從稀的乙烯物流生產丙烯和乙基苯的方法
2023-06-12 21:38:56
專利名稱：從稀的乙烯物流生產丙烯和乙基苯的方法
發明
背景技術：
領域本發明涉及生產乙基苯和丙烯的方法，特別是涉及從稀的乙烯源生產乙基苯和丙烯的方法。
背景技術：
乙烯為普通的化學品，其尤其可與芳烴反應生成烷基芳烴如乙基苯、與丁烯反應生產丙烯。乙基苯通常用於生產苯乙烯，苯乙烯可聚合生成聚苯乙烯。丙烯通常用於生產聚丙烯。
生產高純度乙烯的方法為公知的，其包括將烴物料熱解並隨後通過蒸餾分離乙烯和反應副產品。該方法通常包括以下將包括乙烷、丙烷、丁烷、石腦油、粗柴油或加氫裂化減壓瓦斯油的物料進料到乙烯設備中，在其中使物料在一組熱解爐中在蒸汽的存在下熱裂化。形成攜帶有烯烴的流出氣體並通過生成蒸汽和通過與油和/或水間接接觸而逐漸地冷卻。將流出物在多級離心式壓縮機中壓縮，通過胺處理和/或鹼洗排除酸性氣體，然後將氣體在分子篩上乾燥。在脫甲烷塔中在低溫條件下回收甲烷尾氣。然後在脫乙烷塔中一起回收乙烯和乙烷。通常通過催化除去乙炔，然後在最終分餾塔中在低溫條件下回收乙烯產品。就在最終分餾之前，乙烯物流可包括大量的乙烷(15到35％)和相對少量的氫氣、甲烷和丙烯。最終分餾產生高純度(聚合級)的乙烯(至少約99.95mol％)並循環乙烷，其可用於生產更多的乙烯。
乙烯混合物的最終分餾是相對能量密集型的，並且優選減少如此生產的乙烯/乙烷的量，或在這個步驟中完全排除。然而，許多方法，包括生產丙烯和乙基苯的那些，通常使用高純度乙烯的物料進行。乙烯物流從乙烯設備轉移，在除去乙炔之後但在最終分餾之前，通常在使用乙烷裂化爐作為乙烯源時僅包含約65mol％的乙烯，在使用石腦油裂化爐作為乙烯源時包含約85mol％的乙烯，兩種方法的主要差異在於使用的原料和乙烷裂化爐的某些程度上較簡單的回收工段(即，因為重質副產物形成被減少，乙烷裂化爐的蒸餾塔較少)。
還已知多種方法用於生產烷基芳烴如乙基苯，並且可採用固定床或催化蒸餾類型的方法。固定床方法通常包括以下將苯送到包含烷基化催化劑固定床的烷化反應器中並與乙烯反應以得到烷基化苯和過量苯的混合物。將混合物分餾以回收乙基苯，循環苯和多乙基化苯。將循環苯送回到烷化反應器以及送到烷基轉移反應器，在烷化反應器中循環苯與另外的乙烯反應，在烷基轉移反應器中多乙基化苯與苯進行烷基轉移作用形成另外的乙基苯。
雖然這些方法優選聚合級乙烯，但是還可以從相對稀的乙烯物料生產乙基苯。在這種情況中，優選催化蒸餾反應器，因為可使用稀到約15mol％的乙烯物料生產乙基苯。如果固定床方法使用稀的乙烯物料，可使用純度低至約60mol％的乙烯，條件是物料的其餘40mol％包含最小含量的氫氣和甲烷。來自乙烷裂化爐的稀的乙烯可具有相對少量的甲烷和氫氣，但情況不總是這樣，因為例如來自具有前端脫乙烷塔的乙烯設備的稀的乙烯可包含較大量的氫氣和甲烷。或者，如果沒有在流化床催化裂化設備(FCC)氣體回收裝置通過壓縮和蒸餾FCC排出氣體分離氫氣或甲烷，則來自FCC的稀的乙烯可包含非常大量的氫氣或甲烷。通常，來自FCC的乙烷和輕質氣體不經進一步分離，而是將它們送到精煉廠的燃料氣系統。在任何情況下，當乙烯物料純度低於約83mol％時，固定床方法可能招致能量代價。
