Fcc法製成的c3和枯烯的整合生產的製作方法

2023-12-05 18:43:36 2

專利名稱：Fcc法製成的c3和枯烯的整合生產的製作方法
技術領域：
本發明大致涉及烴加工。更具體地，本發明涉及將含烴物質初步加工 成中間料流，包括通過重質烴原料的裂化製成的丙烯和丙烷。本發明還涉 及所述中間料流在有價值的芳族化合物如枯烯製造中的後繼用途。
相關
背景技術：
輕質烯烴充當許多化學品生產中的進料物質。傳統上通過烴類，如源 自石油來源的烴類的蒸汽或催化裂化法製造輕質烯'烴。重質烴流的流化催 化裂化(FCC)通常通過使相對高沸點的烴與由細碎的或微粒狀的固體材 料構成的催化劑接觸來進行。催化劑以類似流體的方式輸送，通過使氣體 或蒸氣以足以產生所需流體輸送狀態的速度傳輸通過催化劑。油與流化催 化劑的接觸導致裂化反應。
在US 5,360,533、 US 5，584，985、 US 5,858,206和US 6，843，906中更充 分描述了 FCC加工。各種接觸區、再生區和汽提區以及在各種區域之間傳 輸催化劑的布置的具體細節是本領域技術人員公知的。
FCC反應器用於將裂化瓦斯油或較重iW裂化成多種產品。來自FCC 裝置的裂化蒸氣^通常為主塔形式的分離區，其提供氣流、汽油餾分、 輕循環油(LCO )、重循環油(HCO)和澄清油(CO)組分。所述氣流 可以包括氫氣、Q和C2烴、和液化石油氣("LPG")，即Q和C4烴。
與重質烯烴相比，越來越需要用於製造聚丙烯、異丙基苯(枯烯)等 的輕質烯烴，如丙烯。研究工作已經開發出產生或導致輕質烯烴(即丙烯) 的相對收率更大的FCC法。在US 6,538,169中更充分描述了此類加工。
枯烯是用於製造苯酚、丙酮、a-甲基苯乙烯和苯乙酮的重要中間化合 物。傳統FCC法產生混合的丙烷/丙烯流。該丙烷/丙烯流通常穿過分離塔(splitter)或蒸餾塔，以便將丙烯與丙烷分離。除構造和維護成本外，這 種分離塔的運行是能量密集的。
鑑於對輕質烯烴如丙烯的日益增長的需要和要求及它們在有用的芳族 化合物如枯烯中的用途，需要用於從這種FCC法流出物中分離和回收輕質
發明概述
本發明公開了一種整合法，用於(i)催化裂化(FCC)重質烴原料， (ii)獲得混合的丙烷/丙烯流，和(iii)使該混合的丙烷/丙烯流中的丙烯 與苯反應以產生枯烯產物流。該整合法包括在流化反應器區域中使重質烴 原料與烴裂化催化劑接觸以產生包括丙烷和丙烯的烴流出物流。該方法隨 後進一步包括從烴流出物流中分離出所述混合的丙垸/丙烯流，將該混合的 丙烷/丙烯流送往烷基化反應器，並使該混合的丙烷/丙烯流的至少一部分丙 烯在烷基化反應器中與苯反應以產生枯烯。
通過將FCC工藝與枯烯烷基化工藝直接相連，顯著節省了投資成本和 能源成本。首先，由於丙烷對枯烯烷基化工藝是惰性的並且不會以任何顯 著方式阻礙該工藝，因此無需丙烷/丙烯分離塔。其次，除省去丙烷/丙烯分 離塔而實現的節能外，通過將用於冷卻烷基化反應器的中間冷卻器與FCC 工藝的分離漆t一連接，實現額外的節能。
另 一種整合選擇包括從枯烯烷基化工藝中省去烷基轉移段和二異丙基 苯(DIPB)塔，並將枯烯*底物送往FCC工藝中的第一吸收器以充當 溶劑。枯烯塔底物流用於補充用作第一吸收器溶劑的脫丁烷汽油再循環物。 如果FCC工藝中生成的所有丙烯都用在枯烯烷基化中，則枯烯塔塔底物可 以將所需脫丁烷汽油再循環物減少15-20%。 DIPB和三異丙基苯(TIPB) 最終成為汽油產品中的高辛烷組分。
