專利名稱：通過使用稀乙烯烷基化降低汽油苯含量的方法和裝置的制作方法
通過使用稀乙烯烷基化降低汽油苯含量的方法和裝置
在先國家申請的優(yōu)先權(quán)要求
本申請要求美國申請No. 12/813，533和美國申請No. 12/813，534 (兩者均于2010 年6月11日提交)的優(yōu)先權(quán)。
背景技術(shù)：
本發(fā)明的領(lǐng)域為使用稀乙烯將石腦油料流中的苯烷基化的方法和裝置。經(jīng)烷基化的產(chǎn)物可用作發(fā)動機(jī)燃料。
干氣為來自流化床催化裂解單元的出口氣料流的常用名，其包含乙烷沸點和更低沸點的所有氣體。壓縮出口氣料流以除去盡可能多的C3和C4氣體。使用胺吸收劑在滌氣器中從出口氣料流也大部分地吸收硫。剩余料流被稱為FCC干氣。通常的干氣料流含有5 至50wt%乙烯，10至20wt%乙燒，5至20wt_%氫氣，5至20wt_%氮?dú)?，O. 05至5. Owt-% 一氧化碳,O. I至5. Owt-% 二氧化碳和小于O. O lwt-%硫化氫和氨,余量為甲燒。
當(dāng)前FCC干氣料流被送入燃燒器作為燃料氣。處理7，949千升(50，000桶)/天的FCC單元將燃燒181，OOOkg (200噸)干氣/天，所述干氣含有例如36，OOOkg (40噸)乙烯作為燃料。由于燃料氣與發(fā)動機(jī)燃料產(chǎn)物或純乙烯之間存在較大的價格差，試圖回收該乙烯似乎經(jīng)濟(jì)有利。然而，干氣料流含有可使催化劑中毒的雜質(zhì)，并且其為稀的以至于乙烯回收被氣體回收系統(tǒng)證明是不經(jīng)濟(jì)地。
在精煉料流中需要使用稀乙烯。
催化重整為已確立的用于煉油工業(yè)以改進(jìn)烴原料的辛烷質(zhì)量的烴轉(zhuǎn)化方法，重整的主要產(chǎn)物為發(fā)動機(jī)用汽油。在催化重整中，將石腦油原料與包含氫氣的回收料流混合， 并在反應(yīng)區(qū)在約493°至510° C(920°至950° F)的溫度下和約1379至3792kPa(200 至550psig)的中等壓力下與催化劑接觸。通常用于催化重整的原料為稱為石腦油并具有 46° C(115° F)的初沸點和204° C(400° F)的終沸點的石油餾分。
催化重整方法特別適用于處理直餾汽油，所述直餾汽油由相對大含量的環(huán)烷烴和基本直鏈的鏈烷烴組成，其通過脫氫和/或環(huán)化反應(yīng)經(jīng)受芳構(gòu)化。催化劑通過除去氫和重排分子結(jié)構(gòu)而“重整”包含于原料石腦油中的烴的分子結(jié)構(gòu)以改進(jìn)石腦油的辛烷值。然而， 辛烷值的增加也減少石腦油的液體體積，因為比重增加了。由于原料石腦油中化合物的多重性，在催化重整中發(fā)生的實際反應(yīng)是很多的。然而，許多所得產(chǎn)物中的一些是芳基或芳族化合物，其全部顯示出高辛烷值。產(chǎn)生的芳基化合物取決于原材料，所述原材料在精煉廠中由使用的石腦油的沸程和原油來源控制。來自催化重整過程的“經(jīng)重整的”產(chǎn)物通常稱為重整產(chǎn)品，并通常通過常規(guī)蒸餾被分為兩種餾分，沸程為46°至121° C(115°至250° F) 的輕質(zhì)重整產(chǎn)品和沸程為121°至204° C(250°至400° F)的重質(zhì)重整產(chǎn)品。在每種餾分中的芳基化合物因此取決于其沸點。較低沸點或較輕質(zhì)芳基化合物，例如苯、甲苯和二甲苯被包含于輕質(zhì)重整產(chǎn)品中，較高沸點芳基化合物被包含于重質(zhì)重整產(chǎn)品中。
汽油中的苯濃度現(xiàn)在由美國政府規(guī)定。Mobil Source Air Toxicsregulation(MSAT II)要求精煉者生產(chǎn)的汽油中的平均苯水平為在任一精煉廠生產(chǎn)的汽油中低于O. 62vol-%，最高為1.3vol-%。通過重整方法和FCC方法，苯通常以比上述水平高的水平產(chǎn)生。由于來自FCC單元的重整產(chǎn)品和石腦油料流為精煉廠中汽油的兩個最大的來源，因此必須使用減少苯的策略。
目前通常將苯送至飽和單元以將苯還原為環(huán)己烷。然而，該方法對每摩爾轉(zhuǎn)化的苯使用至少三摩爾的氫氣，并且存在與將苯轉(zhuǎn)化為環(huán)己烷相關(guān)的辛烷損失。減少汽油中的苯而不損失辛烷或使用氫的方法是必須的。
使用濃縮的乙烯料流烷基化濃縮的苯料流是公知的。烷基化通常涉及使用清潔的乙烯料流，因為烷基化催化劑是對進(jìn)料雜質(zhì)敏感的。相應(yīng)的，稀乙烯很少用作低聚反應(yīng)原料，因為其相對于更高級的烯烴有低得多的反應(yīng)性。出于更重質(zhì)的芳族化合物將優(yōu)先烷基化的考慮，進(jìn)料至烷基化反應(yīng)器的苯料流也被濃縮，從而要求在減少苯濃度和生產(chǎn)不所需的多烷基化的苯之前使用大過量的乙烯。
定義
下述定義在本文件中通篇適用。
術(shù)語“連通”意指所述材料流在列舉的組件之間是操作上允許的。
術(shù)語“下游連通”意指流至下游連通中的主體的材料的至少部分可操作上流出其與之連通的目標(biāo)。
術(shù)語“上游連通”意指流出上游連通中的主體的材料的至少部分可操作上流至其與之連通的目標(biāo)。
術(shù)語“塔”意指用于基于沸點差異而分離具有不同揮發(fā)性的一個或多個組分的一個或多個蒸餾塔。塔可在其底部具有再沸器并在其塔頂具有冷凝器。除非另有說明，每個塔包括在塔的塔頂?shù)睦淠饕岳淠⒒亓狭饕徊糠炙斄狭骰氐剿捻敳?，以及包括在塔的底部的再沸器以蒸發(fā)并輸送一部分塔底料流回到塔的底部。至塔的進(jìn)料可為經(jīng)預(yù)熱的。 頂部壓力為在塔的出口處塔頂蒸氣的壓力。底部溫度為液體底部出口溫度。塔頂管道和底部管道是指回流或再沸至塔的從塔下游出來的網(wǎng)狀管道。
本文所用的術(shù)語“組分_富料流”意指，與容器的進(jìn)料相比流出容器的所述富料流具有更高濃度的該組分。
本文所用的術(shù)語“組分-貧料流”意指，與容器的進(jìn)料相比流出容器的所述貧料流具有更低濃度的該組分。
術(shù)語“Cx”應(yīng)理解為指具有由下標(biāo)“X”表示的碳原子數(shù)的分子。類似地，術(shù)語“Cx_” 指含有小于或等于X并優(yōu)選X和更少碳原子的分子。術(shù)語“CX+”指具有大于或等于X并優(yōu)選X和更多碳原子的烴。
發(fā)明簡述