能量代價包括在所用乙烯源非常稀的時候必須在乙基苯設備中使用額外的能量。例如，在上述乙基苯設備中，可能需要另外的能量從排出氣體回收芳烴。這種附加過程可包括致冷式通風冷凝器和/或使用重沸器和冷凝器的吸收/汽提系統。
除了用於乙基苯生產之外，乙烯通常與丁烯反應生產丙烯。聚合級乙烯最適合這種方法並可能進行有效的丙烯生產。從丁烯生產丙烯的多種方法是已知的，如催化裂化和在固定床系統中的複分解。固定床複分解方法通常包括使乙烯和丁烯在反應器中反應生成丙烯產物，並且通過致冷蒸餾，分餾任何未反應的乙烯，使得未反應的乙烯可循環到反應爐以進一步與丁烯反應。同時，可將少量的輕質氣體如乙烷、甲烷和氫氣排出以防止在乙烯循環過程中積聚。
稀到約60mol％的乙烯物料可用於生產丙烯。遺憾的是，比約95mol％更稀的乙烯物料可能使包括對未反應的稀乙烯加熱、冷卻和分餾的循環步驟的效率非常低，因為在與丁烯最初反應之後，未反應的乙烯通常被在循環步驟中積聚的相對高水平的乙烷和/或其它輕質氣體稀釋。結果是在循環步驟中回收乙烯更困難和成本更高，因此簡單地吹掃來自工藝的大量乙烯以及輕質氣體而不是將乙烯返回到反應器可能更有效率。因此，當使用稀的乙烯物料時，在與丁烯最初反應之後留下的乙烯基本上不能用，其不能抵循環步驟的能源成本。雖然可以使未反應的乙烯返回到用於回收的乙烯設備中，但是這樣成本很高。
然而，希望在丙烯設備和乙基苯設備中減少對高純度乙烯的需要，以便在乙烯設備中降低對乙烯最終分餾所需的能量消耗。另外，需要利用稀的乙烯源生產乙基苯和/或丙烯而沒有顯著的浪費或能量代價。
發明內容
本發明包括生產丙烯的方法，通過將來自乙烯反應區的乙烯物流引導到丙烯反應區；將丁烯物流引導到丙烯反應區；使乙烯物流與丁烯物流在丙烯反應區中反應生成丙烯反應物流；和使丙烯反應物流經歷回收操作以回收丙烯。
本發明另外包括生產烷基芳烴的方法，通過將來自丙烯反應區的乙烯物流引導到烷基芳烴反應區；將芳烴物流引導到烷基芳烴反應區；使乙烯物流與芳烴物流在烷基芳烴反應區中反應生成烷基芳烴反應物流；和使烷基芳烴反應物流經歷回收操作以回收烷基芳烴和在稀的乙烯物料中包含的乙烷，乙烷可以作為副產物排出或作為物料循環到乙烯設備。
本發明另外包括生產丙烯和烷基芳烴的方法，通過使乙烯反應區中的原料反應生產第一乙烯物流；將第一乙烯物流引導到丙烯反應區；將丁烯物流引導到丙烯反應區；使第一乙烯物流與丁烯物流在丙烯反應區中反應生成丙烯反應物流；使丙烯反應物流經歷第一回收操作以回收丙烯和第二乙烯物流；將第二乙烯物流引導到烷基芳烴反應區；將芳烴物流引導到烷基芳烴反應區；使第二乙烯物流與芳烴物流在烷基芳烴反應區中反應生成烷基芳烴反應物流；和使烷基芳烴反應物流經歷第二回收操作以回收烷基芳烴和在稀的乙烯物流中包含的乙烷，乙烷可作為副產物排出或作為物料循環到乙烯設備。
本發明的優點包括通過排除或減少乙烯設備中乙烯的最終分餾和通過排除丙烯設備中的乙烯循環步驟而顯著節能，從而解約成本。
圖1為生產丙烯和乙基苯的優選方法的示意性流程圖。
圖2為生產丙烯的優選方法的詳細示意性流程圖。
