯餾分然 後可以被處理，以分離或者純化其中所含的苯。在一些實施方案中，所需的分離和純化可以 使用催化蒸餾反應器系統實現。在本申請的範圍內，表述「催化蒸餾反應器系統」表示其中催化反應和產物分離至 少部分同時進行的設備。該設備可以包括常規的催化蒸餾塔反應器，其中反應和蒸餾在沸 點條件同時進行；或者與至少一個側線反應器(side reactor)組合的蒸餾塔，其中側線反應 器可以以液相反應器或沸點反應器的形式操作。儘管所述的兩種催化蒸餾反應器系統相對於 常規液相反應之後分離可以是優選的，但是催化蒸餾塔反應器可以具有塔板數(piececoimt) 降低、投資成本減少、每磅催化劑的催化劑生產率增力卩、有效的熱去除(反應熱可以被吸收到 混合物的蒸發熱中)和平衡移動的潛在性的優點。其中分壁塔的至少一個部分含有催化蒸餾 結構體的分壁蒸餾塔也可以使用，並且在本文中被認為是「催化蒸餾反應器系統」。可以適宜的是降低或者除去在許多煉油廠流中的二烯烴。「複雜的煉油廠流」意 在表示在煉油廠中發現的來自焦化裝置、FCC裝置、重整器、加氫裂化器、加氫處理器、延遲 焦化裝置、蒸餾塔等的通常液體的產物流，所述流包含一系列化學成分，主要是烴的化學成 分，並且具有寬的沸點範圍。在本文中公開的方法的烴進料可以是在汽油沸點範圍中沸騰 的含二烯烴和苯的餾分，包括重整產品、FCC汽油、焦化裝置戊烷/己烷、焦化裝置石腦油、 FCC石腦油、直餾汽油、裂解汽油和含有兩種以上的這些流的混合物。在一些實施方案中， 重整產品流可以是未蒸餾的，如直接從重整器進料至在本文中所述的工藝的重整產品流。 這樣的汽油餾分典型地具有在0°C和260°C的範圍內的標準沸點，該標準沸點是通過ASTM D86蒸餾測定的。這種類型的進料包括典型地具有約C6的沸點範圍至165°C (330° F) 的輕質石腦油；典型地具有約C5的沸點範圍至215°C (420° F)的全餾程石腦油；在約 125°C至210°C (260° F至412° F)的範圍內沸騰的較重的石腦油餾分，或者在約165°C至 2600C (330° F至500° F)的範圍內沸騰的重汽油餾分。通常，汽油燃料在從大約室溫至 2600C (500° F)的範圍內蒸餾。在一些實施方案中，這些流可以被處理以除去硫、氮和其它 不需要的組分。為了方便，這些各種複雜的煉油廠流的每一種都在本文中稱為重整產品。在本文中所述的氫化方法的實施方案中使用的重整產品餾分可以包括C3至C9和更高級的烴。例如，煉油廠流可以通過分餾分離，回收某些餾分用於進一步的加工。輕石腦 油餾分是一種這樣的煉油廠流，並且因為這樣的餾分通常含有沸點很接近的化合物，因此 分離不精確。輕質石腦油煉油廠餾分作為用於通過與乙醇反應形成醚的異烯烴源(例如iC5 =和iC6=化合物)是有價值的。因此，例如C5流可以包含C4和高達C8以上的化合物。這 些組分可以是飽和的(烷烴)、不飽和的(單烯烴，包括異烯烴)、和多不飽和的(例如二烯 烴)。另外，所述組分可以是各種化合物的各種同分異構體的任何一種或全部。這樣的混合 物可以容易地含有150至200種組分。其它C4至C9碳原子烴流可以在本文中公開的實施 方案中使用。在一些實施方案中，汽油餾分可以包括C4餾分，其可以包含C3至C5或更高級的烴(即，C6+)。在其它實施方案中，汽油餾分可以包括C5餾分，其可以包含C4至C8或更高級的 烴，包括烯烴。在其它實施方案中，汽油餾分可以包括c6餾分，其可以包含C4至C9或更高 級的烴，包括烯烴。