CN101573313B - 利用歧化反应将氧合物转化成烯烃 - Google Patents

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Abstract

用于提高轻质烯烃生产，特别是增加丙烯相对产量的加工流程和系统(10、100、200、300、400)，其包括将氧合物转化为烯烃，随后的氧合物转化排出物流处理，包括1-丁烯与2-丁烯的交叉歧化反应，2-丁烯与乙烯的歧化反应，转化或除去至少部分的异丁烯，和/或将至少部分1-丁烯异构化成2-丁烯，从而生产额外的丙烯。所述加工流程和系统(10、100、200、300、400)可进一步包括通过丁烯与乙烯的歧化反应产生丙烯的利用蒸馏塔(162)的反应和/或通过包含含氧化化物的材料转化异丁烯以产生叔醚或醇类的利用蒸馏塔的反应。

Description

利用歧化反应将氧合物转化成烯烃
发明领域
本发明主要涉及氧合物向烯烃的转化，更具体地涉及氧合物向轻质烯烃的转化。
背景技术
世界上大部分的石油化工工业涉及轻质烯烃材料的生产以及轻质烯烃材料在通过聚合、寡聚和烷基化等熟知的化学反应来生产多种重要的化工产品中的后续应用。轻质烯烃包括乙烯、丙烯及其混合物。这些轻质烯烃是现代石油化工和化学工业的重要基础部分。在现代精炼法中，这些材料的主要来源是石油进料的裂解流。考虑到包括地理学、经济学、政治学和供应量减小在内的多种原因，本领域一直在寻找除石油之外的大量原料来源以满足对这些轻质烯烃材料需求。
通过搜索用于生产轻质烯烃的替换材料，人们现已使用如醇类的氧合物，更具体而言，使用甲醇、乙醇和高级醇类及其衍生物，例如二甲醚、二乙醚等。已知分子筛(例如微孔结晶沸石和非沸石催化剂，特别是磷酸硅铝(SAPO))促进氧合物向烃混合物(特别是主要由轻质烯烃构成的烃混合物)的转化。
此类由氧合物形成轻质烯烃的方法通常被称为甲醇制烯烃(MTO)法，其原因在于该方法最常使用的氧合物材料通常是单独的甲醇或甲醇和其他氧合物材料，例如二甲醇(DME)。在实践中，此类氧合物的转化加工装置通常产生的主要产物为乙烯和丙烯，并且作为单独加工，可获得高达1∶4的丙烯∶乙烯产物比例。在产生主要产物乙烯和丙烯之外，此类加工还常产生或形成相对少量的高烯烃C4和更重的烃流。
由氧合物进料生产轻质烯烃(包括每个分子具有2-4个碳原子的烯烃)的方法一般通常包括将氧合物进料通入包含金属铝磷酸盐催化剂的氧合物转化区，以产生轻质烯烃流。将轻质烯烃流分馏，并歧化部分产物以提高乙烯、丙烯和/或丁烯产物的产量。可歧化丙烯以产生更多的乙烯，或歧化乙烯和丁烯的组合以产生更多的丙烯。现已公开了轻质烯烃生产与歧化反应(metathesis或disproportionation)的组合提供灵活性，从而克服氧合物转化区中金属铝磷酸盐催化剂的平衡限制。此外，本发明的公开还提供延长氧合物转化区中的催化剂的寿命以及提高的催化剂稳定性的优点。
尽管该方法可令人满意地获得丙烯形成量相对增加的结果，人们仍然需要并寻找进一步的改进以进一步增加丙烯的相对产量和回收量。
发明内容
本发明的主要目标是提供或获得将包含氧合物的进料转化成轻质烯烃的改进方法。
本发明的更具体目标是克服一个或多个上述问题。
通过由包含氧合物的进料生产轻质烯烃的专门方法可至少部分地实现本发明的主要目标。根据一个实施方案，此类方法包括使包含氧合物的进料在氧合物转化反应器中接触氧合物转化催化剂，并在有效转化包含氧合物的进料的条件下形成包含轻质烯烃和C4+烃的氧合物转化排出物流，其中所述轻质烯烃包含乙烯，且所述C4+烃包含含有一定量的1-丁烯和一定量的异丁烯的一定量的丁烯。分离氧合物转化排出物流，从而由氧合物转化排出物流形成包含至少部分丁烯的第一加工流，所述丁烯包括至少部分量的1-丁烯和至少部分量的异丁烯。使来自第一加工流的至少部分量的丁烯在有效条件下接触歧化反应区中的歧化催化剂，从而产生包含丙烯的歧化排出物流。理想地，从歧化排出物流回收至少部分的所述丙烯。根据某些实施方案，所述第一加工流还包含一定量的2-丁烯，其在接触歧化催化剂时，与来自第一加工流的至少部分1-丁烯发生交叉歧化，从而产生丙烯。