圖3為生產丙烯和乙基苯的另一個優選方法的示意性流程圖。
圖4為生產丙烯和乙基苯的另一個優選方法的示意性流程圖。
圖5為生產丙烯和乙基苯的另一個優選方法的示意性流程圖。
圖6為生產丙烯和乙基苯的另一個優選方法的示意性流程圖。
具體實施例方式
本發明涉及生產稀的乙烯、和使用稀乙烯生產乙基苯、丙烯或乙基苯和丙烯的方法。
雖然用於生產乙烯、乙基苯和丙烯的單獨方法為已知的，但本發明將這些方法合併，使得設計成能改善總效率並從而降低與乙烯、丙烯和乙基苯生產有關的總成本。
通常，本發明的優選方法包括將來自乙烯設備的稀的乙烯物流在乙炔清除點之後但在最終分餾點之前的點轉移到丙烯設備。丙烯設備中的反應正常進行，大部分乙烯與丁烯反應產生丙烯。然而，與已知的方法不同，丙烯設備不包括回收未反應乙烯的乙烯循環步驟，因為與丁烯最初反應之後剩餘的乙烯通常對於成本有效的循環步驟來說太稀。作為替代，包括未反應的乙烯和輕質氣體如乙烷、甲烷和氫氣的物流被直接送到乙基苯設備，該設備可以以合理的效能操作，即使使用來自丙烯設備的稀的乙烯物料。因此，在乙烯設備中因為排除了最終分餾而節能，並且在丙烯設備中因為排除了循環乙烯步驟而節能。
通常，丙烯設備中排除循環乙烯步驟會導致除降低丙烯產量之外的乙烯顯著損失。或者，未反應的乙烯可能需要被再引導到乙烯設備中以高成本回收。然而，通過將稀的乙烯物流引導到乙基苯設備，基本上所有的剩餘乙烯可用於生產乙基苯。因此，將來自乙烯設備的相對稀的乙烯物流引導到丙烯設備，然後用於乙基苯設備可節約大量能量並且很少產生或幾乎不產生乙烯的浪費。
另一個優選的方法包括在乙炔清除點之後並且在所述乙烯物流至少部分分餾之後但在最終分餾點之前從乙烯設備轉移乙烯物流，即來自乙烯分餾塔上的一個位置處的側取物(side-draw)，並轉移到丙烯設備。對於上述方法，丙烯設備沒有用於回收未反應的稀乙烯的循環步驟作為所述設備的一部分。作為替代，包括未反應的乙烯和輕質氣體的物流從丙烯設備直接被傳送到乙基苯設備。在乙烯設備中因為在乙烯分餾完成之前抽出至少一些乙烯而節能，在丙烯設備中因為排除了乙烯循環工藝而節能。
其它的替代性方案可包括將除去乙炔之後但在將乙烯物料引導到乙烯設備中的乙烯分餾塔和/或引導到丙烯設備之前將至少部分乙烯物料部分或完全地冷凝。
上述替代性方案可通過以下方式降低成本(1)減少或排除在乙烯設備的乙烯分餾塔中處理的乙烯/乙烷，(2)排除丙烯設備中的乙烯循環步驟，和(3)在部分冷凝的情況中，由於物料富集到塔的回流速率降低而使乙烯分餾塔能量輸入產生某些節約。例如，用於丙烯和乙基苯生產的部分乙烯分餾塔物料的部分冷凝可使被送到乙烯分餾塔用於正常分餾的乙烯分餾塔物料的其餘部分在乙烯中更富集並包含更低濃度的乙烷。這使得剩餘的乙烯/乙烷的最終分餾更容易，從而降低最終分餾的能量需要。
雖然可使用高純度乙烯實踐本發明，但是通常，優選引導到丙烯設備的乙烯物流的純度為約60mol％到約95mol％乙烯。取決於所採用的本發明的實施方案，可優選所述物料的濃度為約65mol％到約85mol％，或更優選約80mol％到約83mol％乙烯。通常，優選送往乙基苯設備的乙烯物流的純度為約30mol％到約90mol％乙烯。取決於所採用的本發明的實施方案，可優選物料的濃度為約40mol％到約78mol％乙烯。