在其它各種實施方案中，汽油餾分可以包括c4、C5、C6和C7+烴中的一種 或多種的混合物，其中該混合物包含烯烴和二烯烴化合物。上述流可以包括C4至C7流、FCC 汽油、裂解汽油、焦化裝置汽油，和具有類似性質的其它煉油廠流。在上述汽油餾分中包含的飽和化合物可以包括例如，丁烷的各種同分異構體、戊 烷的各種同分異構體、和己烷的各種同分異構體等。在上述汽油餾分中包含的烯烴化合物 可以包括例如異丁烯和其它丁烯同分異構體、戊烯的各種同分異構體、己烯的各種同分異 構體和庚烯的各種同分異構體等。可以在上述汽油餾分中包含的芳香族化合物可以包括 苯、甲苯、二甲苯、乙苯、枯烯和苯的其它各種衍生物，例如多烷基化苯(乙基甲基苯、二乙 基苯等)O根據一些實施方案，輕質重整產品可以包括複雜的含芳香烴流，其含有少量的 苯，在煉油廠重整裝置中產生，並且通常具有15°C至104°C (60° F至220° F)的沸點範圍。 在這樣的情形下，輕質含芳香烴流的苯濃度在一些實施方案中可以在約1體積％至40體 積％的範圍內；在其它實施方案中，在約2%至30%之間；並且在另外的其它實施方案中， 在約5%至25%之間 。在一些實施方案中，全沸點範圍重整產品可以被用作工藝進料。在這樣的情形下， 重整產品通常具有15°C至204°C (60至400° F)的沸點範圍，並且全沸點範圍含芳香烴流 的苯濃度在一些實施方案中可以在約1體積％至20體積％的範圍內；在其它實施方案中， 在約2%至15%之間；並且在另外的其它實施方案中，在約3%至10%之間。這些流中的烯 烴的濃度可以變化，並且可以在約5體積％至40體積％烯烴的範圍內；在其它實施方案中， 在約10%至30%之間。這些流中的二烯烴的濃度可以變化，並且在各種實施方案中，可以 在約0. 1至約30體積％的範圍內；在其它實施方案中，在約1至約10重量％之間。儘管二烯烴的去除是在本文中公開的方法的首要目標，但是還可以適宜的是，限 制在烴進料中所含的烯烴和芳香烴的飽和。在其它實施方案中，含有二烯烴的烴流還可以 含有可以負面影響催化劑性能的其它化合物，如乙炔，和其它可能使本文中使用的催化劑 中毒或者導致在催化劑表面上的過量聚合物形成的不良作用物。本文中公開的實施方案可 以提供以下中的一個或多個降低的烯烴飽和、降低的甲苯和更高分子量芳香烴的飽和、延 長的催化劑使用壽命、以及降低的與處理進料流以消除催化劑毒物和其它不良作用物相關 的成本。在本文中公開的方法有利地選擇性氫化烴進料的選擇部分中的二烯烴，S卩，包含 苯的餾分中的二烯烴。這樣的含苯餾分可以包括C6餾分、C5-C6餾分和C4-C6餾分等。可以 在選擇性氫化二烯烴之後將苯餾分輸送至芳香烴抽提裝置(AXU)，用於進一步分離和純化 苯。AXU利用液-液抽提或抽提蒸餾或兩者將苯餾分加工成苯流和含有比苯更輕的組分的 流。在本文中公開的方法可以包含許多反應器，包括向上流和向下流催化蒸餾反應器 系統。使用催化蒸餾反應器系統可以防止進料中的汙染物(foulant)和重催化劑毒物接觸 催化劑。另外，清潔的氫化回流可以連續地洗滌催化劑區。這些因素相結合，提供了長的催 化劑壽命。反應熱蒸發液體，並且所得到的蒸氣在塔頂冷凝器中冷凝，從而提供另外的回流。在分餾塔中的自然溫度曲線導致實際上等溫的催化劑床，而非常規固定床反應器所特 有的溫度升高。