最後，由於TIPB對汽油總合(gasoline pool)而言《1^錄太重，另一備 選方案是將枯烯*底物送往FCC主塔，在此該料流中的較重物類將在較 重餾分如重質石腦油餾分(draw)中去除。該料流中的較輕物類仍用於減少所需脫丁烷汽油再循環物，因為它們會在從主塔塔頂回收的不穩定汽油 中離開。
因此，根據本發明，優選在混合的丙烷/丙烯流進入烷基化反應器之前 不從該混合的丙烷/丙烯流中汽提丙烷。混合的丙烷/丙烯流中的丙烷含量可
以多達30重量％。
FCC工藝中生成的烴流出物經過分離區以形成分離器液流和分離器蒸 氣流。在汽提塔中從分離器液流中汽提CV烴物質以形成基本不含cv烴的 C3+經工藝料流。該汽提塔可以有利地用烷基化反應器中生成的熱來加熱。 由此，熱可以從用於冷卻枯烯烷基化反應器的中間冷卻器轉移到汽提塔以 減輕中間冷卻器的冷卻負荷，並由此降低冷卻水成本。
然後使來自C2-汽提塔的塔底物通過脫丁烷塔，該脫丁烷塔產生塔底物 脫丁烷的汽油產物流(其中一部分可用作吸收器溶劑)和塔頂C3-C4流。
然後使塔頂cvc4流通過鹼處理區以去除硫化氫，通過萃取裝置以經由鹼 洗將硫醇催化氧化成二硫化物，和通過c3/c4分離塔以去除混合的c4產物，
從而提供C3塔頂流，其成為用於枯烯烷基化的丙烷/丙烯流。
該丙烷/丙烯流可以通過乾燥器、再生COS處理器以去除cos、和胂
和/或膦處理器以^t在將該丙烷/丙烯流送往枯烯烷基化裝置之前除去痕量 的胂和/或膦。
公開了一種整合系統，用於(i)催化裂化烴原料，(ii)獲得包括混
合的丙烷/丙烯流的所選烴餾分，和(iii)使該混合的丙烷/丙烯流的丙烯與 苯反應以產生枯烯產物流。該整合系統包括流化反應器區域，在此烴原料 接觸催化劑以產生包括丙烷和丙烯的裂化流出物流。該系統還包括用於將 裂化流出物流分離成至少 一種分離器液流和分離器蒸氣流的分離區。該至 少一種分離器液流包括<:3+烴類；該分離器蒸氣流包括CV烴類。該系統還 包括用以從C3+烴流中去除CV烴類的汽提塔，用以從<:3+烴流中去除Cs+ 烴類的脫丁烷塔，用以產生丙烷/丙烯流的C乂C4分離塔，和在Qj/C4分離 塔上遊和下遊的用以去除丙垸和丙烯以外的雜質的各種裝置。該混合的丙 烷/丙烯流通過工藝管線供向用於使該混合的丙烷/丙烯流的至少一部分丙烯與苯反應形成枯烯的烷基化反應器。
可以使用用於冷卻烷基化反應器的中間冷卻器，以便向FCC工藝系統 的分離，應熱。來自枯烯塔的塔底流出物流可以用作吸收器溶劑，或可 以在FCC工藝的主塔處添加到裂化的流出物流中。
根據下列詳述及所附權利要求書和附圖，其它優點是本領域技術人員 顯而易見的。
附圖簡要說明


圖1是用於催化裂化重質烴原料並通過吸收型產物回收法獲得所選烴 餾分，包括輕質烯烴的系統的簡化示意圖2是與圖1的系統整合的用於將丙烯轉化成枯烯的系統的簡化示意
圖；和
圖3是同樣與圖1的系統整合的用於將丙烯轉化成枯烯的另一種系統
的簡化示意圖。
優選實施方案的詳述
圖1示意性描繪了用於催化裂化重質烴原料並通過吸收型產物回收法
獲得輕質烯烴的系統10a，圖2和3示意性描繪了用於將來自系統10a的 輕質烯烴有效轉化成一種或多種有用中間體的相關系統10b、 10c。本領域 技術人員在本文中提供的教導的指引下^iU只並察覺到，已經通過省略一 些常見或常規的工藝設備器件，包括一些熱交換器、工藝控制系統、泵、 分條系統等而簡化了所示系統10a、 10b、 10c。還可以看出，圖l-3中所示 的工藝流程可以在不背離本文公開的基本整體概念的情況下在許多方面作 出變動。