實施例1參考圖1，乙烯設備(截至和包括脫乙烷塔步驟)2產生包括乙烯、乙烷和乙炔的蒸汽物流，並且有可能包括如未反應的氫氣、甲烷和丙烯，經由管線4送到乙炔除去工序6，其通常為使用貴金屬催化劑的多級固定床反應器系統。然後將得到的蒸汽物流經由管線8送到乙烯分餾塔10，在那裡將稀的乙烯物流分餾為高純度乙烯，其作為塔頂餾出物經由管線12離開乙烯分餾塔10；作為乙烯分餾塔10的塔底流出物的循環乙烷物流經由管線14離開(並可能隨後用於生產更多的乙烯)；根據已知的方法，作為分餾塔10的塔頂餾出物的排出氣如甲烷和氫氣經由管線13離開。在本發明的優選方法中，至少一些稀的乙烯物流在乙炔除去工序6之後但在到達乙烯分餾塔10之前的點轉移，即經由圖1上的管線15到管線16。通常包括約65mol％到約85mol％乙烯的管線16中的物流被送到圖2中更詳細表示的丙烯設備18。
參考圖2，管線16中的稀乙烯與管線20中的丁烯物料混合併將包括乙烯和丁烯的混合物經由管線22送到熱交換器24並在其中加熱並在加熱器26中進一步加熱，然後進料到複分解反應器28中。複分解反應器可為固定床、移動床、流化床、或用於進行複分解反應的任何物理類型的單元。複分解反應器28包含非貴金屬催化劑或賤金屬催化劑，如氧化鎂和/或氧化鎢，它們促進乙烯和丁烯-2形成丙烯的反應並同時使丁烯-1異構化為丁烯-2，使得可得到更多的丁烯-2用於與乙烯反應。供給上述反應器的乙烯與丁烯的進料比通常為乙烯對丁烯的摩爾比為1∶1mol/mol到4∶1mol/mol，優選乙烯對丁烯的摩爾比為1∶1mol/mol到2∶1mol/mol並控制為使得C5+烯烴副產品最少和保持丁烯的單程轉化率超過約60％。典型的丁烯轉化率為約60到約75％，並且丙烯的選擇性大於約95％。複分解反應器在氣相、在約150℃到約400℃的溫度、約10kg/cm2g到約40kg/cm2g的壓力下操作。複分解反應器產物經由管線30被送到熱交換器24並在其中冷卻，然後經由管線32送到脫乙烯反應器34，在那裡將複分解反應器產物分餾以產生包括丙烯、丁烯和C5化合物和重質化合物的脫乙烯反應器塔底流出物36。脫乙烯反應器塔底流出物經由管線36送到脫丙烯反應器38，在脫丙烯反應器38中丁烯、丁烷、異丁烯、戊烯和C6+組分(如己烯、庚烯等)作為脫丙烯反應器塔底流出物離開。丁烯經由管線40進料用於循環到複分解反應器28，丁烷、異丁烯和C5混合物和重質化合物與相對小部分的丁烯一起經由管線42從該工序中被吹掃出。管線44中的來自脫丙烯反應器38的塔頂餾出物包括高純度的丙烯產物。
回到脫乙烯反應器34。通常，脫乙烯反應器34的塔頂餾出物在管線46中輸送液體循環乙烯。其後，循環乙烯與管線16中的乙烯物料合併(未表示)用於回到複分解反應器28中。通常經由來自脫乙烯反應器34的回流儲液器的單獨的通風管(未表示)從脫乙烯反應器34吹掃輕質氣體。