现有技术通常不能提供将包含氧合物的进料转化成烯烃的加工流程和装置，从而将丙烯的产量尽可能地提高到令人满意的程度。此外，现有技术通常不能提供使氧合物材料向轻质烯烃转化过程中的丙烯相对产量得到令人满意地有效且高效增加的加工流程和装置。
根据另一个实施方案，由包含氧合物的进料生产轻质烯烃的方法包括使包含氧合物的进料在氧合物转化反应器中接触氧合物转化催化剂，并且在有效转化包含氧合物的进料的反应条件下产生包含轻质烯烃和C4+烃的氧合物转化排出物流。理想地，所述轻质烯烃包含乙烯。所述C4+烃理想地包含一定量的丁烯，包括一定量的1-丁烯和一定量的异丁烯。处理氧合物转化排出物流，从而形成包含至少部分丁烯的第一加工流，所述丁烯包括来自氧合物转化排出物流的部分量的1-丁烯和部分量的异丁烯。在异丁烯转化区中转化来自第一加工流的至少部分量的异丁烯，从而形成包含一定量1-丁烯的第二加工流和包含转化产物的第三加工流。在异构化区中异构化来自第二加工流的至少部分量的1-丁烯，从而产生包含一定量2-丁烯的异构化流。使来自异构化流的至少部分2-丁烯在有效条件下接触歧化反应区中的乙烯，从而产生包含丙烯的歧化排出物流。理想地，从歧化排出物流回收丙烯。
本发明还提供了用于从包含氧合物的进料生产轻质烯烃的系统。根据一个实施方案，该系统包括使包含氧合物的进料接触氧合物转化催化剂，并将包含氧合物的进料转化成包含轻质烯烃和C4+烃的氧合物转化排出物流的反应器，其中所述轻质烯烃包含乙烯，且所述C4+烃包含一定量的丁烯(包括一定量的1-丁烯和一定量的异丁烯)。所提供的分离区用于分离氧合物转化排出物流，并由氧合物转化排出物流形成包含至少部分量的丁烯的第一加工流，所述丁烯包括至少部分量的1-丁烯和至少部分量的异丁烯。所提供的歧化反应区用于使来自第一加工流的至少部分丁烯接触歧化催化剂，从而生产包含丙烯的歧化排出物流。该系统还包括用于从歧化排出物流回收丙烯的回收区。根据某些实施方案，歧化反应区可包括利用包含歧化催化剂固定床的蒸馏塔进行的反应，其中使来自第一加工流的至少部分量的丁烯与乙烯接触，从而生产包含丙烯的歧化排出物流。该系统还可包括插入在分离区和歧化反应区之间的异构化区，其用于异构化来自第一加工流的至少部分量的1-丁烯，从而形成包含一定量2-丁烯的异构化流，随后可以在歧化反应区中歧化所述2-丁烯以产生丙烯。该系统还可包括异丁烯转化区，其用于将来自第一加工流的至少部分量的异丁烯转化成甲基叔丁基醚。
应理解，本文所用的有关“轻质烯烃”主要是指C2和C3烯烃，也就是乙烯和丙烯(单独的或组合的)。
应理解，有关“CX烃”是指具有由下标“x”表示的碳原子数量的烃分子。类似地，术语“含CX流”是指包含CX烃的流。术语“CX+烃”是指具有由下标“x”表示的碳原子数量或更多碳原子的烃分子。例如，“C4+烃”包括C4、C5以及碳原子数量更多的烃。术语“CX-烃”是指具有由下标“x”表示的碳原子数量或更少碳原子的烃分子。例如，“C4-烃”包括C4、C3以及碳原子数量更少的烃。
参考以下详细说明并结合权利要求书和附图，本发明的其他目标和优点对本领域技术人员而言是显而易见的。
附图说明
图1是说明根据一个实施方案将氧合物转化成烯烃的方法的简要工艺流程图，其中采用歧化反应区以提高丙烯产量。
图2是说明根据另一个实施方案将氧合物转化成烯烃的方法的简要工艺流程图，其中包括采用蒸馏塔反应的歧化反应区以提高丙烯产量。
图3是说明根据另一个实施方案将氧合物转化成烯烃的方法的简要工艺流程图，其中采用用于形成含丁烯流的分离区，用于减小异丁烯相对量的异丁烯转化区、用于提高2-丁烯相对量的异构化区，以及用于提高丙烯产量的歧化反应区。
图4是说明根据另一个实施方案将氧合物转化成烯烃的方法的简要工艺流程图，其中采用用于形成含丁烯流的分离区，用于减小异丁烯相对量的异丁烯转化区、用于提高2-丁烯相对量的异构化区，以及用于提高丙烯产量的歧化反应区。