任何可用於選擇性氫化二烯烴的催化劑可以在本文中公開的方法中使用。在對於 催化氫化反應已知的金屬中，有鉬、錸、鈷、鉬、鎳、鎢和鈀。例如，氫化催化劑可以包括基本 上任何能夠催化二烯烴至烯烴和鏈烷烴的氫化的催化劑。這樣的催化劑可以包含例如可以 負載在多孔無機氧化物載體上的第VIII族金屬。元素周期表的第VIII族金屬如鉬和鈀可 以單獨或者與助催化劑和改性劑一起用作主要的催化組分，如鈀/金、鈀/銀和鈷/鋯。這 樣的催化劑可以沉積在載體如氧化鋁、耐火磚、浮石、碳、樹脂、二氧化矽、鋁矽酸鹽如沸石 等上。通常，商業化形式的催化劑使用負載的這些金屬的氧化物。將氧化物在使用之前用 還原劑還原為活性形式，或者在使用中被進料中的氫還原。可用於本文中的實施方案的氫 化催化劑的具體實例包括在氧化鋁上的鉬和在沸石上的鉬，其中氧化鋁粘合劑是為了強度 而添加的。適合的沸石包括X、Y、八面沸石、發光沸石和合成鋁矽酸鹽等。當在催化蒸餾反應器系統中使用以促進分餾和催化活性時，上述催化劑可以以蒸 餾結構體的形式製備。催化蒸餾結構體必須能夠起著催化劑和傳質介質的作用。催化劑必 須在塔中適當地負載並且隔開以起著催化蒸餾結構體的作用。在一些實施方案，催化劑包含於結構體中，如美國專利5，730，843中公開，該專利 通過引用結合在此。在其它實施方案中，上述催化劑中的一種或多種可以包含於多根金屬 絲網管中，該金屬絲網管在任何一端封閉並且布置在金屬絲網織物如除沫器金屬絲的板 上。然後將板和管捲成用於裝填到蒸餾塔反應器中的包(bale)。該實施方案描述於例如美 國專利5，431，890，該專利通過引用結合在此。其它可用的催化蒸餾結構體公開於美國專 利 4，302，356,4, 443，559,4, 731，229,5, 073，236,5, 431，890,5, 266，546 和 5，730，843，這 些專利各自通過引用結合在此。現在參考圖1，示出了根據本文中公開的實施方案，用於從烴流分離和純化苯的方 法的簡化工藝流程圖。根據本文中公開的實施方案的二烯烴的選擇性氫化可以以下方式實 現將氫6和含二烯烴和苯的烴餾分8進料至催化蒸餾反應器系統10，其包括至少一個容 納氫化催化劑的反應區12，其中所述至少一個反應區12位於催化蒸餾反應器系統的上部。 含苯烴餾分8可以包括比苯更輕的組分、苯和比苯更重的組分。氫6和含苯烴餾分8可以 在反應區12下面的位置進料至催化蒸餾反應器系統10中，使得包含苯和二烯烴的C6和更 輕的組分可以向上蒸餾到反應區中。包含甲苯的C7和更重的組分可以向下蒸餾，從而避免 或者最小化C7+芳香性化合物與在反應區12中的氫化催化劑接觸。然後可以將二烯烴和氫 的至少一部分反應以形成烯烴和鏈烷烴。催化蒸餾塔的操作應當使得在一個或多個反應區中達到適用於二烯烴的選擇性 氫化的反應條件。蒸餾塔反應器在使得反應混合物在催化劑床中沸騰的壓力下運行。催化 蒸餾反應器系統10可以在1巴至25巴(約0至350psig)的範圍內的塔頂壓力下運行， 該塔頂壓力在一些實施方案中為例如18. 3巴以下(250psig以下)，而在其它實施方案中 為3. 4至9. 3巴(35至120psig)或6. 5至9. 3巴(80至120psig)。在蒸餾塔反應器系統 10中的溫度在一些實施方案中可以在38°C至260°C (100至500° F)的範圍內；在其它實 施方案中，可以為65°C至204°C (150° F至400° F)；在其它實施方案中，可以為93°C至 191°C (200° F至375° F)；並且在另外的其它實施方案中，可以為127°C至138°C (260° F至280° F)，各自在必需的氫分壓下。在這些條件下，C6餾分可以在氫化催化劑區中保持 足夠的時間，以獲得超過80%，通常超過90%的二烯烴轉化率，但是可以低至50%。