在裂化系統10a中，合適的重質烴原料流經由管道12引入流化反應器 區域14，在此，重質烴原料接觸烴裂化催化劑區域以產生包含多種烴產物， 包括諸如丙烯的輕質烯和諸如丙烷的輕質烴的烴流出物。
適用於實施這種實施方案的流化催化裂化反應器區域可以如上文提及的US 6，538，169中所述包括分離器、再生器、混合器和提供氣動傳送區(在 此發生轉化)的豎直立管。該布置使催化劑循環並使催化劑與iWh接觸。
FCC催化劑通常包含在或不在相同基質上的兩種組分。這兩種組分在 整個反應器14內循環。第一組分可以包括流化催化裂化領域內使用的任何 公知催化劑，如活性無定形粘土型催化劑和/或高活性的結晶分子篩。由於 其對所需產物的極大改進的選擇性，分子篩催化劑比無定形催化劑優選。 沸石是FCC法中最常用的分子篩。該第一催化劑組分優選包含如Y-型沸 石的大孔沸石、活性氧化鋁材料、粘合劑材料(包括二氧化矽或氧化鋁) 和諸如高嶺土的惰性填料。
適合作為第 一催化劑組分的沸石分子篩應該具有大的平均孔徑。通常， 大孔徑分子篩具有開口的有效直徑大於0.7納米的孔，該有效直徑由大於 IO且通常為12元的環確定。大孔的孔徑指數大於31。合適的大孔沸石組 分包括合成沸石，如X-型和Y-型沸石、絲光沸石和八面沸石。已經發現， 在第一催化劑組分中，具有低稀土含量的Y沸石是優選的。低稀土含量是 指催化劑的沸石部分上的稀土氧化物少於或等於1.0重量％。 W. R. Grace & Co.製造的OctacatTM催化劑是合適的低稀土 Y-沸石催化劑。
第二催化劑組分包括含有中孔或更小孔沸石催化劑(例如ZSM-5、 ZSM-ll、 ZSM陽12、 ZSM-23、 ZSM國35、 ZSM-38、 ZSM-48)和其它類似 材料的催化劑。美國專利US3，702，886描述了 ZSM-5。其它合適的中孔或 更小孔沸石包括鎂鹼沸石、毛沸石和Petroleos de Venezuela, S.A.開發的 ST-5 。第二催化劑組分優選將該中孔或更小孔沸石M在包含諸如二氧化 矽或氧化鋁的粘合劑材料和諸如高嶺土的惰性填料的基質上。第二組分還 可以包含一些其它活性材料，如p沸石。這些催化劑組合物具有10-25重 量％或更高的結晶沸石含量和75-90重量％的基質材料含量。含有25重量 %結晶沸石材料的催化劑是優選的。可以使用具有更高結晶沸石含量的催 化劑，只要它們具有令人滿意的耐磨耗性。中孔和更小孔沸石的特徵在於 具有小於或等於0.7納米的有效孔開口直徑，IO或更少元的環，和小於31 的孔徑指數。總催化劑組合物應含有1-10重量％的中孔至小孔沸石，大於或等於 1.75重量％是優選的。當第二催化劑組分含有25重量％的結晶沸石時，該 組合物含有4-40重量％的第二催化劑組分,優選含量大於或等於7重量％。 ZSM-5和ST-5型沸石特別優選，因為它們的高耐焦性有助於在催化劑組 合物多次通過立管時保持活性裂化位點，由此保持整體活性。第一催化劑 組分構成該催化劑組合物的餘量。催化劑組合物中第一與第二組分的相對 比例在整個FCC裝置14中不會顯著改變。
該催化劑組合物的第二組分中的中孔或更小孔沸石的這種高濃度改進 了對輕質烯烴的選擇性，這是由於進一步裂化了較輕的石腦油範圍分子。 但同時，所得較低濃度的第一催化劑組分仍表現出足夠活性以便將重質進 料分子轉化率保持在適當高的水平。