我們已經(jīng)發(fā)現(xiàn)，經(jīng)過沸石催化劑使用在稀乙烯料流(如FCC干氣料流)中的乙烯，可將含有芳族化合物的料流(如重整產(chǎn)品或FCC輕質(zhì)石腦油)中的稀苯烷基化。較重質(zhì)烴可被分離并摻合入汽油和柴油池。我們已經(jīng)發(fā)現(xiàn)，適合使用輕質(zhì)烯烴將苯烷基化的大部分沸石催化劑在稀乙烯料流中被快速滅活。無論是乙烯的稀釋性質(zhì)還是存在的雜質(zhì)都不實質(zhì)影響包含UZM-8的催化劑。此外，通過使用乙烯將苯烷基化的轉(zhuǎn)化率與甲苯一樣高并高于使用 UZM-8催化劑的更重質(zhì)的芳族化合物。因此，可使用在FCC干氣料流中的稀乙烯將在石腦油料流(如重整產(chǎn)品)中的稀苯烷基化，以提供苯濃度降低并容易從未轉(zhuǎn)化的氣料流中分離的液體燃料產(chǎn)物。未轉(zhuǎn)化的氣體可用作燃料氣燃燒，但其中更有價值的乙烯作為汽油范圍的經(jīng)被回收。
有利地，本方法和裝置可使得能夠在可為催化劑毒物的原料雜質(zhì)的存在下使用料流中的稀乙烯。
有利地，即使在較重質(zhì)芳族烴類的存在下，本方法和裝置可使得能夠降低在石腦油料流中的稀苯的濃度而不使用氫或減少液體體積或石腦油料流的辛烷值。
在一實施方案中，本發(fā)明包括使用乙烯來烷基化苯的方法，所述方法包括提供包含5至50wt-%之間的乙烯的稀乙烯料流。提供苯料流,所述苯料流包含至少3wt-%的甲苯以及至少20wt-%的鏈烷烴；稀乙烯料流和苯料流與包含UZM-8的烷基化催化劑接觸。最后，將進(jìn)料料流中至少20%的苯轉(zhuǎn)化為烷基苯。
在另一實施方案中，本發(fā)明包括使用乙烯來烷基化苯的方法，所述方法包括使得裂解催化劑與烴進(jìn)料料流接觸以將烴裂解為具有較低分子量的經(jīng)裂解的產(chǎn)物烴，并在裂解催化劑上沉積焦炭以提供焦結(jié)的裂解催化劑。從經(jīng)裂解的產(chǎn)物分離焦結(jié)的裂解催化劑。將氧加入焦結(jié)的裂解催化劑，并在焦結(jié)的裂解催化劑上焦結(jié)，所述焦結(jié)的裂解催化劑用氧燃燒以再生裂解催化劑。分離經(jīng)裂解的產(chǎn)物以得到包含5至50wt-%之間的乙烯的稀乙烯料流。提供苯料流，所述苯料流包含至少3wt-%的甲苯以及至少20wt-%的鏈燒烴。稀乙烯料流和苯料流與包含UZM-8的烷基化催化劑接觸。最后，將進(jìn)料料流中至少20%的苯轉(zhuǎn)化為燒基苯。
在另一實施方案中，本發(fā)明包括使用乙烯來烷基化苯的方法，所述方法包括提供包含5至50wt_%之間的乙烯的稀乙烯料流。將石腦油料流與重整催化劑接觸以提供重整產(chǎn)品苯料流，所述重整產(chǎn)品苯料流包含至少3wt_%的甲苯以及至少20wt_%的鏈烷烴。稀乙烯料流和苯料流與包含UZM-8的烷基化催化劑接觸。將進(jìn)料料流中至少20%的苯轉(zhuǎn)化為烷基苯。
在一實施方案中，本發(fā)明包括使用乙烯來烷基化苯的裝置，所述裝置包括流體催化裂解反應(yīng)器，其用于使得裂解催化劑與烴進(jìn)料料流接觸以將烴進(jìn)料裂解為具有較低分子量的經(jīng)裂解的產(chǎn)物，并在裂解催化劑上沉積焦炭以提供焦結(jié)的裂解催化劑。所述裝置還包括再生爐和分離器，所述再生爐用于通過與氧接觸從焦結(jié)的裂解催化劑中燃燒焦炭，所述分離器與流體催化裂解反應(yīng)器連通，以將C3烴類與C2烴類分離以提供稀乙烯料流。所述裝置也包括用于使得石腦油料流與重整催化劑接觸以產(chǎn)生重整產(chǎn)品料流的重整反應(yīng)器。最后，所述裝置包括與所述分離器和所述重整反應(yīng)器連通的烷基化反應(yīng)器，其用于通過烷基化催化劑的固定床，使用所述稀乙烯料流中的乙烯將所述重整產(chǎn)品料流中的苯烷基化為較重質(zhì)烷基苯烴類。沒有分餾塔在所述重整反應(yīng)器與所述烷基化反應(yīng)器之間連通。在可替代的實施方案中，沒有分餾塔在所述分離器與所述烷基化反應(yīng)器之間連通。在另一實施方案中，與FCC反應(yīng)器的產(chǎn)物出口連通的吸收器提供出口氣料流，所述出口氣料流包括稀乙烯料流，且沒有分餾塔在所述重整反應(yīng)器與所述烷基化反應(yīng)器之間連通，以及在所述吸收器與所述烷基化反應(yīng)器之間連通。
通過本文提供的本發(fā)明的說明書、附圖和權(quán)利要求，本發(fā)明的其他特征和優(yōu)點將是顯而易見的。
附圖簡述5
圖I為FCC單元、重整單元和烷基化單元的示意圖。
圖2為轉(zhuǎn)化率和溫度隨時間的變化圖。
圖3為轉(zhuǎn)化率隨時間的變化圖。
發(fā)明詳述
本發(fā)明可用于任意烴料流，所述任意烴料流包含乙烯和優(yōu)選稀釋比例的乙烯。合適的稀乙烯料流可通常包含5至50wt-%之間的乙烯。FCC干氣料流為合適的稀乙烯料流。 其他稀乙烯料流也可用于本發(fā)明，如煉焦器干氣料流。因為本發(fā)明特別適用于FCC干氣，目標(biāo)申請將關(guān)于使用來自FCC干氣料流的乙烯而描述。
本發(fā)明可用于任意烴料流，所述任意烴料流包含苯和優(yōu)選稀釋比例的苯。合適的苯料流可通常包含I至50wt-%之間的苯，至少3wt-%的甲苯以及至少20wt-%的鏈烷烴。重整產(chǎn)品料流為合適的苯料流。其他苯料流也可用于本發(fā)明，如FCC芳族石腦油料流。因為本發(fā)明特 別適用于重整產(chǎn)品料流，目標(biāo)申請將關(guān)于使用來自重整產(chǎn)品料流的苯而描述。
現(xiàn)在參見

圖1，其中相同的數(shù)字表示相同的元件，圖I表示精煉綜合設(shè)備6，其通常包括帶有產(chǎn)物回收區(qū)90的FCC單元10，重整單元200和烷基化單元300。
FCC單元10包括反應(yīng)器12和催化劑再生爐14。過程變量通常包括400°至 600° C的裂解反應(yīng)溫度和500°至900° C的催化劑再生溫度。裂解和再生兩者都在 506kPa(72. 5psia)以下的絕對壓力下進(jìn)行。