在本發明的優選實施方案中，管線46中的來自脫乙烯反應器的塔頂蒸氣被直接送到催化蒸餾設備或固定床式乙基苯設備48(回頭參考圖1)，並與苯及其衍生物反應，生成乙基苯和/或多乙基苯。或者，可將乙烯與其它芳烴反應，所述芳烴包括萘、蒽、菲、及其衍生物。可將稀的乙烯物料中包含的乙烷作為副產物排出或作為到乙烯設備的物料循環。在實踐中，特別優選將管線46中的來自脫乙烯反應器34的塔頂餾出物直接送到乙基苯設備48，而不回收未反應的循環乙烯，其中管線16中的乙烯物料是稀的(即低於約85mol％乙烯)，管線46中的來自脫乙烯反應器34的塔頂餾出物包括更少的乙烯(即，低於約73mol％)和相對更高濃度的乙烷和輕質氣體(即，大於約27mol％)。因此，管線46中稀的乙烯的分餾不是成本有效的，因為隨著乙烯濃度降低回流成本顯著增加。然而，管線46中的乙烯物流適用於固定床設備或催化蒸餾式乙基苯設備。因此，到達丙烯設備18的管線16中的乙烯濃度最終決定是否有充分的乙烯保留在管線46中的脫乙烯反應器塔頂餾出物中，以進料到乙基苯設備48中。可通過多種方式控制管線16中的乙烯濃度，包括加入一些聚合級乙烯。以下說明控制管線16中的乙烯濃度的另外的方法。管線46中的乙烯還提供複分解反應器28中乙烯與丁烯的適當比例，因為乙烯以超過丙烯生產所需的量過量存在(乙烯量包括丙烯生產需要量和乙基苯生產需要量)。因此，該乙烯的存在排除了對循環乙烯的需要。
上述方法的優點包括顯著的能量節約，因為經由管線16進料到丙烯設備18的稀的乙烯沒有在乙烯設備中的乙烯分餾塔10中分餾。另外，在丙烯設備中節能，因為排除了循環乙烯步驟。對於與550,000KTA乙基苯設備組合的950,000KTA乙烯設備，估計節約的費用為每年US$750,000。
實施例2-5實施例2、3、4和5表示可以以非常類似於實施例1所述方法的方式實踐的本發明的實施方案。然而，在各個實施例中在進料到丙烯設備18之前，管線8中的乙烯物流的處理方式不同。因此，送到丙烯設備18和乙基苯設備48的物料組成可能隨每個實施例而改變。
實施例2參考圖3，來自乙烯設備2的乙烯物流在乙炔除去工序6之後被送到冷凝器50並在那裡將物流部分冷凝以提供經由管線52到丙烯設備18的液體物料、經由管線54到乙烯分餾塔10的蒸氣物料。管線54中的物流為乙烯濃度比進料到冷凝器50的物流高約1mol％到約3mol％的蒸氣。管線52中的液體物流的乙烯濃度比管線8中的物料低約1mol％到約3mol％，並被送到管線16和送到丙烯設備18。在丙烯設備中反應之後，從脫乙烯反應器34(圖2)取得剩餘的乙烯並經由管線46直接送到乙基苯設備48，如實施例1中那樣。因為進料到丙烯設備的乙烯以超過丙烯生產所需的量過量存在(乙烯量包括丙烯生產需要量和乙基苯生產需要量)，排除了在丙烯設備中對循環乙烯的需要。
在乙烯分餾塔10中節能，因為管線8中最初乙烯物料的大部分被轉移到丙烯設備18。另外，送到乙烯分餾塔10的乙烯比管線8中的物流更濃，使得更有效地操作乙烯分餾塔10。然而，在從乙烷循環再生時有相對少量的能量損失，即物料中的乙烷被蒸餾到塔底流出物並循環到裂化爐。其在分餾塔的塔底為冷的，使得乙烷需要再加熱以恢復製冷值(「再生」)。因為塔塔底有較少的乙烷，所以在乙烯設備中可需要較少的再生和用於補償較少再生可能需要的較少的額外製冷。