適合照此加工的相對較重的進料包括傳統的FCC原料，或較高沸點或 殘油進料。常見的傳統原料是真空瓦斯油，其通常是通過常壓殘油的真空 分餾製成的烴物質，其具有315-622'C (600-1150T)的寬沸點範圍，更通 常具有343-55lT (650-1025下)的較窄沸點範圍。重質或殘油進料，即沸 點高於499t!的烴餾分也是合適的。本發明的流化催化裂化加工通常最適 於比沸點高於177X: (35(TF)的石腦油範圍烴類更重的原料。
流出物或至少其所選部分從流化反應器區域14經由管道16通向烴分 離系統20，該系統可以包括主塔段22和分段壓縮段24。主塔段22可以合 意地包括主塔分離器和相聯的主塔接受器，在此可以將流化反應器區域流 出物分離成所需餾分，包括經由管道26通向兩段壓縮機24的主塔蒸氣流， 和經由管道30通向吸收器40的主塔液流。沒有顯示或具體描述其它餾分 管線，如包括重汽油流、輕循環油("LCO")流、重循環油("HCO") 流和澄清油("CO")流的管線。
將主塔蒸氣流管道26引入分段壓縮段24。分段壓縮段24導致形成管 道32中的高壓分離器液流和管道34中的高壓分離器蒸氣流。儘管這種高 壓液體和高壓蒸氣的壓力可變，但實際上，這類料流通常在1375kPag至 2100kPag (200psig至300psig)的壓力下。壓縮段24還可能導致形成主要由較重烴物質構成的並可例如經管道35送回主塔段22的溢回(spi11 back) 物質流。
高壓分離器液流32包括Cyf烴類，並基本不含二氧化碳和硫化氫。高 壓分離器蒸氣流34包括CV烴類，並通常包括一些二氧化碳和石克化氫。
將分離器蒸氣流管道34引入吸收區36，其包括第一吸收器40,在此 分離器蒸氣流34與由管道42提供的脫丁烷汽油物質和主塔塔頂液流30 接觸以吸收C3+物質，並從分離器蒸氣流中分離C2和較低沸點的餾分。通 常，吸收區36包括第一吸收器40，該第一吸收器合適地包括多段，這些 段之間隔著至少一個且優選兩個或更多個中間冷卻器以助於實現所需吸 收。實際上，這種第一吸收器40在每對中間冷卻器之間包括五個吸收器段。 該第一吸收器40可以包括至少15至20個理想段，在這些段之間適當間隔 著2至4個中間冷卻器。
在吸收器40中祐應丁烷汽油流42和主塔液流30吸收的C計烴類可以 經由管道43返回兩段壓縮機24以進一步加工。來自第一吸收器40的廢氣 經管道44通向第二或海綿吸收器46。第二吸收器46使廢氣與來自管道50 的輕循環油接觸。輕循環油吸收大部分殘留C4和更高級烴，並經由管道 52返回主分餾塔。Qr烴流作為來自第二或海綿吸收器46的廢氣通過管道 54取出以如下文所述進一步處理。
來自壓縮機24的高壓液流32通向汽提塔62,其經由管道64去除大 部分C2和更輕的氣體，並將它們送回壓縮機24。實際上，汽提塔62可以 在1375kPag至2100kPag (200psig至300psig )的壓力下運行，汽提^^ 底物中CVC3摩爾比小於0.001，且汽提塔塔底物中CVC3摩爾比優選小於 0.0002至0.0004。
如下文中更詳細論述的那樣，可以用圖2-3中所示的烷基化反應器164 中生成的熱驅動再沸器熱交換器63。具體而言，一個或多個中間冷卻器63a (圖2-3 )可以與再沸器熱交換器63 (圖1)連接。