圖I示出典型的FCC反應(yīng)器12，其中重質(zhì)烴進(jìn)料或原油料流16從分配器流出與經(jīng)再生的裂解催化劑接觸，所述經(jīng)再生的裂解催化劑從經(jīng)再生的催化劑立管18進(jìn)入。該接觸可在向上延伸至反應(yīng)器容器22底部的窄上升管20中發(fā)生。進(jìn)料與催化劑的接觸由來自流化管24的氣體流化。在一個實施方式中，來自催化劑的熱使得烴進(jìn)料或油蒸發(fā)，然后在兩者被沿著上升管20向上運(yùn)輸入反應(yīng)器容器22時，在催化劑存在下烴進(jìn)料被裂解為較低分子量的烴產(chǎn)物。不可避免的副反應(yīng)在上升管20中發(fā)生，導(dǎo)致焦炭沉積在催化劑上而降低催化劑活性。然后，使用旋風(fēng)分離器從焦結(jié)的裂解催化劑分離經(jīng)裂解的輕質(zhì)烴產(chǎn)物，所述旋風(fēng)分離器可包括在反應(yīng)器容器22中的初級分離器26和一個或兩個旋風(fēng)段28。氣態(tài)經(jīng)裂解的產(chǎn)物自反應(yīng)器容器22出來，通過產(chǎn)物出口 31至管線32以運(yùn)輸至下游產(chǎn)物回收區(qū)90。 用廢的或焦結(jié)的催化劑要求再生以進(jìn)一步使用。從氣態(tài)產(chǎn)物烴中分離出來之后，焦結(jié)的裂解催化劑落入汽提區(qū)34，在其中蒸汽通過噴嘴注入，以清除任意殘留的烴蒸氣。在汽提操作之后，通過用廢的催化劑立管36將焦結(jié)的催化劑帶至催化劑再生爐14。
圖I描述了再生爐14，稱為燃燒室。然而其他類型的再生爐也是合適的。在催化劑再生爐14中，將含氧氣體的料流30 (如空氣)通過空氣分配器38引入以接觸焦結(jié)的催化劑。從焦結(jié)的催化劑中燃燒焦炭以提供經(jīng)再生的催化劑和煙道氣。催化劑再生過程向催化劑施加大量的熱，提供能量以抵消在反應(yīng)器上升管20中發(fā)生的吸熱的裂解反應(yīng)。催化劑和空氣一起沿著位于催化劑再生爐14內(nèi)的燃燒室上升管40向上流動，并且，在再生之后，首先通過經(jīng)由脫離器42排出分離。離開脫離器42的經(jīng)再生的催化劑和煙道氣的其他回收通過使用分別在催化劑再生爐14中的第一和第二級分離器旋風(fēng)分離器44，46達(dá)到。從煙道氣分離出的催化劑從旋風(fēng)分離器44，46通過料腿(dipleg)分配，同時在催化劑中相對輕質(zhì)的熱煙道氣從旋風(fēng)分離器44，46順序排出并通過在煙道氣管線48中的煙道氣出口 47從再生爐容器14排出。通過經(jīng)再生的催化劑立管18將經(jīng)再生的催化劑帶回至上升管20。作為焦炭燃燒的結(jié)果，在管線48中從催化劑再生爐14的頂部排出的煙道氣蒸氣含有C0、C02、N2 和&0以及少量的其他種類。
產(chǎn)物回收區(qū)90與產(chǎn)物出口 31下游連通。在產(chǎn)物回收區(qū)90中，管線32中的氣態(tài) FCC產(chǎn)物送至FCC主分餾塔92的較低區(qū)。主塔92與產(chǎn)物出口 31下游連通?？煞蛛x并從主塔帶離FCC產(chǎn)物的多種餾分，包括在管線93中的來自底部的重質(zhì)漿液油料流，在管線94中的重質(zhì)循環(huán)油料流，從出口 95a帶離的在管線95中的輕質(zhì)循環(huán)油料流，以及從出口 96a帶離的在管線96中的重質(zhì)石腦油料流。管線93-96中的任意或全部可被冷卻并泵送回主塔 92以冷卻通常在較高位置的主塔。汽油和氣態(tài)輕質(zhì)烴在塔頂管線97中從主塔92除去，并在進(jìn)入主塔收集器99之前被冷凝。主塔收集器99與產(chǎn)物出口 31下游連通，主塔92與主塔收集器99上游連通。
從收集器99中的接收器(boot)移除水性料流。此外，冷凝的輕質(zhì)石腦油料流在管線101中移除，同時塔頂物料流在管線102中移除。在管線102中的塔頂物料流含有氣態(tài)輕質(zhì)烴，其可包含稀乙烯料流。在管線105中可將在管線101中的冷凝的輕質(zhì)石腦油料流的一部分回流回到主分餾塔92，留下凈冷凝的輕質(zhì)石腦油料流在管線103中。在管線101 和102中的料流可進(jìn)入產(chǎn)物回收區(qū)90的蒸氣回收區(qū)120。
顯示蒸氣回收區(qū)120為基于吸收的體系，但可使用任意蒸氣回收體系包括冷匣 (cold box)體系。為得到輕質(zhì)氣體組分的充分分離，在管線102中的氣態(tài)料流被壓縮入壓縮機(jī)104。可使用多于一個壓縮機(jī)階段，通常使用雙階段壓縮以將在管線102中的氣態(tài)料流壓縮至在1.2MPa至2. IMPa(表壓)(180至300psig)之間。三階段壓縮可為有利的，以提供至少高達(dá)3. 4MPa (表壓)(500psig)的追加壓力。
將在初級吸收器底部管線107中的C3+烴液體料流和汽提塔塔頂管線108中的 C2-烴料流加入在管線106中的經(jīng)壓縮的輕質(zhì)烴料流，急冷并輸送至高壓收集器110。來自收集器110的水性料流可被傳遞至主塔收集器99。包括稀乙烯料流的在管線112中的氣態(tài)第一 FCC產(chǎn)物料流被傳遞至引起C3+和C2 -烴之間的分離的單元，在本實施方案中為初級吸收器114。在初級吸收器114中，稀乙烯、第一 FCC產(chǎn)物料流與第二 FCC產(chǎn)物料流接觸以引起C3+和C2 -烴之間的分離，所述第二 FCC產(chǎn)物料流包含來自主塔收集器99的在管線 103中的未穩(wěn)定化的汽油。用于將C3烴類與C2烴類分離的分離器，其可為初級吸收器114， 與主塔收集器99下游連通。在管線107中的液體C3+料流在急冷之前回到管線106。包含主要為C2 -烴與硫化氫、氨、碳氧化物和氫的干氣的初級吸收器114的塔頂物在管線116 中的初級出口氣料流中除去以包含稀乙烯料流。然而，為了進(jìn)一步濃縮乙烯料流以及回收較重質(zhì)組分，管線116可任選地指向第二單元，所述第二單元引起C3+和C2-烴之間的分離，在本實施方案中為次級吸收器118。在次級吸收器中，偏離管線95的在管線121中的輕質(zhì)循環(huán)油的循環(huán)料流吸收在初級出口氣料流中的大部分殘留的C5+和一些C3-C4材料。次級吸收器118與初級吸收器114下游連通。經(jīng)由管線95的泵循環(huán)回流使得更富含C3+材料的在管線119中來自次級吸收器底部的輕質(zhì)循環(huán)油返回至主塔92。包含主要為C2-烴與硫化氫、氨、碳氧化物和氫的干氣的次級吸收器118的塔頂物在管線122中的次級出口氣料流中除去以包含稀乙烯料流。吸收器塔114和118兩者都不具有冷凝器或再沸器，但可使用泵循環(huán)回流冷卻回路。
將在管線124中的來自高壓收集器110的液體送至汽提塔126。大部分C2 -在汽提塔126的塔頂物中被除去并經(jīng)由塔頂管線108返回至管線106。汽提塔126不具有冷凝器但接受在管線124中的經(jīng)冷卻的液體進(jìn)料。經(jīng)由管線128將來自汽提塔126的液體塔底物料流送至脫丁烷塔130。來自去脫烷塔的在管線132中的塔頂物料流包括C3-C4烯烴類產(chǎn)物，而包含穩(wěn)定化的汽油的在管線134中的塔底物料流可被進(jìn)一步處理并送至汽油庫。 在一實施方案中，在管線134中的塔底物料流可被送至石腦油分流器塔140。輕質(zhì)石腦油可在塔頂管線142中從石腦油分流器塔140回收，其中重質(zhì)石腦油料流在底部管線144中回收。在管線146中包含苯的芳族石腦油可作為中間餾分，在這種情況下，石腦油分流器塔 140可為間壁塔。管線142和144中輕質(zhì)石腦油和重質(zhì)石腦油料流中的一種或者其兩者可被帶至汽油分配體系148。示出僅僅管線144中的重質(zhì)石腦油料流進(jìn)入圖I中的汽油分配體系148，因為在管線142中的輕質(zhì)石腦油料流可用于與重質(zhì)石腦油分開的加工。