图5是说明根据另一个实施方案将氧合物转化成烯烃的方法的简要工艺流程图，其中采用用于提高丙烯相对产量的第一和第二氧合物转化区、用于形成含丁烯流的分离区，用于减小异丁烯相对量的异丁烯转化区、用于提高2-丁烯相对量的异构化区，以及用于提高丙烯产量的歧化反应区。[0020]受本文提供的教导引导的本领域技术人员应认识到并理解，所述系统或工艺流程图已通过省略多个常见或常规工艺设备元件而被简化，所述工艺设备元件包括一些热交换器，过程控制系统、泵和分馏系统等。还应理解，可从多个方面改进附图中的所述工艺流程图而不脱离本发明的基本整体构思。
具体实施方式
可在催化反应中将包含氧合物的进料转化成轻质烯烃。随后，可对此过程中形成的较重烃(例如，C4+烃)进行处理，从而使由此转化反应形成的至少部分量的丁烯发生歧化反应，从而生成额外的丙烯。
应理解，该方法可通过多种加工装置体现。举例而言，图1是说明根据一个实施方案将氧合物转化成烯烃的方法的简要工艺流程图(概括地表示为附图标记10)，其中采用歧化反应区以提高丙烯产量。
更具体地说，通过管线11、13和15将包含氧合物的进料或进料流12(例如，主要由轻质氧合物，如甲醇、乙醇、二甲醚、二乙醚或其组合中的一种或多种构成)引入到氧合物转化区或反应器区段14，其中利用本领域已知的手段(例如利用固定床、移动床或流动床反应器)，使包含氧合物的进料12在有效转化包含氧合物的进料的反应条件下接触氧合物转化催化剂，从而形成包含燃料气体烃、轻质烯烃和C4+烃的氧合物转化排出物流。
受本文提供的教导引导的本领域技术人员应认识到并理解，此类进料可以为商业级甲醇、粗甲醇或其间任何纯度的甲醇。粗甲醇可以为来自甲醇合成单元的未精炼产物。受本文提供的教导引导的本领域技术人员应认识到并理解，考虑到如改进催化剂稳定性的因素，可能优选采用纯度较高的甲醇进料的实施方案。因此，此类实施方案中适合的进料可包含甲醇或甲醇和水的混合物，此类进料可具有65重量％-100重量％之间的甲醇含量，优选80重量％-100重量％之间的甲醇含量，并且根据某些实施方案，可以为95重量％-100重量％之间的甲醇含量。
甲醇制烯烃单元的进料流可包含0重量％-35重量％之间的水，且更优选包含5重量％-30重量％之间的水。进料流中的甲醇可占进料的70重量％-100重量％，且更优选占进料流的75重量％-95重量％。进料流中的乙醇可占进料流的0.01重量％-0.5重量％，且更常占进料流的0.1重量％-0.2重量％，尽管更高的浓度也可能是有利的。甲醇是进料流的主要成分时，进料中高级醇的含量在200-2000wppm之间，且更常在500-1500wppm之间。此外，甲醇是进料流的主要成分时，二甲醚的含量在100-20,000wppm之间，且更常在200-10,000wppm之间。
然而，本发明还设想并涵盖所述包含氧合物的进料包含单独的或与水、甲醇的组合的二甲醚，或与水和甲醇的组合的实施方案。
氧合物向轻质烯烃转化的反应条件是本领域技术人员已知的。优选地，根据具体实施方案，所述反应条件包括200℃-700℃之间的温度，更优选300℃-600℃之间，且最优选400℃-550℃之间。此外，由于可能需要向压缩机区段施加足够的压力，反应器操作压力通常优选超大气压力，例如通常为69-689kPa(10-100psig)的范围。
氧合物转化反应器区段14产生或形成氧合物转化反应器产物或排出物流16，例如主要包含燃料气体烃、轻质烯烃和C4+烃。使氧合物转化反应器排出物流16通入氧合物处理或回收区(概括地表示为附图标记18)。氧合物回收或处理区18通常主要包括本领域技术人员已知的一个或多个区段或单元，其可从氧合物转化反应器排出物流16离析、分离、转移和/或回收多种其他化合物或材料，例如过量的氧合物材料、水、氧合物转化催化剂微粉和/或酸性气体。例如，如图1所示，可在氧合物回收区18中处理氧合物转化反应器排出物流16，从而产生或形成包含轻质烯烃和C4+烃的氧合物转化排出物流22和氧合物循环流20，其中所述轻质烯烃包含乙烯，且所述C4+烃包含一定量的丁烯，例如包括一定量的1-丁烯、一定量的2-丁烯和一定量的异丁烯。根据某些实施方案，可将至少部分氧合物循环流20与至少部分包含氧合物的进料12组合，并且通过管线15将该组合流引入到氧合物转化区14。