進料 重時空速(WHSV)，在本文中應理解為是指按催化蒸餾結構體中的單位重量催化劑計每小時 進入反應蒸餾塔的進料的單位重量，可以在其它條件界限內的很寬範圍內變化，例如約0. 1 至約35。塔的塔頂壓力將隨著反應溫度而變化，並且應當被保持以達到二烯烴濃度所需的 降低。催化蒸餾反應器系統10可以在反應區12上面和下面包括常規塔板或填料，從而 提供進料組分的分離。可以從蒸餾塔反應器系統10以第一塔底餾分14形式回收C7和更 重的組分。可以從蒸餾塔反應器系統10中C6餾分的形式在管線24中回收C6組分。在一些實施方案，可以將輕餾分如C3、C4或C4-C5餾分以第一塔頂餾分16形式從 蒸餾塔反應器系統10中與任何未反應的氫一起回收。然後可以將塔頂餾分16冷卻並且至 少部分地冷凝，其中可以在鼓18中分離所得到的液相和氣相。可以經由管線20回收氫和 未冷凝的輕質物，如甲烷、乙烷、和其它的輕質氫化副產物。可以將冷凝的液體經由管線22 以總回流的形式返回到塔中。可以通過壓縮機30將塔頂餾分20中的氫加壓，並且通過管 線6返回到催化蒸餾反應器系統10中。以這樣的方式，氫可以有效率地利用並且在壓縮機 負荷最小的情況下再循環到系統中。
C6餾分24可以是例如包含C4-C6烴的餾分，如C6餾分或C5-C6餾分。然後可以將 C6餾分24輸送至AXU 26以回收苯。AXU 26利用液-液抽提或抽提蒸餾或者兩者加工C6 餾分。可以將苯產物以苯餾分28的形式從AXU 26中回收。剩餘的C4-C6組分以提餘液流 32的形式從AXU 26中回收。在其它實施方案中，可以通過管線23以塔頂餾分的形式回收冷凝的液體的一部 分。例如，在鼓18中與氫分離的(；或(5和更輕的烴可以回收並且進一步處理，從而與(；餾 分分離，其中塔10在部分回流下運行。例如，為了最小化在這樣餾分所含的輕烯烴的氫化， C5或C4和更輕的餾分以塔頂餾分形式回收可以是適宜的。如上所述，用於分離並且純化苯的常規方法可以包括使用保護床除去二烯烴。例 如，常規方法可以包括包含苯、比苯更輕的組分、比苯更重的組分和二烯烴的烴餾分在蒸 餾塔中的分餾。分餾可以導致例如包含苯和其它C6烴的餾分以及包含C7+烴的重質物餾分 的回收。然後含苯餾分可以通過保護床，以除去二烯烴。保護床可以在AXU前面或者裡面 使用以除去二烯烴。例如，C6餾分可以通過容納有沸石或者其它適合的吸附劑的保護床，以 除去二烯烴和其它組分，所述二烯烴和其它組分可以導致通不過酸洗消色試驗(例如ASTM D-848)或者導致抽提溶劑損失到抽提產物中的產物。由於保護床典型地處理大的餾分，它 本身可以很大。保護床的尺寸可能使得與苯回收工藝如粘土的處理相關的成本升高。對於這些現有的工藝，本文中公開的實施方案可以允許保護床的尺寸的顯著降 低，或者完全消除對保護床的需要。例如，以蒸餾結構體的形式形成的選擇性氫化催化劑可 以被部署在在現有的分餾塔中。另外，氫進料可以供給至塔中。以這樣的方式，在烴進料的 分餾中，可以使二烯烴和氫在氫化催化劑的存在下接觸，以氫化二烯烴的至少一部分。由於 二烯烴的氫化，可以將現有的保護床取下不用，尺寸減小，或者可以使得使用壽命更長，從 而降低或者消除吸附劑的使用和處理成本。另外，現有的AXU可以包括後抽提分餾裝置。由於使用本文中公開的實施方案實現的二烯烴的選擇性氫化，以及更重的芳香烴的預先分餾，本文中公開的實施方案還可以 減少或者消除對AXU中的後抽提分餾的需要。根據本文中公開的實施方案的二烯烴的選擇性氫化，例如根據圖1的方法，可以 有效地減少或消除經由管線24回收的C6餾分中的二烯烴，以及抽提的苯28。