本發(fā)明的稀乙烯料流可包含F(xiàn)CC干氣料流，所述FCC干氣料流包含在5和50wt_% 之間，優(yōu)選10至30wt-%的乙烯。甲烷將典型地為稀乙烯料流中的主要組分，濃度為25和 55wt-%之間，乙烷基本以典型地為5和45wt-%之間的量存在。I和25wt-%之間，典型地5 至20wt-%的氫和氮各自可存在于稀乙烯料流中。飽和水平的水也可存在于稀乙烯料流中。 在塔頂管線116中的稀乙烯料流可具有不超過3wt-%，合適地不超過lwt-%的丙烯，以及通常不超過25wt-%，合適地不超過15wt-%的C3+材料。如果使用次級吸收器118，在塔頂管線122中的稀乙烯料流可具有不超過5wt-%的C3+，通常少于O. 5wt-%的丙烯。除了氫，其他雜質(zhì)如硫化氫、氨、碳氧化物和乙炔也可存在于稀乙烯料流中。
在干氣乙烯料流中的雜質(zhì)可毒害烷基化催化劑。二氧化碳和氨可攻擊催化劑上的酸位點。公知硫化氫有時滅活沸石催化劑。乙炔可聚合并在催化劑或設(shè)備上形成堵塞。
包含稀乙烯料流的在管線116中的初級出口氣料流或在管線122中的次級出口氣料流可被引入任選的胺吸收器單元150以除去硫化氫至更低濃度。將水性胺溶液(如包含單乙醇胺或二乙醇胺的水性胺溶液)通過管線152引入吸收器150并與流動的出口氣料流接觸以吸收硫化氫,并通過管線154將富含硫化氫的水性胺吸收溶液從吸收區(qū)150移除并回收以及可能進(jìn)一步加工。
可將在管線156中的任選的貧硫化氫的、胺處理的稀乙烯料流引入任選的水洗單元160以除去從胺吸收器150帶來的殘留的胺，并降低管線156中的稀乙烯料流中的氨和二氧化碳濃度。將水引入管線162中的水洗。在管線162中的水通常略微被酸化以提高對堿性分子如胺的捕獲。富含胺和潛在的氨和二氧化碳的在管線164中的水性料流離開水洗單元160并可被進(jìn)一步加工。
在管線166中的任選地胺處理的、任選地水洗的稀乙烯料流然后可在任選的保護(hù)床170中處理以除去一種或多種雜質(zhì)如一氧化碳、硫化氫和氨至較低濃度。保護(hù)床170可包括吸附劑以吸附可能毒害烷基化催化劑的雜質(zhì)如氨。保護(hù)床170可包括多種吸附劑以吸附多于一種的雜質(zhì)。用于吸附硫化氫的典型的吸附劑為ADS-12，用于吸附一氧化碳的典型的吸附劑為ADS-106，用于吸附氨的典型的吸附劑為UOP MOLSIV 3A，均來自UOP，LLC0吸附劑可在單一床中混合或可安排在連續(xù)床中。
在管線172中的任選地胺處理的、任選地水洗的和任選地吸附處理的料流可在干燥器174中干燥以除去水至500wppm水以下。水可不利影響烷基化催化劑。
任選地胺處理的、任選地水洗的、任選地吸附處理的和任選地干燥的在管線176中的稀乙烯料流通常具有至少一種下述雜質(zhì)濃度0. 05wt-%至5. 0wt%的一氧化碳和/ 或O. lwt-%至5. 0wt%的二氧化碳，和/或至少Iwppm至500wppm硫化氫和/或至少I至 500wppm氨，和/或至少5至20wt_%氫。存在的雜質(zhì)類型及其濃度取決于加工和稀乙烯料流源而變化。
如果必須加壓至烷基化反應(yīng)器壓力，則管線176將稀乙烯料流帶至壓縮機(jī)180。壓縮機(jī)180與主塔92、產(chǎn)物回收區(qū)90和產(chǎn)物出口 31下游連通。壓縮機(jī)180可包括具有級間冷卻的一個或多個級。可需要加熱器以將經(jīng)壓縮的料流帶至反應(yīng)溫度。在管線182中將經(jīng)壓縮的稀乙烯氣體料流帶至烷基化單元300。管線182將稀乙烯料流進(jìn)料至烷基化反應(yīng)器單元300。烷基化反應(yīng)器單元300可與壓縮機(jī)180和/或用于將C3烴類與C2烴類分離的第一或第二分離器下游連通，其可分別為初級或次級吸收器114和118。在一個實施方案中， 沒有分餾單元在用于將C3烴類與C2烴類分離的第一分離器或第二分離器與烷基化反應(yīng)器 320之間連通。因此，在一個實施方案中，沒有分餾單元在初級吸收器114或次級吸收器118 與烷基化反應(yīng)器320之間連通。在該實施方案中，稀乙烯料流可經(jīng)受基于吸附或吸收的分離，但是對稀乙烯料流不進(jìn)行基于沸點差異的分餾，該稀乙烯料流可包括在初級吸收器114 和/或次級吸收器118與烷基化反應(yīng)器320之間的初級或次級出口氣。該實施方案與傳統(tǒng)觀念相反，傳統(tǒng)觀念認(rèn)為，在乙烯能夠承受與苯的烷基化反應(yīng)之前稀乙烯干氣料流需要分餾(如在脫甲烷塔中分餾)以除去較輕組分。脫甲烷塔的消除導(dǎo)致大量操作和資本的節(jié)省。
轉(zhuǎn)至重整單元200，在管線202中的石腦油原料料流與來自管線204的包含氫的料流混合，在重整反應(yīng)器210中加熱并與催化劑接觸以產(chǎn)生重整產(chǎn)品。合意地，重整反應(yīng)器 210為流動床反應(yīng)器，其借助流化的惰性氣體通過管線220接受經(jīng)再生的催化劑并通過管線222排出用廢的催化劑至再生區(qū)230。催化劑從堆疊式反應(yīng)器210的頂部流動至底部，首先通過還原區(qū)224，在其中來自管線226的富含氫的氣體接觸并還原經(jīng)氧化的催化劑顆粒。 從該處起，催化劑流經(jīng)多個反應(yīng)區(qū)，其中石腦油進(jìn)料接觸催化劑顆粒。重整反應(yīng)器210可包括堆疊式反應(yīng)器陣列，其可包括多個反應(yīng)區(qū)。每個反應(yīng)區(qū)具有在堆疊式反應(yīng)器210中的催化劑床以允許催化劑顆粒從頂部反應(yīng)區(qū)212分別通過第二和第三反應(yīng)區(qū)214和216至最終區(qū)218的連續(xù)或間歇流動。從第一反應(yīng)區(qū)通過第三反應(yīng)區(qū)212-216的流出物可被抽出，加熱并使之分別返回至后續(xù)反應(yīng)區(qū)214-218。可使用或多或少的催化劑床。重整產(chǎn)品產(chǎn)物料流可被從最終反應(yīng)區(qū)218抽入管線232。在堆疊式反應(yīng)器210底部的較低保留室234接受用廢的催化劑。優(yōu)選包含氫的清洗流體以將烴從催化劑顆粒清洗入較低保留室234中的速率從管線236進(jìn)入較低保留室234。