可在分离或处理区24中进一步加工氧合物转化排出物流22，其中通过例如常规蒸馏法分离或分馏氧合物转化排出物流22或其至少一部分，从而提供一个或多个加工流。
根据某些实施方案，将氧合物转化排出物流22或其选定部分通入脱乙烷器区26。在脱乙烷器区26中，通过例如常规蒸馏法分馏氧合物转化排出物流22，从而提供或形成脱乙烷器塔顶流28和脱乙烷器C3+塔底流30，其中脱乙烷器塔顶流28包含C2-烃(包括甲烷、乙烷、乙烯和一些可能的惰性气体(N2、CO等))，脱乙烷器C3+塔底流30包含重于乙烷的成分，例如丙烯、丙烷、混合的丁烯和/或丁烷。可将脱乙烷器塔顶流28或其部分(例如第一部分32)循环到氧合物转化区14。在实践中，可将脱乙烷器塔顶流28的第一部分32直接引入氧合物转化区14。或者，也可以将脱乙烷器塔顶流28的第一部分32与包含氧合物的进料12和/或氧合物循环流20组合，并通过管线13和15将该组合流引入到氧合物转化区14。作为替代或补充，也可以将例如脱乙烷器塔顶流28或其部分(例如第二部分34作为燃料使用。
将脱乙烷器C3+塔底流30或其至少一部分通入脱丙烷器区36。在脱丙烷器区36中，通过例如常规蒸馏法处理或分馏脱乙烷器C3+塔底流30，从而提供或形成包含C3材料的脱丙烷器塔顶流38和主要包含C4+成分的脱丙烷流40。使脱丙烷器塔顶流38或其至少一部分通入C3分离器42。在C3分离器42中，通过例如常规蒸馏法处理(例如分馏)脱丙烷器塔顶流38，从而提供例如主要由丙烯构成的塔顶丙烯产物流44和例如主要由丙烷构成的塔底流46。可将含丙烷的塔底流46或其部分循环到前端合成气单元，或者，在此类单元不易获得的情况下，可将其作为燃料使用。
使脱丙烷流40或其至少一部分通入C4分馏区48。在C4分馏区48中，通过例如常规蒸馏法分馏脱丙烷流40，从而提供或形成主要由1-丁烯、2-丁烯和异丁烯构成的混合丁烯流50，以及主要包含除丁烯之外的其他C4成分的C4+流52。
在实践中，可使C4+流52或其部分通入重烃分离区54。在重烃分离区54中，通过例如常规蒸馏法分馏C4+流52，从而提供或形成主要由C5和/或C6烃构成的塔顶流56，以及主要包含重于己烷的成分的塔底流58。在实践中，可将塔顶流56或其部分直接循环到氧合物转化区14以进行进一步的加工。或者，可将至少部分塔顶流56与包含氧合物的进料12、氧合物循环流20以及脱乙烷器塔顶流28的第一部分32中的一个或多个组合，并通过管线11、13和15将该组合流引入到氧合物转化区14。在实践中，可将塔底流58或其部分作为燃料使用。例如，对于接近精炼厂的位置，可将该材料或其选定部分掺入到汽油调合物中。作为替代或补充，根据关于合成气单元进料中烯烃含量的规定，也可以将塔底流58或其部分循环到前端合成气单元。
将混合丁烯流50或其至少一部分引入到歧化反应区60，并在有效条件下产生包含丙烯的歧化排出物流62。
通常可以在本领域已知的条件下，采用本领域已知的催化剂进行歧化反应。根据一个实施方案，例如包含催化量的至少一种氧化钼和氧化钨的歧化催化剂适合于歧化反应。用于歧化反应的条件通常包括20℃-450℃范围的反应温度，优选250℃-350℃范围，和大气压至20.6MPa表压(3000psig)的压力，优选3000-3500kPa表压(435-510psig)，尽管如果需要也可以采用更高的压力。具有烯烃歧化活性并且能够用于本发明方法的催化剂是公知的类型。关于这一点，可参考JOURNAL OF CATALYSIS，13(1969)，99-114页；APPLIED CATALYSIS，10(1984)，29-229页，以及CATALYSIS REVIEW，3(1)(1969)，37-60页。例如，可使用歧化催化剂，在20℃-80℃，0.5-2MPa(75-290psi)的液相中进行1-丁烯与2-丁烯的歧化反应。