如圖所示，管道64中的C2和較輕氣體在壓縮機24中與主塔蒸氣流 26合併以形成進料到第一吸收器40中的高壓分離器蒸氣流34。汽提塔62向脫丁烷塔70供應液體<:3+料流66。合適的脫丁烷塔70包括的冷凝器(未 顯示)，該冷凝器最好在965kPag至1105kPag (140psig至160psig)壓力
下運行，且塔頂物中<:5烴不超過5摩爾％，塔底物中C4烴類不超過5摩
爾％。更優選地，塔頂物中Cs烴的相對量小於1至3摩爾％，塔底物中 C4烴的相對量小於1至3摩爾％。
來自脫丁烷塔70的C3和C4烴流作為塔頂物經由管道72取出以如下 所述進一步處理，來自脫丁烷塔70的塔底物流76包含汽油，其部分構成 進料到第一吸收器40頂部的料流42，在此其充當第一吸收溶劑。脫丁烷 汽油流的另一部分經管道77通向石腦油分離塔(未顯示)，其可以是分隔 壁分離塔。
從第二或海綿吸收器46中取出的Qr烴流54流經另 一壓縮段90以形 成壓縮蒸氣流92,將其送往壓縮或排料器94。排料器94形成通常由重質 組分(例如，在排料器94中液化的C計烴類)構成的氣液分離(knockout)液 體流，並在管道96中取出。排料器94還形成主要包含Qr烴類且C3+烴類 通常不超過痕量(例如，小於1重量％ )的塔頂蒸氣流100。
將該塔頂流100送往胺處理段102以去除C02和H2S。使用胺處理系 統102去除二氧化碳和/或硫化氫在本領域是公知的。傳統的此類胺處理系 統通常使用諸如甲基二乙醇胺(MDEA)的胺溶劑從烴流物質中吸收或以 其它方式分離C02和H2S。隨後通常使用汽提塔或再生器以從胺溶劑中汽 提被吸收的CCh和H2S，從而使該胺溶劑可以再使用。
儘管此類胺處理已經證明對於從各種含烴料流中去除二氧化碳通常是 有效的，但將此類胺處理用於含有富乙烯烴和二氧化碳的料流(如在本系 統的此處所加工的那樣)可能產生一些不合意的複雜情況，因為一些烯烴 物質可能與C02和H2S共吸收在胺溶劑中或被胺溶劑共吸收。烯烴物質的 這種共吸收會不合意地降低可從這類加工中回收的輕質烯烴的量。此外， 在胺溶劑的此類後繼汽提加工過程中，此類烯烴物質的存在會導致聚合。 這種聚合會導致胺溶劑劣化，並需要昂貴的裝置外部(off-site)回收加工。
使用胺處理系統可能是合意的，例如該胺處理系統包括或併入了插在胺系統吸收器和胺系統汽提塔/再生器之間的預汽提塔。這種插入的預汽提 塔可以合意地用於在隨後經再生器/汽提塔加工之前將烴物質(包括輕質烯
烴，如乙烯)與二氧化碳和胺溶劑分離。在103處顯示C02/H2S出口 。
將基本不含二氧化碳的含C2-烴的料流104送往具有水出口管107的幹 燥器段106。將基本不含二氧化碳的含乾燥CV烴的料流經由管道108送往 乙炔轉化段或裝置110。如本領域已知的那樣，乙炔轉化段或裝置有效地 轉化乙炔以形成乙烯。由此，從乙炔轉化段或裝置110中取出附加的富乙 烯工藝料流112並送往任選的乾燥器114或送往本領域中已知的C02、硫 化羰("COS")、胂和/或膦處理器116中以去除C02、 COS、胂和/或 膦。
經由管道117從乾燥器114中取出7jc。經由管道118取出C02、 COS、 胂和/或膦，並將處理過的料流120引入脫曱烷塔122。合適的脫甲烷塔122 可以包括冷凝器(未具體顯示)，該冷凝器最好在不高於-90X: (-130下) 的溫度下，更優選在-卯。C至-102。C的溫度下，優選-96。C (-130下至-150下， 優選在-140下下)下運行。此外，脫甲烷塔122可以以塔底物中不高於0.0005 的甲烷/乙烯摩爾比、更優選以塔底物中不高於0.0003至0.0002的甲烷/乙 烯摩爾比運行。