通常用于催化重整的原料為稱為石腦油并具有46° C(115° F)的初沸點和 204° C(400° F)的終沸點的石油餾分。催化重整方法特別適用于處理直餾石腦油，所述直餾石腦油由相對大濃度的環(huán)烷烴和基本直鏈的鏈烷烴組成，其通過脫氫和/或環(huán)化反應(yīng)經(jīng)受芳構(gòu)化。在重整中，環(huán)己烷的、脫氫和烷基環(huán)戊烷的脫氫異構(gòu)化得到芳族化合物，鏈烷烴的脫氫得到烯烴，鏈烷烴和烯烴的脫氫環(huán)化得到芳族化合物，正鏈烷烴和烷基環(huán)烷烴的異構(gòu)化得到環(huán)己烷，取代的芳族化合物被異構(gòu)化且鏈烷烴被加氫裂解。
催化重整通常在催化劑顆粒存在下進(jìn)行，所述催化劑顆粒由一種或多種第VIII 族貴金屬如鉬、銥、銠、鈀和鹵素結(jié)合多孔載體(如耐火無機(jī)氧化物)組成。鹵素通常為氯。 氧化鋁是常用的載體。優(yōu)選的氧化鋁材料為Y、n和θ氧化鋁，其中Y和η氧化鋁得到9最佳結(jié)果。與催化劑性能有關(guān)的重要性質(zhì)是載體的表面積。優(yōu)選載體具有100至500m2/g的表面積。顆粒通常為球形的并具有l(wèi)/16th至l/8th英寸(I. 5-3. Imm)的直徑，雖然其可大至l/4th英寸(6. 35mm)。在重整反應(yīng)的過程中，作為一些機(jī)理(如焦炭沉積在顆粒上的機(jī)理)的結(jié)果，催化劑顆粒變得失活；即，在使用一段時間之后，催化劑顆粒促進(jìn)重整反應(yīng)的能力降低至催化劑不再有用的水平。在其可再次用于重整過程中之前，催化劑必須被修復(fù)或再生。再生區(qū)230再 生催化劑并將其回收至管線220。含有焦炭沉積物的用廢的催化劑顆粒從堆疊式反應(yīng)器210的較低保留室234通過上升導(dǎo)管222流動入再生區(qū)230中的分離容器240中。分離容器240可包括兩個區(qū)。在上區(qū)242中，淘析流體以從離開分離容器240的底部的整個催化劑顆粒分離破裂或碎裂的催化劑顆粒和催化劑細(xì)粒的速率進(jìn)入上區(qū)242。催化劑碎片和細(xì)粒與淘析流體從上區(qū)242流出，所述淘析流體可被過濾并回收至上區(qū)242。在下區(qū)244中，經(jīng)淘析的催化劑與來自管線246的經(jīng)冷卻的煙道氣接觸以在催化劑上吸附氯和氯化氫?？蓪⒃诠芫€246中的煙道氣與來自下區(qū)244的管線248中脫氯的煙道氣熱交換，以在將其進(jìn)料至下區(qū)244之前使其冷卻進(jìn)入吸附條件。催化劑通過管線252從下區(qū)244進(jìn)入催化劑再生爐250。催化劑再生爐250包括燃燒區(qū)254和調(diào)節(jié)區(qū)256。在燃燒區(qū)中，催化劑在內(nèi)部環(huán)狀室258中下降，所述內(nèi)部環(huán)狀室258可包括對催化劑通過不可滲透的同心篩網(wǎng)。通過與在管線246中的煙道氣熱交換，將在管線248中回收的脫氯的煙道氣加熱并進(jìn)料至外部環(huán)狀室260。經(jīng)回收的煙道氣從外部環(huán)狀室260通過外部篩網(wǎng)進(jìn)入內(nèi)部環(huán)狀室258以在其中加熱催化劑。包含從調(diào)節(jié)區(qū)上升的氧氣和氯氣的用于調(diào)節(jié)區(qū)256中的氣體也進(jìn)入內(nèi)部環(huán)狀室258以從催化劑燃燒焦炭沉積物。熱燃燒氣體離開內(nèi)部同心篩網(wǎng)進(jìn)入內(nèi)部管道245并離開管線246內(nèi)的燃燒區(qū)254。經(jīng)燃燒的催化劑下降進(jìn)入調(diào)節(jié)室256進(jìn)入環(huán)狀折流板內(nèi)的中心區(qū)域262。將可富含氧并與氯混合的空氣進(jìn)料入管線264至環(huán)狀折流板外的下環(huán)狀室266，并通入中心區(qū)域262與催化劑接觸以分散在催化劑上的金屬。經(jīng)再生的催化劑離開調(diào)節(jié)區(qū)256并在管線220中提升在流化的氣體輔助下回到重整反應(yīng)器210。重整產(chǎn)品分流器塔270可與重整反應(yīng)器210下游連通，并通過管線232在重整反應(yīng)器210與烷基化反應(yīng)器之間連通。在該實施方案中，在管線278上的控制閥至少部分關(guān)閉，在管線272上的控制閥至少部分打開，使得管線272能夠從管線232進(jìn)料重整產(chǎn)品產(chǎn)物料流至重整產(chǎn)品分流器塔270。分餾在塔頂管線274中產(chǎn)生輕質(zhì)重整產(chǎn)品料流，其然后通過其上打開的控制閥進(jìn)料苯料流進(jìn)入管線304和烷基化反應(yīng)器320。輕質(zhì)重整產(chǎn)品苯料流可具有20至50wt-%的苯，以及至少20wt-%的鏈烷烴和余量至少3wt-%的甲苯。在一個實施方案中，輕質(zhì)重整產(chǎn)品苯料流具有比苯更大濃度的鏈烷烴。苯料流優(yōu)選包含至少4. Owt-%的苯。離開重整產(chǎn)品分流器塔270的底半的管線276中的重質(zhì)重整產(chǎn)品的塔底物料流可繞過烷基化反應(yīng)器320并被傳遞至汽油分配體系148而不與烷基化反應(yīng)器320連通?？蛇x地，管線232中的全部重整產(chǎn)品料流可繞過重整產(chǎn)品分流器270或重整單元200可完全省略重整產(chǎn)品分流器塔270。在該實施方案中，在管線272和274上的控制閥關(guān)閉，在管線278上的控制閥至少部分打開，從而管線232能夠進(jìn)料全部重整產(chǎn)品產(chǎn)物料流至管線304和烷基化反應(yīng)器320。在該實施方案中，全部重整產(chǎn)品料流可在管線278中送至烷基化單元300。可整個省略重整產(chǎn)品分流器。在該實施方案中，沒有分餾塔在所述重整反應(yīng)器210與所述烷基化反應(yīng)器320之間連通。在該實施方案中，全部重整產(chǎn)品料流可經(jīng)受基于吸附或吸收的分離，但對在重整反應(yīng)器210與烷基化反應(yīng)器320之間的重整產(chǎn)品料流不進(jìn)行基于沸點差異的分餾。該實施方案與傳統(tǒng)觀點相反，傳統(tǒng)觀點認(rèn)為，全部重整產(chǎn)品料流需要分餾(如在重整產(chǎn)品分流器塔中)以在苯能夠承受與烯烴的烷基化反應(yīng)之前除去重質(zhì)芳族化合物。重整產(chǎn)品分流器塔的消除導(dǎo)致大量操作和資本的節(jié)省。全部重整產(chǎn)品料流將包含I至10wt-%的苯，3至30wt_%的甲苯和余量至少20wt_%的鏈烷烴和重質(zhì)芳族化合物。全部重整產(chǎn)品料流包含與苯的濃度相比更高的分子量高于苯的芳族化合物濃度。特別地，全部重整產(chǎn)品料流可具有與苯濃度相比更高濃度的具有8個碳原子的芳族化合物。此外，全部重整產(chǎn)品料流可具有與苯相比更高濃度的鏈烷烴。管線304將苯料流進(jìn)料至烷基化單元300。烷基化單元300可與重整產(chǎn)品分流器塔270下游連通。烷基化反應(yīng)器320優(yōu)選含有固定的催化劑床342并可含有多個催化劑床342-46。催化劑優(yōu)選為與氧化鋁綁定的UZM-8沸石。