此类歧化催化剂可以为均相催化剂或非均相催化剂，其中优选非均相催化剂。歧化催化剂优选包含催化有效量的过渡金属成分。优选用于本发明的过渡金属包括钨、钼、镍、铼及其组合。过渡金属成分可以作为单质金属和/或金属的一种或多种化合物存在。如果催化剂为非均相催化剂，优选过渡金属成分与载体结合。可采用任何适合的载体材料，前提是其基本不干扰进料成分或较低级烯烃成分的转化。优选所述载体材料为氧化物，例如氧化硅、氧化铝、氧化钛、氧化锆及其组合。氧化硅是特别优选的载体材料。如果采用载体材料，与载体材料组合使用的过渡金属成分的量可在较大范围内变化，这取决于，例如所涉及的具体应用和/或所使用的过渡金属。优选地，过渡金属成分占全部催化剂重量的1％-20％(以单质金属计算)。有利的是，歧化催化剂包含催化有效量的至少一种上述过渡金属，并且能够促进烯烃的歧化。催化剂也可包含至少一种活化剂，所述活化剂的存在量可提高催化剂的效力。可采用多种活化剂，包括本领域熟知的有助于歧化反应的活化剂。例如，理想的轻质烯烃歧化催化剂可以为非均相或均相中的钨(W)、钼(Mo)或铼(Re)的配合物。
根据一个实施方案，在歧化反应区60内进行的歧化反应为交叉歧化反应，其中来自混合丁烯流50的1-丁烯与来自丁烯流50的2-丁烯在存在歧化催化剂的条件下反应，并在有效条件下产生主要由丙烯和戊烯构成的歧化排出物流62。一般而言，此类交叉歧化反应主要在存在或不存在显著量乙烯的条件下进行。在实践中，可将来自歧化排出物流62的戊烯循环到氧合物转化区14。或者，根据某些实施方案，可将来自歧化排出物流62的戊烯循环到分离区24。
理想地，从歧化排出物流62回收丙烯。根据一个实施方案，通过将歧化排出物流62或其选定部分引入到分离区24，从而回收丙烯。例如，可将歧化排出物流62或其至少一部分与氧合物转化排出物流22组合，并可通过管线64将该组合流引入到分离区14，其中根据上述方法并结合脱乙烷器区26、脱丙烷器区36和C3分离器42一起从该组合流中回收丙烯。
或者，也可以使歧化排出物流62或其至少一部分通入歧化分馏区(未显示)，其中通过常规分离手段将歧化排出物流62拆分(例如分馏)成产物丙烯流和包括丁烯的较高级烃馏分，其中可将所述较高级烃馏分回收回加工流程中，例如返回脱乙烷器区26、脱丙烷器区36、C4分馏区48或歧化反应区60中的任意一个。在将较高级烃馏分从歧化分馏区循环到歧化反应区60的实施方案中，可提供粘性流以减少较高级烃成分(例如异丁烯)的积累。
根据某些实施方案并结合图3的更详细描述，可在异丁烯转化区处理混合丁烯流50或其至少一部分，从而在接触歧化反应区60中的歧化催化剂之前从混合丁烯流50除去至少部分量的异丁烯。一般而言，在歧化反应前从混合丁烯流50除去所述异丁烯馏分通常能够提高丙烯产量。
根据如图2所示的另一个实施方案，用于从包含氧合物的进料生产轻质烯烃的加工流程100包括通过管线103和174将包含氧合物的进料或进料流102(例如，通常由轻质氧合物，如甲醇、乙醇、二甲醚、二乙醚或其组合构成)引入到氧合物转化区或反应器区段104，其中使包含氧合物的进料在有效转化包含氧合物的进料的反应条件下接触氧合物转化催化剂，从而形成包含燃料气体烃、轻质烯烃和C4+烃的氧合物转化反应器排出物流106。
使氧合物转化反应器排出物流106或其至少一部分通入氧合物处理或回收区(概括地表示为附图标记108)。在氧合物回收区108处理氧合物转化反应器排出物流106，从而产生或形成氧合物循环流110和包含一定量轻质烯烃的氧合物转化排出物流112，所述轻质烯烃包括乙烯，以及一定量的C4+烃，其包括一定量的丁烯，例如包括一定量的1-丁烯、一定量的2-丁烯和一定量的异丁烯。
在实践中，可将氧合物循环流110或其至少一部分直接引入到氧合物转化区104，以进行进一步的加工。或者，可将氧合物循环流110与氧合物进料102组合，并通过管线174引入氧合物转化区104。
可在分离或处理区114中进一步加工氧合物转化排出物流112或其至少一部分，其中通过例如常规蒸馏法分离或分馏氧合物转化排出物流112，从而提供一个或多个加工流。