還通過在丙烯設備18中排除乙烯循環步驟而節能。到丙烯設備18的物料純度為約75mol％，到乙基苯設備48的物料純度為約69mol％。這種純度水平適合於固定床或催化蒸餾式乙基苯設備，雖然其可能因為乙基苯反應器產物的冷凝溫度由於稀釋被降低而使乙基苯設備中蒸汽產量減少，導致熱量回收減少，並由此略微升高能源成本。不考慮對乙基苯設備的影響，本實施例可為與550,000KTA乙基苯設備組合的950,000KTA乙烯設備而每年節約約US$800,000的操作成本。
實施例3參考圖4，在除去乙烯之後，將管線8中的乙烯物流的一部分完全冷凝，使得管線52中的乙烯濃度不高於管線8中的物流。乙烯物流經由管線52送到管線16並繼續送到丙烯設備18，在丙烯設備中反應之後，保留在脫乙烯反應器34(圖2)中的乙烯經由管線46直接送到乙基苯設備48，如實施例1中那樣。管線8中的殘餘乙烯蒸氣被進料到乙烯分餾塔10。
到乙烯分餾塔10的總物料減少使得能量節約，但是如上所述，以從乙烷循環的再生形式損失了一些能量。通過在丙烯設備中排除循環乙烯步驟而節約了額外能量。在本實施例中，經由管線16進料到丙烯設備的純度為約82mol％，經由管線46進料到乙基苯設備的純度為約77mol％。這種乙烯濃度適合於固定床或催化蒸餾式乙基苯設備，並且不會引起任何能量代價。對於與550,000KTA乙基苯設備結合的950,000KTA乙烯設備，本實施例可每年節約約US$820,000的操作成本。
實施例4參考圖5，在除去乙炔之後，所有的乙烯物流經由管線8送到乙烯分餾塔10。然而，剛好在管線8進入分餾塔10的進料點下方從乙烯分餾塔10的汽提段(未表示)通過使用本領域公知的具有蒸氣抽出的瀉流板(未表示)抽出一些乙烯。從乙烯分餾塔10抽出的乙烯經由管線56進料到管線16中並進料到丙烯設備18，在丙烯設備中反應之後，殘留在脫乙烯反應器34(圖2)中的乙烯經由管線46送到乙基苯設備48，如實施例1中那樣。經由管線56抽出的乙烯為包括少於約62mol％乙烯的蒸氣。在管線46中的離開丙烯設備的乙烯濃度小於約35mol％，其適合於催化蒸餾反應器式乙基苯設備。
通過減少乙烯分餾塔10中的分餾而節能，但是一部分以從乙烷循環的再生形式損失。通過在丙烯設備18中排除循環乙烯步驟而節能。對於與550,000KTA乙基苯設備結合的950,000KTA乙烯設備，本實施例可每年節約約US$850,000的操作成本。
實施例5參考圖6，在除去乙炔之後，所有的乙烯物流經由管線8送到乙烯分餾塔10。然而，剛好在管線8進入分餾塔10的進料點上方從乙烯分餾塔10的精餾段(未表示)通過使用本領域公知的液體抽出用瀉流板(未表示)抽出一些乙烯。從乙烯分餾塔10抽出的乙烯經由管線58進料到管線16中並進料到丙烯設備18，在丙烯設備中反應之後，殘留在脫乙烯反應器34(圖2)中的乙烯經由管線46送到乙基苯設備48，如實施例1中那樣。經由管線58抽出的乙烯為包括少於約83mol％乙烯的液體。在管線46中到乙基苯設備的乙烯物流包括約78mol％的乙烯。這種濃度適合於固定床或催化蒸餾反應器乙基苯設備。