在一個實施方案中，管線182中的氣態(tài)稀乙烯料流中塔底物料流中的二烯可任選地被傳送至首先與選擇加氫區(qū)310中的選擇加氫催化劑反應(yīng)，以選擇性地使二烯飽和而不完全使其飽和為鏈烷烴。操作選擇加氫過程的合適條件包括以O(shè). 5至5摩爾氫/摩爾二烯的摩爾比輸送在氣相在管線302中的稀乙烯料流和來自管線308的氫通過催化劑，所述催化劑包含至少一種選自鎳、鈀和鉬的金屬，沉積在載體如氧化鋁上，溫度為20°至200。C (68。至 392。F)，壓力為 689 至 3447kPa (g) (100 至 500psig)，空速為 O. 5 至 IOhr'可使用兩個或更多個反應(yīng)區(qū)，雖然僅顯示了一個。每個反應(yīng)區(qū)可進(jìn)行反應(yīng)器流出物至反應(yīng)器入口的回收(未顯示)，其中回收與乙烯進(jìn)料料流的比例為O至20。該過程殘留的二烯含量可為I至lOOwppm，取決于操作的嚴(yán)格度。將來自在管線312中的選擇加氫反應(yīng)器310的稀乙烯料流注射入烷基化反應(yīng)器320。在一方面，可使用管線312上的干燥器(未顯示)以除去水至低濃度，其可能影響烷基化催化劑。也預(yù)計其他保護(hù)床以除去催化劑毒物如除去氨或胺低至I至500wppm。催化劑床中的一個可用作保護(hù)床以除去水和催化劑毒物。如果干燥器或保護(hù)床用于烷基化單元300的乙烯進(jìn)料側(cè)，則干燥器176和吸附劑床170中的一個、部分或兩者可從產(chǎn)物回收區(qū)90省略。管線312中的稀乙烯料流與在管線114或122中的具有基本相同的組成，除了被除去的雜質(zhì)以外。任選地胺處理的、任選地水洗的、任選地吸附處理的和任選地干燥的在管線312中的稀乙烯料流可通常具有至少一種下述雜質(zhì)濃度0. 05wt-%并最高至5. 0wt%的一氧化碳和/或O. lwt-%并最高至5. 0wt%的二氧化碳，和/或至少Iwppm并最高至500wppm的硫化氫和/或至少I并最高至500wppm的氨和胺,和/或至少5并最高至20wt_%的氫。雖然烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)可發(fā)生在烷基化反應(yīng)器320中，烷基化反應(yīng)是主要的。烷基化反應(yīng)器被顯示為上流反應(yīng)器，但下流反應(yīng)器也可為合適的。在分別進(jìn)入催化劑床342、344和346之前，將稀乙烯在管線312中的料流在多個管線322、324和326中注射入烷基化反應(yīng)器320進(jìn)入預(yù)備床空間332、334和336。催化劑床342、344和346含有烷基化催化劑以將乙烯烷基化至苯上以產(chǎn)生乙基苯，以及將乙烯烷基化至甲苯上以產(chǎn)生乙基甲苯。發(fā)生其他烷基化反應(yīng)以產(chǎn)生烷基苯和烷基芳族化合物。將管線304中的液體苯料流進(jìn)料至烷基化反應(yīng)器320，在其中使其首先從預(yù)備床空間336中的管線326吸收稀乙烯料流并一起進(jìn)入催化劑床346。在進(jìn)入烷基化反應(yīng)器320之前，在管線304中的芳族重整產(chǎn)品進(jìn)料料流也可接受來自管線146的FCC芳族料流?？蛇x地，如果石腦油分流器僅提供兩個料流，則其中一個可使用芳族石腦油進(jìn)料管線304，芳族石腦油優(yōu)選為管線142中的輕質(zhì)石腦油料流。氣態(tài)乙烯溶解入液體重整產(chǎn)品料流以與芳環(huán)烷基化。使得來自催化劑床346的流出物與新鮮干氣混合，所述新鮮干氣包含來自預(yù)備床空間334中的管線324的稀乙烯，并一起進(jìn)入催化劑床344。使得來自催化劑床344的流出物與新鮮干氣混合，所述新鮮干氣包含來自預(yù)備床空間332中的管線322的稀乙烯，并一起進(jìn)入催化劑床342。對烷基化反應(yīng)器300中的多個床重復(fù)所述過程。雖然在烷基化反應(yīng)器300中顯示出三個催化劑床，更多或更少床以及其他反應(yīng)器可為合適的。將來自烷基化反應(yīng)器320的烷基化流出物傳送入流出物管線352。熱交換器354可冷卻管線352中的流出物至所需的溫度。可通過經(jīng)過壓力控制閥而使得烷基化反應(yīng)器流出物料流減壓，或通過經(jīng)過泵而使得烷基化反應(yīng)器流出物料流增壓，兩者均未顯示。本發(fā)明的優(yōu)選的烷基化催化劑如下所述。優(yōu)選的烷基化催化劑包括UZM-8沸石。在本發(fā)明中使用的催化劑載體的組分中的一種是氧化鋁。氧化鋁源可為多種水合鋁氧化物或氧化鋁凝膠中的任意種如勃姆石或擬-勃姆石結(jié)構(gòu)的α-氧化鋁一水合物，三水鋁石結(jié) 構(gòu)的α-氧化鋁三水合物，三羥鋁石結(jié)構(gòu)的β_氧化鋁三水合物等等。特別優(yōu)選的氧化鋁可以商標(biāo) Catapal 購自 Sasol North America Alumina Product Group。該材料是極高純度的α-氧化鋁一水合物(擬-勃姆石)，顯示其在高溫煅燒之后得到高純度的Υ-氧化鋁。催化劑的沸石類組分為描述于US 6，756，030中的UZM-8。合適的烷基化催化劑通過混合成比例的體積的UZM-8和氧化鋁以達(dá)到所需的沸石-比-氧化鋁比例而制備。在一個實施方案中，70wt-%UZM-8和30wt-%氧化鋁粉末將提供合適的載體。在一個實施方案中，與UZM-8比氧化鋁為70-比-30不同的重量比可為合適的，范圍從90wt-%UZM-8含量至20wt-%UZM-8含量，余量為氧化鋁。可將一元酸如硝酸或甲酸加入水性溶液中的混合物以膠溶在粘結(jié)劑中的氧化鋁。