根据某些实施方案，使氧合物转化排出物流112或其至少一部分通入脱丙烷器区116。在脱丙烷器区116中，通过例如常规蒸馏法分馏氧合物转化排出物流112，从而提供或形成脱丙烷器塔顶流118和脱丙烷器C4+塔底流120，其中脱丙烷器塔顶流118包含C3-烃(包括甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯和一些可能的惰性气体(N2、CO等))，脱丙烷器C4+塔底流120包含重于丙烷的成分，例如混合的丁烯和/或丁烷。
将脱丙烷器C3-塔顶流118或其至少一部分通入脱乙烷器区122。在脱乙烷器区122中，通过例如常规蒸馏法分馏处理或分馏脱丙烷器C3-塔顶流118，从而提供或形成包含C2-材料(包括乙烯)的脱乙烷器塔顶流124和主要包含C3材料(包括丙烷和丙烯)的脱乙烷流126。使脱乙烷流126或其至少一部分通入C3分离器128。在C3分离器128中，通过例如常规蒸馏法处理(例如分馏)脱乙烷流126，从而提供例如主要由丙烯构成的塔顶丙烯产物流130和例如主要由丙烷构成的塔底流132。可将含丙烷的塔底流132或其部分循环到前端合成气单元，或者，在此类单元不易获得的情况下，可将其作为燃料使用。
使脱丙烷流120或其至少一部分通入C4分馏区134。在C4分馏区134中，通过例如常规蒸馏法分馏脱丙烷流120，从而提供或形成主要由1-丁烯、2-丁烯和异丁烯构成的混合丁烯流136，以及主要包含除丁烯之外的其他C4+成分的C4+流138。
在实践中，可使C4+流138或其部分通入重烃分离区140。在重烃分离区140中，通过例如常规蒸馏法分馏C4+流138，从而提供或形成主要由C5和/或C6烃构成的塔顶流142，以及主要包含重于己烷的成分的塔底流144。在实践中，可通过例如管线172、103和174将塔顶流142或其部分循环到氧合物转化区104，以进行进一步的加工。在实践中，塔底流144或其部分可作为燃料使用。例如，对于接近精炼厂的位置，可将该材料或其部分掺入到汽油调合物中。作为替代或补充，根据关于合成气单元进料中烯烃含量的规定，也可以将塔底流144或其部分循环到前端合成气单元。
现已发现丁烯的形式为2-丁烯而非1-丁烯的情况有利于通过丁烯与乙烯在歧化催化剂上的歧化反应产生丙烯。因此，根据一个实施方案并如下文更详细的描述，通过管线137将混合丁烯流136或其至少一部分通入异构化区146，将其包含的至少部分量的1-丁烯异构化，从而形成2-丁烯含量增加的异构化流148。
应理解，理想的是可以在选定的适合异构化反应的条件下，利用适合的异构化催化剂进行1-丁烯向2-丁烯的异构化。从1-丁烯向2-丁烯的异构化反应实际上是加氢异构反应，因为其主要在存在有利于双键迁移的氢气气氛中进行，但要将氢气的使用最小化以避免不利的加氢副反应。此过程中通常采用的催化剂通常是基于沉积到惰性氧化铝载体上的贵金属(钯、铑、铂等)；通常优选钯。典型或常规的反应条件涉及100℃-150℃的温度，以及通常为1.5-2MPa(215-300psia)的压力。通常通过与反应器流出物的热交换和蒸气来预热加氢异构反应器的进料。随后，使加热的进料进入反应器，所述反应器通常在带有一个或多个催化剂床的混合相中操作。通常在冷却后闪蒸(flash)异构化产物以除去过量的氢气。通常要选择反应温度以使向2-丁烯的转化最大化(较低的温度有利于向2-丁烯的转化)，同时仍具有合理的反应速率；因此，通常需要在低于150℃的温度下进行操作。理想地，异构化流包含2-丁烯和1-丁烯的摩尔比为至少8，例如每摩尔1-丁烯至少8摩尔2-丁烯，并且根据至少某些实施方案，该摩尔比大于10，例如每摩尔1-丁烯超过10摩尔的2-丁烯。如果进行分馏，可将残留的1-丁烯循环到异构化反应器中。
通过管线150将至少部分异构化流148和一定量的乙烯(例如部分上述脱乙烷器塔顶流124)引入到歧化反应区154，从而产生包含丙烯的歧化排出物流156。根据某些实施方案，可提供粘性或冲洗线152分离线150以避免二氧化碳(CO)或可能在加工回路中发生积累的其他非反应材料(例如乙烷)的不良积累。作为替代或补充，也可在脱乙烷器区122和歧化反应区154之间设置脱甲烷器区，以处理(例如分馏)脱乙烷器塔顶流124，从而提供包含乙烯的脱甲烷流，可通过管线150将所述脱甲烷流引入到歧化反应区154中。一般而言，通常可采用在脱甲烷器区对脱乙烷器塔顶流124进行的此类处理以避免二氧化碳在歧化反应区154中的不良积累，并延长歧化催化剂的寿命。