在一些實施 方案，回收的C6餾分24可以含有少於IOOOppm的二烯烴；在其它實施方案中，少於500ppm ； 在其它實施方案中，少250ppm ；在其它實施方案中，少於IOOppm ；並且另外的其它實施方案 中，少於50ppm。在其它實施方案中，二烯烴可以不以可檢測的限度存在於回收的輕質烴餾 分。如上所述，在本文中所述的實施方案可以提供苯從烴流中的分離和純化。有利地， 本文中公開的實施方案可以提供烴流中的二烯烴的有效減少。在一些實施方案，烴流的選 擇部分的氫化可以允許有效率的催化劑使用，從而允許按每單位體積的總進料使用降低量 的催化劑，同時實現了低的二烯烴水平。類似地，烴流的選擇部分的分離和氫化可以允許保 護床尺寸由於被處理的烴的體積降低而降低，並且甚至可以允許從苯或芳香烴抽提裝置中 移除保護床。另外，通過C7和其它更重的芳香性化合物的分離，可以最小化甲苯、二甲苯、 枯烯和其它更重的芳香性化合物的氫化，從而保存用於汽油池的這些高辛烷值組分。儘管本公開包括有限數量的實施方案，但是獲益於本公開的本領域技術人員應理 解，可以設計不偏離本公開的範圍的其它實施方案。因此，該範圍應當僅僅受到後附權利要 求的限制。
權利要求
一種用於回收苯的方法，該方法包括將氫和烴餾分進料到包括至少一個反應區的催化蒸餾反應器系統中，所述烴餾分包含苯、比苯更輕的組分、比苯更重的組分和二烯烴，所述反應區包含氫化催化劑；在所述催化蒸餾反應器系統中同時使所述二烯烴和氫在所述氫化催化劑的存在下接觸，以選擇性地氫化所述二烯烴的至少一部分；和分餾所述烴餾分以形成包含苯和其它C6烴的餾分和包含C7+烴的重質物餾分；將所述重質物餾分以塔底餾分的形式從第一催化蒸餾反應器系統中回收；和將所述包含苯和其它C6烴的餾分以苯濃縮物餾分的形式從所述催化蒸餾反應器系統中取出。
2.權利要求1所述的方法，所述方法還包括 將所述苯濃縮物餾分進料至芳香烴抽提裝置中； 從所述苯濃縮物餾分中抽提苯；和回收具有降低的苯濃度的C6烴餾分。
3.權利要求2所述的方法，其中所述具有降低的苯濃度的C6烴餾分的苯含量按重量計 低於 lOOppm。
4.權利要求2所述的方法，其中所述苯濃縮物餾分的二烯烴含量為lOOppm以下。
5.權利要求2所述的方法，其中所述苯濃縮物餾分中引起顏色的物種的含量為lOOppm 以下。
6.權利要求2所述的方法，其中所述方法在所述芳香烴抽提裝置後面沒有熱粘土處理 器、冷粘土處理器和後分餾部中的至少一種。
7.權利要求1所述的方法，所述方法還包括將所述苯濃縮物餾分以塔頂餾分的形式從所述催化蒸餾反應器系統中回收，其中所述 苯濃縮物餾分還包含輕質烴，所述輕質烴包含C3、c4和c5烴中的至少一種； 將所述輕質烴從未反應的氫中冷凝並且分離； 回收所述未反應的氫；和將冷凝的輕質烴以總回流的形式返回到所述催化蒸餾反應器系統中。
8.權利要求7所述的方法，其中比所述苯濃縮物餾分更輕的餾分基本上沒有苯。
9.權利要求1所述的方法，其中分餾所述烴餾分還包括形成比所述苯濃縮物餾分更 輕並且包含c3、c4和c5烴中的至少一種的餾分。
10.權利要求1所述的方法，其中分餾所述烴餾分還包括將未反應的氫和包含c3、c4 和c5烴中的至少一種的餾分以塔頂餾分的形式從所述催化蒸餾反應器系統中回收。
11.權利要求1所述的方法，其中所述催化蒸餾反應器系統是分壁蒸餾塔，其中所述分 壁蒸餾塔的至少一個部分包括至少一個反應區，所述反應區包含氫化催化劑。
12.權利要求1所述的方法，其中將所述烴餾分和所述氫在低於所述至少一個反應區 的位置進料至所述催化蒸餾反應器系統中。