可將另外的水加入混合物以為組成具有足夠稠度捏塑體提供足夠的濕度以被擠出或噴霧干燥。該糊劑或捏塑體可以制成成形顆粒的形式，優(yōu)選的方法為通過其中具有所需尺寸和形狀的開口的?？跀D出捏塑體，之后被擠出物破裂為所需長度的擠出物并被干燥。可進(jìn)行進(jìn)一步的煅燒以賦予擠出物增加的強(qiáng)度。通常，煅燒在260° C(500° F)至815° C (1500° F)溫度下在干燥空氣料流中進(jìn)行。擠出的顆粒可具有任意合適的橫截面形狀，S卩，對稱或不對稱的，但最通常具有對稱橫截面形狀，優(yōu)選球形、圓柱形或多葉(polylobal)形。顆粒的橫截面直徑可為小至40 μ m ;然而，其通常為O. 635mm (O. 25英寸)至12. 7mm (O. 5英寸)，優(yōu)選O. 79mm(l/32英寸)至6. 35mm(O. 25英寸)，最優(yōu)選O. 06mm(l/24英寸)至4. 23mm(l/6英寸)。在優(yōu)選的催化劑構(gòu)型中有類似于三葉草的橫截面，如在US 4，028，227的圖8和8A中所示。優(yōu)選的三葉草形顆粒為使得橫截面的每個“葉片”被直徑在O. 51mm(0. 02英寸)和I. 27mm(O. 05英寸)之間的圓的270°弧定義。其他優(yōu)選的顆粒為具有四葉橫截面形狀的那些，包括不對稱的形狀和對稱的形狀，如US 4，028, 227中的圖10。由于反應(yīng)在至少部分液相條件下進(jìn)行，可調(diào)節(jié)反應(yīng)壓力以維持乙烯至少部分地在液相中。乙烯在氣相中也為合適的。壓力可在101至13172kPa(表壓)(I至1900psig)的寬范圍內(nèi)變化。實際上，壓力通常在1379和6985kPa(表壓)(200至IOOOpsig)之間的范圍內(nèi)，但通常在2069和4137kPa(表壓)(300和600psig)之間的范圍內(nèi)。適合使用乙烯將苯烷基化的溫度范圍為100°和300° C之間。芳族化合物比乙烯的比例應(yīng)在1:10和高達(dá)10:1之間，優(yōu)選O. 5至I. O的比例。可在100°和300° C之間的溫度下將稀乙烯進(jìn)料進(jìn)料至氣相中的烷基化反應(yīng)器320。反應(yīng)主要在液相中以乙烯計為WHSV O. 01至IOhr-1下發(fā)生。氣態(tài)乙烯可吸收進(jìn)入液體苯料流中以發(fā)生烷基化。我們已經(jīng)發(fā)現(xiàn)，令人異地，盡管在進(jìn)料中存在毒害催化劑并稀釋進(jìn)料中的乙烯的雜質(zhì)，進(jìn)料料流中至少40wt-%至高達(dá)75wt-%的乙烯與芳環(huán)燒基化以轉(zhuǎn)
化至較重質(zhì)烷基芳族烴?？稍?00°和300° C之間的溫度下將稀苯進(jìn)料進(jìn)料至液相中的烷基化反應(yīng)器320。反應(yīng)主要在液相中以苯計為WHSV O. I至40hr」下發(fā)生。我們已經(jīng)發(fā)現(xiàn)，令人驚異地，盡管在進(jìn)料中存在稀釋進(jìn)料中的苯的較重質(zhì)芳族化合物和鏈烷烴，進(jìn)料料流中至少 20wt-%,合適地至少50wt-%和高達(dá)100wt-%的苯轉(zhuǎn)化為較重質(zhì)烷基苯。此外，苯的轉(zhuǎn)化率為甲苯轉(zhuǎn)化率的至少80%，優(yōu)選至少90%，最優(yōu)選至少95%。即使稀苯進(jìn)料可具有與苯濃度相比更高濃度的具有8個碳原子的芳族化合物，但與具有8個碳原子的芳族化合物相比，苯經(jīng)受更高的轉(zhuǎn)化率。苯比烯烴的比例可為O. 2和4. O之間。即使為不純進(jìn)料，催化劑仍然穩(wěn)定，但是其可在失活時被再生。合適的再生條件包括使得催化劑經(jīng)受，(例如，原位)，500° C的熱空氣3小時。經(jīng)再生的催化劑的活性和選擇性可與新鮮催化劑相當(dāng)。管線352中的來自烷基化反應(yīng)器的烷基化產(chǎn)物料流可被傳送至烷基化產(chǎn)物分餾塔360，其可為簡單的閃蒸槽，但優(yōu)選為分餾塔以從液體料流分離氣態(tài)料流。烷基化產(chǎn)物分餾塔360與烷基化反應(yīng)器320下游連通。在塔頂管線362中的氣態(tài)產(chǎn)物料流可被傳送至燃燒單元370以在管線372中產(chǎn)生蒸汽，所述氣態(tài)產(chǎn)物料流包含輕質(zhì)氣體如氫、甲烷、乙烷、未反應(yīng)的烯烴和輕質(zhì)雜質(zhì)?？蛇x地，在塔頂管線362中的氣態(tài)產(chǎn)物可被燃燒以點燃加熱器(未顯示)和/或提供煙道氣源以使燃?xì)廨啓C(jī)(未顯示)發(fā)電。塔頂管線362與燃燒單元370上游連通。可使來自烷基化產(chǎn)物分餾塔360的管線364中的包含較重質(zhì)烴的液體塔底物料流下行通過閥門并經(jīng)由LCO泵循環(huán)回流95將其回收至產(chǎn)物分離區(qū)90。因此，主塔92與烷基化反應(yīng)器320下游連通和上游連通。優(yōu)選將管線364中的塔底物料流回收至主塔92，所述主塔92位于重質(zhì)石腦油出口 96a和輕質(zhì)循環(huán)油出口 95a之間。回收管線364與烷基化產(chǎn)物分餾塔360的底部下游連通?？蛇x地，回收管線364進(jìn)料輕質(zhì)循環(huán)油泵循環(huán)回流管線95或重質(zhì)石腦油泵循環(huán)回流管線96?；厥展芫€364與烷基化反應(yīng)器320下游連通，與主塔92上游連通。可選地，管線364中的烷基化產(chǎn)物可被輸送至汽油分配體系148而不回收至產(chǎn)物分離區(qū)90。具有與管線304中(其可來自出口管線366中的側(cè)餾分)相比更小濃度的苯的石腦油范圍烷基苯料流可被回收并傳送至汽油分配體系148。汽油分配體系148可包括至出口、至用于填充用于輸送的罐的分配器、或至汽油儲存罐的配管。汽油分配體系148與烷基化反應(yīng)器320下游連通。在一個實施方案中，與管線364中的塔底物料流(其可僅為粘性料流)相比，管線366中的側(cè)餾分料流將具有更大流速。實施例本發(fā)明的應(yīng)用將通過下述實施例展示。實施例I通過組合UZM-8粉末與Si/Al比為12，以及以Catapal商標(biāo)提供的擬-勃姆石，合成經(jīng)擠出的UZM-8催化劑。在與無定形的二氧化硅-氧化鋁混合之前，使用硝酸膠溶擬-勃姆石。催化劑捏塑體通過圓柱模板中的I. 59mm開口擠出并在550° C下煅燒之前碎裂成片。最終的催化劑由70wt-%UZM-8和30wt-%氧化鋁組成并具有368m2/g的表面積。