歧化反应一般可采用例如在对如图1所示的歧化反应区60的相关详细描述的催化剂。例如，2-丁烯与乙烯的歧化反应一般可在300℃-350℃、0.5MPa绝对压力(75psia)的气相中进行，其WHSV为50-100，且单程转化率为15％，这取决于乙烯与2-丁烯的比例。
理想地，从歧化排出物流156回收丙烯。根据一个实施方案，可将至少部分歧化排出物流156循环到分离或处理区114。例如，可将至少部分歧化排出物流156与至少部分氧合物转化排出物流112组合，并可将组合流160引入分离区114，其中可根据上述方法并结合操作脱丙烷器区116、脱乙烷器区122和C3分离器128从组合流160回收丙烯。
根据某些实施方案，歧化反应区154可包含利用包含歧化催化剂固定床164的蒸馏塔162进行的反应。利用蒸馏塔162的反应通常包括汽提区段166和蒸馏区段168，其中汽提区段166放置在固定催化剂床164以下，包含蒸馏结构，例如本领域已知的盘或惰性填料；蒸馏区段168放置在固定催化剂床164以上，并包含本领域已知的蒸馏结构。
适合用于固定床164的歧化催化剂通常主要包括钴、钼、铼的具有载体的氧化物或钴和钼氧化物的混合物。所述氧化物的适合的载体包括，例如氧化硅和氧化铝。通常在有效压力下操作利用蒸馏塔的反应，从而获得100℃-200℃的固定催化剂床温度。
在实践中，将来自异构化流148的2-丁烯引入到固定催化剂床164以上的利用蒸馏塔162的反应中，并通过管线150将乙烯引入到固定催化剂床164以下。乙烯向上流入固定催化剂床164并与2-丁烯反应，从而产生丙烯，并通过塔顶歧化排出物流156除去丙烯。固定床164上的蒸馏区段168将未反应的2-丁烯从丙烯中分离，并将2-丁烯循环到固定催化剂床164。通常2-丁烯的存在量对乙烯相对过量，例如2-丁烯∶乙烯为25∶1的比例。提供歧化塔底流170以从利用蒸馏塔162的反应中除去在歧化反应期间产生的任何较重的成分，即重于戊烷的成分。
根据某些实施方案，可将至少部分歧化塔底流170循环到氧合物转化区104，以进行进一步的加工。例如，可将至少部分歧化塔底流170与至少部分塔顶流142组合，并可将该组合流直接供入氧合物转化区104。或者，可将该组合流与氧合物进料102组合并通过管线172、103和174引入到氧合物转化区104。或者，根据某些其他实施方案，可将歧化塔底流170或其至少一部分循环到异构化区146。
根据另一个实施方案，加工流程100还包括位于C4分馏区134和异构化区146之间的异丁烯转化区。根据下文更详细的论述并结合图3，可在异丁烯转化区中处理至少部分混合丁烯流136，从而在异构化区146将至少部分1-丁烯异构化前从混合丁烯流146除去至少部分量的异丁烯。
根据某些其他实施方案，该加工流程可进一步包含C4冲洗流176以避免重烃或其他非反应性材料(例如饱和物)的不良积累，并且特别地避免异丁烯在加工回路中发生积累。如图2所示，可将C4冲洗流176放置在C4分馏区134和异构化区段146之间，即从混合丁烯流136取出。或者，也可以将C4冲洗流176放置在异构化区段146和歧化反应区154之间，即从异构化流148取出。作为替代或补充，也可以从歧化塔底流170取出冲洗流。
根据如图3所示的另一个实施方案，用于从包含氧合物的进料生产轻质烯烃的加工流程200包括通过管线203、205和211将包含氧合物的进料或进料流202(例如，通常由轻质氧合物，如甲醇、乙醇、二甲醚、二乙醚或其组合中的一种或多种构成)引入到氧合物转化区或反应器区段204，其中使包含氧合物的进料在有效转化包含氧合物的进料的反应条件下接触氧合物转化催化剂，从而形成包含燃料气体烃、轻质烯烃和C4+烃的氧合物转化反应器排出物流206。根据某些实施方案，理想的包含氧合物的进料202包含甲醇。