來自脫甲烷塔122的甲烷和氫氣的塔頂流124可用作燃料，或如果需 要，用於進一步加工或處理，如送入變壓吸收裝置(未顯示)以回收H2。 脫曱烷塔出口流126通入<:2/(:2=分離塔125，其產生乙烯流123，乙烷流 121和輕質餾分塔頂流119。
再參照圖1,從脫丁烷塔70的塔頂取出的含C3和Cj烴類的料流72 可以含有相對量相當大的^5危化氫，因此優選將其送往減zf匕物去除處理裝置 128，如胺處理段，在此經由管道129去除硫化氫，並將處理過的料流130 送往任選的萃取裝置132以便經鹼洗將存在的硫醇催化氧化成二硫化物， 其經由管道134除去。
將所得料流136送往CVC4分離塔138。合適的CVC4分離塔包括冷凝 器(未具體顯示)，該冷凝器最好在1650kPag至1800kPag (240psig至260psig)壓力下，優選在1724kPa (250psig)壓力下運行，該冷凝器最好 使得塔頂產物流中<:4物不超過5摩爾％，優選塔頂產物流中Ct物少於1 摩爾％，並且塔底物流中<:3物不超過5摩爾％,優選塔底物流中C3物少 於1摩爾％。
如本領域已知那樣，該CVC4分離塔138形成用於產物回收或進一步 進行所需加工的Ct+烴類的塔底物流140。該CyC4分離塔138也形成主要 由C3烴類構成的料流142。
丙烯/丙烷流142可以送往乾燥器150以通過管道152去除水，隨後送 往再生COS處理器154以通過管道156去除COS,隨後送往胂和/或膦處 理器158以通過管道160去除痕量的胂和/或膦，並製造丙烷/丙烯產物流 162。
轉向圖2，在不預加熱並且不分離丙烷的情況下，將混合的丙烷/丙烯 流162在各種階段引入烷基化反應器164中，在此丙烯與經由管道166提 供的新鮮苯和經由管道168回收的苯形式提供的苯催化反應。由於丙烷對 枯烯工藝系統10b是基本惰性的，因此無需上遊丙烷/丙烯分離塔。此外， 不要求預熱來自胂/膦處理器122的冷的丙烷/丙烯流162。由於混合的丙烷 /丙烯流162中的物質為液態，因此其可以使用傳統泵125在2900至 4000kPa ( ~ 421至~ 580psi)的壓力下輸送。
料流162中的丙烯在烷基化反應器164中與苯反應以產生包括枯烯、 DIPB、 TIPB、丙烷和未反應的乙烯與苯的混合產物流172。該混合的烷基 化產物流172部分經由管道173再循環回烷基化反應器164，也可以經由 管道174通向脫丙烷塔175,在此其與新鮮苯流166合併。丙烷經由管道 178作為塔頂物取出，苯經由管道179再循環。將包括一些苯以及枯烯、 DIPB和TIPB的塔底產物181送往苯塔182，在此苯作為塔頂流168取出， 塔底物流183中的枯烯、DIPB、 TIPB和重質物送往枯烯塔184。枯烯作 為塔頂物流取出，並將塔底物流187中的DIPB、 TIPB和重質物送往 DIPB/TIPB塔188。將富含DIPB/TIPB的塔頂流送往烷基轉移反應器，在 此其與苯再循環流194合併以產生含有枯烯、DIPB、 TIPB和苯的反應器流出物流196，其與來自脫丙烷塔175的塔底物流181合併並送往^荅182。 該DIPB/TIPB塔188還產生塔頂抽取(drag)流198和重質物塔底物流 199。