實施例2測試實施例I的催化劑在固定床操作中在IOmL催化劑上在205 ° C， 3447kPa(500psig)，0. 40WHSV(烯烴重量時空速度)和液體進(jìn)料WHSV為4. 9下的苯烷基化。氣體進(jìn)料由23mol-%C2H4和77mol_%CH4組成。液體進(jìn)料由2. 6wt-%戊烯、6. 4wt_%C6H6、30wt-%n-庚烷、25wt-%甲苯、18wt_%具有8個碳原子的芳族化合物(C8芳族化合物)和19wt-%具有9個碳原子的芳族化合物(C9芳族化合物)組成。對于乙烯，83%被轉(zhuǎn)化，51%的苯被轉(zhuǎn)化。甲苯轉(zhuǎn)化率為49%，而C8和C9芳族化合物轉(zhuǎn)化率小于20%。對乙基苯的選擇性為5%，對乙基甲苯的選擇性為25%，對二乙基苯的選擇性為6%，對其他汽油范圍化合物的選擇性為37%，對沸點高于225° C的化合物的選擇性為 27%。13小時之后，溫度被升高至236° C。在26小時標(biāo)記，液體進(jìn)料WHSV被增大至
12.7。在這些條件下，乙烯轉(zhuǎn)化率為83%，苯轉(zhuǎn)化率為32%，甲苯轉(zhuǎn)化率為27%，C8和C9芳族轉(zhuǎn)化率為小于15%。對乙基苯的選擇性為4%，對乙基甲苯的選擇性為17%，對二乙基苯的選擇性為2. 5%，對其他汽油范圍化合物的選擇性為53. 5%，對沸點高于225° C的化合物的選擇性為23%。在46小時在料流上，氣體進(jìn)料被轉(zhuǎn)變?yōu)榇鞦CC干氣組合物的摻合物，F(xiàn)CC干氣組合物含有 34mol-%CH4、23mol-%C2H4、14mol_%C2H6、13moI%H2U3moI-%N2,2moI-%C02, lmol-%C0和lppmH2S。轉(zhuǎn)化率和選擇性并未變化。實驗示于圖2中。實施例3測試實施例I的催化劑在固定床操作中在12mL催化劑上在205 ° C，3447kPa(500psig),0. 80WHSV和液體進(jìn)料WHSV為7下的苯烷基化。氣體進(jìn)料類似干氣進(jìn)料由 34mol-%CH4、23mol-%C2H4、14mol_%C2H6、13mol_%H2、13mol-%N2、2mol-%C02、lmol-%C0 和Ippm H2S組成。液體進(jìn)料由39wt_%苯、49wt_%正庚燒和12wt_%甲苯組成。乙烯經(jīng)過50小時在料流上的轉(zhuǎn)化率為77%至58%，苯轉(zhuǎn)化率為恒定的44%。甲苯轉(zhuǎn)化率為47%。對乙基苯的選擇性為50-53%，對乙基甲苯的選擇性為14-16%，對二乙基苯的選擇性為17-19%，對其他汽油范圍化合物的選擇性為11-14%，對沸點高于225° C的化合物的選擇性為3%。實驗示于圖3中。雖未進(jìn)一步詳細(xì)闡述，相信本領(lǐng)域技術(shù)人員可使用上述說明，利用本發(fā)明至極致。前述優(yōu)選的具體實施方案因此要理解為僅示例性的，并不以任何方式限制本公開的其余部分。在前文中，所有溫度為攝氏度，所有份數(shù)和百分?jǐn)?shù)以重量計，除非另行指明。根據(jù)前述說明，本領(lǐng)域技術(shù)人員能容易地確定本發(fā)明的實質(zhì)特征，并能在不偏離本發(fā)明的精神和范圍的情況下進(jìn)行本發(fā)明的 多種改變和改進(jìn)，以使其適應(yīng)多種用途和條件。
權(quán)利要求
1.一種使用乙烯來烷基化苯的方法，所述方法包括提供包含5至50wt_%乙烯的稀乙烯料流；提供包含至少3wt_%甲苯以及至少20wt_%鏈烷烴的苯料流；使稀乙烯料流和苯料流與包含UZM-8的烷基化催化劑接觸；以及將進(jìn)料料流中至少20%的苯轉(zhuǎn)化為烷基苯。
2.如權(quán)利要求I所述的方法，其中苯的轉(zhuǎn)化率為甲苯的轉(zhuǎn)化率的至少90%。
3.如權(quán)利要求I所述的方法，其中苯料流具有與苯的濃度相比更高濃度的分子量高于苯的芳族化合物。
4.如權(quán)利要求I所述的方法，其中苯料流包含與苯相比更高濃度的具有8個碳原子的芳族化合物，但與具有8個碳原子的芳族化合物相比，苯經(jīng)受更高的轉(zhuǎn)化率。
5.如權(quán)利要求I所述的方法，其中所述苯料流具有與苯相比更高濃度的鏈烷烴。
6.如權(quán)利要求I所述的方法，其中所述接觸步驟在所述催化劑的固定床中進(jìn)行。
7.如權(quán)利要求I所述的方法，其中所述稀乙烯料流包含至少一種雜質(zhì)，所述雜質(zhì)選自由至少O. 05wt-%的一氧化碳、至少Iwppm的硫化氫、至少5wt_%的氫和至少O. lwt-%的二氧化碳組成的群組。
8.如權(quán)利要求I所述的方法，其中所述苯料流作為重整產(chǎn)品料流從重整反應(yīng)器提供。
9.如權(quán)利要求8所述的方法，其中并未在所述重整反應(yīng)器與所述烷基化反應(yīng)器之間分餾所述重整產(chǎn)品料流。
10.一種使用乙烯來烷基化苯的裝置，所述裝置包括流體催化裂解反應(yīng)器，其用于使得裂解催化劑與烴進(jìn)料料流接觸以將烴進(jìn)料裂解為具有較低分子量的經(jīng)裂解的產(chǎn)物，并在裂解催化劑上沉積焦炭以提供焦結(jié)的裂解催化劑；再生爐，其用于通過與氧接觸從所述焦結(jié)的裂解催化劑燃燒焦炭；與所述流體催化裂解反應(yīng)器連通的分離器，其用于將C3烴類與C2烴類分離以提供稀乙烯料流；重整反應(yīng)器，其用于使得石腦油料流與重整催化劑接觸以產(chǎn)生重整產(chǎn)品料流；以及與所述分離器和所述重整反應(yīng)器連通的烷基化反應(yīng)器，其用于在烷基化催化劑的固定床上，使用所述稀乙烯料流中的乙烯來將所述重整產(chǎn)品料流中的苯烷基化為較重質(zhì)烷基苯烴類，其中沒有分餾塔在所述重整反應(yīng)器與所述烷基化反應(yīng)器之間連通。
全文摘要
本方法和裝置通過烷基化至較重質(zhì)烴類，在稀乙烯料流中轉(zhuǎn)化乙烯并在含有芳族化合物的料流中稀釋苯。催化劑可為沸石如UZM-8。該催化劑抗進(jìn)料雜質(zhì)如硫化氫、碳氧化物和氫，并選擇性地轉(zhuǎn)化苯。可將在稀乙烯料流中至少40wt-%乙烯以及在稀苯料流中至少20wt-%的苯轉(zhuǎn)化為較重質(zhì)烴類。
文檔編號C07C2/66GK102947251SQ201180027533
公開日2013年2月27日 申請日期2011年6月1日 優(yōu)先權(quán)日2010年6月11日
發(fā)明者C·P·尼古拉斯, A·巴塔查里亞 申請人:環(huán)球油品公司