通過減少乙烯分餾塔10中的分餾而節能，但是一部分以從乙烷循環的再生形式損失。通過在丙烯設備18中排除乙烯循環步驟而節能。不考慮對乙基苯設備的影響，對於與550,000KTA乙基苯設備結合的950,000KTA乙烯設備，本實施例可每年節約約US$870,000的操作成本。
重要地是，正如以上的討論，本發明的多個實施方案都可以產生顯著的總能量節約，即使在其中在乙基苯設備中發生能量損失的情況中，因為可以排除或減少乙烯設備中的乙烯分餾並排除丙烯設備中的乙烯循環步驟。
雖然已經參考優選實施方案描述了本發明，但是本領域技術人員可以理解，可對其進行多種改變和將其組成部分替換為等價物而不脫離本發明的範圍。例如，可使用多種乙烯設備實踐本發明，條件是使用的工序使得稀的乙烯可在最終的乙烯-乙烷分餾之前或在分餾過程中作為側面抽出物被轉移。類似地，可使用多種丙烯設備實踐本發明，條件是選擇的丙烯設備可令人滿意地使用來自選擇的乙烯設備的稀的乙烯物料進行操作。另外，可使用多種乙基苯設備實踐本發明，條件是乙基苯設備可令人滿意地使用來自選擇的丙烯設備的稀的乙烯物料進行操作。或者，可使用類似的方案生產不同於乙基苯的烷基芳烴如多乙基苯，或在其它已知的烷基芳烴設備中用其它芳香族化合物如萘、蒽、菲、及其衍生物代替苯。因此，本發明不限於本文中公開的具體實施方案，本發明包括處在權利要求範圍內的所有實施方案。
權利要求
1.生產丙烯的方法，其包括a)將來自乙烯反應區的包括至多95mol％乙烯的乙烯物流引導到丙烯反應區；b)將丁烯物流引導到丙烯反應區；c)使乙烯物流與丁烯物流在丙烯反應區中反應生成丙烯反應物流；和d)使丙烯反應物流經歷回收操作以回收丙烯。
2.權利要求1的方法，其另外包括在步驟(a)之前將乙烯物流冷凝。
3.權利要求1的方法，其另外包括在步驟(a)之前從乙烯物流除去乙炔。
4.權利要求1的方法，其另外包括在步驟(a)之前對乙烯物流進行部分分餾。
5.權利要求1的方法，其中乙烯物流中乙烯的濃度為約60mol％到約95mol％。
6.權利要求5的方法，其中乙烯物流中乙烯的濃度為約65mol％約85mol％。
7.權利要求6的方法，其中乙烯物流中乙烯的濃度為約80mol％約83mol％。
8.權利要求1的方法，其中乙烯反應區包括熱裂化裝置。
9.權利要求1的方法，其中丙烯反應區包括複分解反應器或催化裂化反應器。
10.權利要求1的方法，其中回收操作包括分餾塔。
11.生產烷基芳烴的方法，其包括a)將得自丙烯反應區的乙烯物流引導到烷基芳烴反應區；b)將芳烴物流引導到烷基芳烴反應區；c)使乙烯物流與芳烴物流在烷基芳烴反應區中反應生成烷基芳烴反應物流；和d)使烷基芳烴反應物流經歷回收操作以回收烷基芳烴。
12.權利要求11的方法，其另外包括在將乙烯物流引導到烷基芳烴反應區之前對乙烯物流進行分餾操作。
13.權利要求11的方法，其中乙烯物流中乙烯的濃度為約30mol％到約90mol％。
14.權利要求13的方法，其中乙烯物流中乙烯的濃度為約40mol％到約78mol％。
15.權利要求11的方法，其中丙烯反應區包括複分解反應器或催化裂化反應器。