烷基化段164中的(一個或多個)中間冷卻器63a通常需要冷卻水效 用。根據本發明，烷基化中間冷卻器63a (圖2 )與CV汽提塔62 (圖1) 的整合通過再沸器63 (圖1)所需的LP蒸汽降低了對額外加熱的需要。 可以由中間冷卻器63a提供用於再沸器63的全部或大部分熱。
另 一整合選擇顯示在圖3中，並包括省去烷基轉移段192和DIPB/TIPB 塔188。通過使枯烯塔底物流187與脫丁烷汽油再循環流42 (圖1)合併 將枯烯*底物187送往第一吸收器40 (圖1)，以補充一些脫丁烷汽油 再循環物，從而降低所需再循環量。如果FCC工藝10a產生的所有丙烯都 用在枯烯工藝10c中，則該枯烯，底物187可以將所需脫丁烷汽油再循 環流42的量減少15至20°/。。 DIPB、 TIPB和其它重質物最終成為汽油產 物流77中的高辛烷組分。由於枯烯，底物187含有對汽油產品而言略微 過重的少量重質組分(例如TIPB和重質物)，因此圖3中所示另一備選 方案是將枯烯塔塔底物187送往FCC主塔22,在此該料流中的較重物類 會在較重餾分如重質石腦油餾分中去除。該料流中的較輕物類仍用於減少 所需脫丁烷汽油再循環流42，因為它們會在從主，頂流26中回收的不 穩定汽油流77中離開。
因此，本發明提供了用於經由重質烴原料的催化裂化獲得丙烯和丙烷 並在不從烷基化進料流中分離丙烷的情況下將丙烯轉化成枯烯的改進的加 工流程和布置。更特別地，提供了有利地在使用該混合的丙烯/丙烷流作為 枯烯烷基化工藝的進料之前無需將FCC工藝生成的丙烯與丙烷分離的加 工流程和布置。
所公開的方法和流程可以在不存在本文中未具體公開的任何元件、部 分、步驟、部件或成分的情況下實施。
權利要求
1. 用於催化裂化重質烴原料(12)，獲得混合的丙烷/丙烯流(162)和使該混合的丙烷/丙烯流(162)的丙烯與苯(168)反應以產生枯烯產物流(186)的整合法(10)，該整合法(10)包括在流化反應器區域(14)中使重質烴原料(12)與烴裂化催化劑接觸以產生包含丙烷和丙烯的烴流出物流(16)；在分離區(20)中從烴流出物流(12)中分離出混合的丙烷/丙烯流(162)；將所述混合的丙烷/丙烯流(162)送往烷基化區(10b，10c)；在烷基化區(164)中使所述混合的丙烷/丙烯流(162)的至少一部分丙烯與苯反應以產生枯烯。
2. 權利要求l的方法，其中在所述混合的丙烷/丙烯流(162)進入烷 基化反應器(164 )之前不從所述混合的丙烷/丙烯流(162 )中汽提出丙烷。
3，權利要求1或2的方法，其中所述烷基化區(10b， 10c)包含具有 多個催化劑床和多個進料入口的烷基化反應器(164)，且該方法進一步包 括在所述多個i^"入口間分配所述混合的丙烷/丙烯流。
4. 權利要求1至3任一項的方法，其還包括在分離區(20)中將所述烴流出物流(12)分離成分離器液流(32) 和分離器蒸氣流(34);在汽提塔(62)中從分離器液流(32)中汽提出CV烴物質以形成基 本不含CV烴的C3+烴工藝料流(72);從QrH烴工藝料流(72)中分離出<:4+烴和雜質以提供所述混合的丙 烷/丙烯流(162);用通過所述烷基化區(10b， 10c)的烷基化反應器(164)中生成的熱 驅動的至少一個熱交換器(63a)加熱所述汽提塔(62)。