13.一種對用於降低烴流中的苯濃度的工藝進行改進的方法，在所述工藝中，將包含 苯、比苯更輕的組分、比苯更重的組分和二烯烴的烴餾分進料到蒸餾塔中，以將所述烴餾分 分餾成包含苯和其它c6烴的苯濃縮物餾分和包含c7+烴的重質物餾分，其中將所述重質物餾分以塔底餾分的形式從所述蒸餾塔中回收，並且將所述苯濃縮物餾分從所述蒸餾塔中取 出並且進料到芳香烴抽提裝置中，所述方法包括將以蒸餾結構體的形式形成的催化劑設置在所述蒸餾塔中；將氫進料到所述蒸餾塔中；和使所述二烯烴和氫在氫化催化劑的存在下接觸，以選擇性地氫化所述二烯烴的至少一 部分，其中使所述二烯烴和氫在所述氫化催化劑的存在下接觸與將所述烴餾分分餾在所述 蒸餾塔中同時進行。
14.權利要求13所述的方法，其中所述用於降低烴流中的苯濃度的工藝包括使所述烴 餾分與用於吸附含色物種的保護床接觸，所述改進方法還包括將所述用於吸附含色物種的保護床取下不用。
15.權利要求13所述的方法，所述方法還包括在所述芳香烴抽提裝置中從所述苯濃縮物餾分中抽提苯；和回收具有降低的苯濃度的C6烴餾分。
16.權利要求13所述的方法，所述方法還包括將所述苯濃縮物餾分以塔頂餾分的形式從所述蒸餾塔中回收，其中所述苯濃縮物餾分 還包含輕質烴，所述輕質烴包含C3、C4和C5烴中的至少一種；將所述輕質烴從未反應的氫中冷凝並且分離；回收所述未反應的氫；和將冷凝的輕質烴以總回流的形式返回到所述催化蒸餾反應器系統中。
17.權利要求13所述的方法，其中分餾所述烴餾分還包括形成比所述苯濃縮物餾分 更輕並且包含C3、C4和C5烴中的至少一種的餾分。
18.權利要求13所述的方法，其中分餾所述烴餾分還包括將未反應的氫和包含C3、C4 和C5烴中的至少一種的餾分以塔頂餾分的形式從所述催化蒸餾反應器系統中回收。
19.權利要求15所述的方法，其中所述具有降低的苯濃度的C6烴餾分的苯含量按重量 計低於lOOppm。
20.權利要求15所述的方法，其中所述苯濃縮物餾分的二烯烴含量為lOOppm以下。
21.權利要求15所述的方法，其中所述苯濃縮物餾分中引起顏色的物種的含量為 lOOppm 以下。
22.權利要求13所述的方法，其中將所述烴餾分和所述氫在低於所述蒸餾結構體的位 置進料至所述蒸餾塔中。
23.權利要求17所述的方法，其中所述比所述苯濃縮物餾分更輕的餾分基本上沒有苯。
24.權利要求14所述的方法，其中所述芳香烴抽提裝置包括後抽提分餾部，所述改進 方法還包括將所述後抽提分餾部的至少一部分取下不用。
全文摘要
本發明提供催化蒸餾用於苯分離和純化的應用。公開了一種用於回收苯的方法，該方法包括將氫和烴餾分進料到包括至少一個反應區的催化蒸餾反應器系統中，所述烴餾分包含苯、比苯更輕的組分、比苯更重的組分和二烯烴，所述反應區包含氫化催化劑；在所述催化蒸餾反應器系統中同時使所述二烯烴和氫在所述氫化催化劑的存在下接觸，以選擇性地氫化所述二烯烴的至少一部分，和分餾所述烴餾分以形成包含苯和其它C6烴的餾分和包含C7+烴的重質物餾分；將所述重質物餾分以塔底餾分的形式從第一催化蒸餾反應器系統中回收；和將所述包含苯和其它C6烴的餾分以苯濃縮物餾分的形式從所述催化蒸餾反應器系統中取出。
文檔編號C10G67/04GK101831318SQ20101012766
公開日2010年9月15日 申請日期2010年3月9日 優先權日2009年3月9日
發明者普爾維斯·K·霍, 米切爾·E·勒舍爾, 蒙蒂·威差萊克, 馬丁努斯·J·阿爾梅林 申請人:催化蒸餾技術公司