16.權利要求11的方法，其中烷基芳烴反應區包括固定床反應器或催化蒸餾反應器。
17.權利要求11的方法，其中回收操作包括分餾塔。
18.權利要求11的方法，其中芳烴物流包括選自苯、萘、蒽、菲、及其衍生物組中的芳烴。
19.權利要求11的方法，其中烷基芳烴選自乙基苯、多乙基苯、及其衍生物的組中。
20.生產丙烯和烷基芳烴的方法，其包括a)使原料在乙烯反應區中反應生成第一乙烯物流；b)將第一乙烯物流引導到丙烯反應區；c)將丁烯物流引導到丙烯反應區；d)使第一乙烯物流與丁烯物流在丙烯反應區中反應生成丙烯反應物流；e)使丙烯反應物流經歷第一回收操作以回收丙烯和第二乙烯物流；f)將第二乙烯物流引導到烷基芳烴反應區；g)將芳烴物流引導到烷基芳烴反應區；h)使第二乙烯物流與芳烴物流在烷基芳烴反應區中反應生成烷基芳烴反應物流；和i)使烷基芳烴反應物流經歷第二回收操作以回收烷基芳烴。
21.權利要求20的方法，其另外包括在步驟(b)之前將乙烯物流冷凝。
22.權利要求20的方法，其另外包括在步驟(b)之前從乙烯物流除去乙炔。
23.權利要求20的方法，其另外包括在步驟(b)之前對乙烯物流進行部分分餾。
24.權利要求20的方法，其中第一乙烯物流中乙烯的濃度為約60mol％到約95mol％。
25.權利要求24的方法，其中第一乙烯物流中乙烯的濃度為約65mol％到約85mol％。
26.權利要求25的方法，其中第一乙烯物流中乙烯的濃度為約80mol％到約83mol％。
27.權利要求20的方法，其中第二乙烯物流中乙烯的濃度為約30mol％到約90mol％。
28.權利要求27的方法，其中第二乙烯物流中乙烯的濃度為約40mol％到約78mol％。
29.權利要求20的方法，其中乙烯反應區包括熱裂化裝置。
30.權利要求20的方法，其中丙烯反應區包括複分解反應器或催化裂化反應器。
31.權利要求20的方法，其中烷基芳烴反應區包括固定床反應器或催化蒸餾反應器。
32.權利要求20的方法，其中第一回收操作包括分餾塔。
33.權利要求20的方法，其中第二回收操作包括分餾塔。
34.權利要求20的方法，其中原料選自乙烷、丙烷、丁烷、石腦油、粗柴油和加氫裂化減壓瓦斯油的組中。
全文摘要
本發明提供了生產丙烯的方法，其包括將來自乙烯反應區的乙烯物流引導到丙烯反應區；將丁烯物流引導到丙烯反應區；使乙烯物流與丁烯物流在丙烯反應區中反應生成丙烯反應物流；和使丙烯反應物流經歷回收操作以回收丙烯。本發明還提供了生產烷基芳烴的方法，將來自丙烯反應區的乙烯物流引導到烷基芳烴反應區；將芳烴物流引導到烷基芳烴反應區；使乙烯物流與芳烴物流在烷基芳烴反應區中反應生成烷基芳烴反應物流；和使烷基芳烴反應物流經歷回收操作以回收烷基芳烴。本發明還提供了生產丙烯和烷基芳烴的方法。
文檔編號C07C2/64GK1805914SQ200480016140
公開日2006年7月19日 申請日期2004年6月8日 優先權日2003年6月11日
發明者詹姆士·M·希爾德雷思, 克爾曼·納裡曼·都康達, 羅納德·M·韋內 申請人:Abb路慕斯全球股份有限公司