5. 權利要求1至4任一項的方法，其中所述烷基化區(10b)產生包 含聚異丙基苯類(PIPBs)和重質物的塔底物流(187)，該方法進一步包括在分離區(20)上遊將包含PIPBs和重質物的塔底物流(187)與經 流出物流(12)合併。
6. 權利要求1至5任一項的方法，其中所述烷基化區(10c)產生包 含聚異丙基苯類(PIPBs)和重質物的塔底物流(187),該方法進一步包 括在分離區(20)中將烴流出物流(12)分離成分離器液流(32)和分 離器蒸氣流(34);在吸收區(36)中使分離器蒸氣流(34)與吸收溶劑(42)接觸以便 從分離器蒸氣流(34)中分離出Cr料流(54)，所述吸收溶劑(42)包 含來自烷基化區(10c)的含PIPBs和重質物的塔底物流(187)。
7. 權利要求1至6任一項的方法，其中所述混合的丙烷/丙烯流(162) 另外包含石克化氫，且該方法另外包括使至少 一部分所述混合的丙烷/丙烯流與胺溶劑接觸以從中去除硫化氫。
8. 權利要求1至7任一項的方法，其中所述混合的丙烷/丙烯流(162) 另外包含石克醇，且該方法進一步包括催化氧化所述混合的丙烷/丙烯流(162)中的至少部分硫醇。
9. 權利要求1至8任一項的方法，其中所述混合的丙烷/丙烯流(162) 包含Ct+烴，且該方法進一步包括使所述混合的丙烷/丙烯流通過CVC4分 離塔(138)以從中去除C4+烴。
10. 權利要求1至9任一項的方法，其中在將所述混合的丙烷/丙烯流 (162)通入烷基化區(10b, 10c)之前使所述混合的丙烷/丙烯流(162)通過乾燥器(150) 、 COS處理器(154)、胂處理器(158)和膦處理器 (158)中的一種或多種。
11.用於催化裂化烴原料(12 ),獲得包括混合的丙烷/丙烯流(162) 的所選烴餾分和使所述混合的丙烷/丙烯流(162)的丙烯與苯反應以產生 枯烯產物流(186)的整合系統(10)，該整合系統(10)包括流化反應器區域(14),在此烴原料(12)與催化劑接觸以產生包括 丙烷和丙烯的流出物流(16)，分離區(20)，用於將流出物流(16)分離成至少一個包含丙烷和丙 烯的分離器液流(32)和分離器蒸氣流(34);至少一種處理區(62、 70、 128、 132、 138、 150、 154、 158)，以侵> 從分離器液流(32)中去除雜質以提供混合的丙烷/丙烯流(162);工藝管道(162 )，其將混合的丙烷/丙烯流(162 )進料到烷基化區(10b， 10c)的烷基化反應器(164)中，以使所述混合的丙烷/丙烯流(162)中 的至少部分丙烯與苯(166, 168)反應形成枯烯(186)。
全文摘要
本發明涉及FCC法製成的C3和枯烯的整合生產。提供了用於經由重質烴原料(12)的催化裂化獲得丙烯和丙烷並在不從丙烯/丙烷進料流(162)中分離丙烷的情況下將丙烯轉化成枯烯(186)的加工流程和布置。所公開的加工流程和布置有利地在使用該混合的丙烯/丙烷流作為枯烯烷基化工藝(10b，10c)的進料之前無需將FCC工藝(10a)生成的丙烯與丙烷分離。來自枯烯烷基化工藝(10c)的枯烯塔(184)的塔底物流(187)可以用作FCC工藝(10a)中的吸收溶劑，由此無需烷基轉移反應器(192)和DIPB/TIPB塔(188)。
文檔編號C07C15/085GK101417915SQ20081016673
公開日2009年4月29日 申請日期2008年10月23日 優先權日2007年10月26日
發明者M·A·舒爾茨 申請人:環球油品公司