使氧合物转化反应器排出物流206或其至少一部分通入氧合物处理或回收区(概括地表示为附图标记208)。在氧合物回收区208处理氧合物转化反应器排出物流206，从而产生或形成氧合物循环流210和包含一定量轻质烯烃的氧合物转化排出物流212，所述轻质烯烃包括乙烯和一定量的C4+烃，包括一定量的丁烯，例如包括一定量的1-丁烯、一定量的2-丁烯和一定量的异丁烯。
在实践中，可将氧合物循环流210直接引入到氧合物转化区204，以进行进一步的加工。或者，可将氧合物循环流210与氧合物进料202组合，并通过管线211引入到氧合物转化区204。根据某些实施方案，理想的氧合物循环流210包含一定量的甲醇。
可在分离或处理区214中进一步加工氧合物转化排出物流212，其中使至少部分氧合物转化排出物流212通过管线268进入脱乙烷器区216。在脱乙烷器区216中，通过例如常规蒸馏法分馏氧合物转化排出物流212，从而提供或形成脱乙烷器塔顶流218和脱乙烷器C3+塔底流220，其中脱乙烷器塔顶流28包含C2-烃(包括甲烷、乙烷、乙烯和一些可能的惰性气体(N2、CO等))，脱乙烷器C3+塔底流220包含重于乙烷的成分，例如丙烯、丙烷、混合的丁烯和/或丁烷。
将脱乙烷器C3+塔底流220或其至少一部分通入脱丙烷器区222。在脱丙烷器区222中，通过例如常规蒸馏法分馏处理或分馏脱乙烷器C3+塔底流220，从而提供或形成包含C3材料的脱丙烷器塔顶流224和主要包含C4+成分的脱丙烷流226。将脱丙烷器塔顶流224通入C3分离器228。在C3分离器228中，通过例如常规蒸馏法处理(例如分馏)脱丙烷器塔顶流224或其至少一部分，从而提供例如主要由丙烯构成的塔顶丙烯产物流230和例如主要由丙烷构成的塔底流232。可将含丙烷的塔底流232或其部分循环到前端合成气单元，或者，在此类单元不易获得的情况下，可将其作为燃料使用。
使脱丙烷流226或其至少一部分通入C4分馏区234。在C4分馏区234中，通过例如常规蒸馏法分馏脱丙烷流226，从而提供或形成主要由1-丁烯、2-丁烯和异丁烯构成的混合丁烯流236，以及主要包含除丁烯之外的其他C4+成分的C4+流238。
在实践中，可使C4+流238或其至少一部分通入重烃分离区240。在重烃分离区240中，通过例如常规蒸馏法分馏C4+流238，从而提供或形成主要由C5和/或C6烃构成的塔顶流242，以及主要包含重于己烷的成分的塔底流244。在实践中，可通过例如管线243、203、205和211将塔顶流242或其部分循环到氧合物转化区204，以进行进一步的加工。在实践中，塔底流244或其至少一部分可作为燃料使用。例如，对于接近精炼厂的位置，可将该材料或其部分掺入到汽油调合物中。作为替代或补充，根据关于合成气单元进料中烯烃含量的规定，也可以将塔底流244或其部分循环到前端合成气单元。
现已发现从混合丁烯流236除去或移出至少部分量的异丁烯可有助于提高该过程的丙烯产量。因此，在一个实施方案中，使至少部分混合丁烯流236通入异丁烯转化区246，其中转化来自混合丁烯流236的至少部分量的异丁烯，从而产生转化产物，其至少一部分可以被除去和/或循环到加工流程200中。
例如，可通过异丁烯与包含氧合物的材料(例如，甲醇、乙醇或其组合)的反应转化来自混合丁烯流236的至少部分量的异丁烯，从而产生包含一定量的1-丁烯的第二加工流248和包含叔醚或醇类产物的第三加工流250。根据某些实施方案，在存在酸催化剂的条件下将包含一定量异丁烯的至少部分混合丁烯流236与包含甲醇的材料组合，从而产生包含甲基叔丁基醚的第三加工流250。根据某些其他实施方案，至少部分第三加工流250可形成甲基叔丁基醚产物流，其中可将此甲基叔丁基醚作为汽油添加剂使用。
根据一个实施方案，可使部分包含氧合物的进料202通过管线252通入异丁烯转化区246，从而与来自混合丁烯流236的至少部分量的异丁烯反应。可将至少部分的第三加工流250循环到氧合物转化区204，以生产额外量的轻质烯烃。例如，可将至少部分第三加工流250直接引入到氧合物转化区204。或者，可将至少部分第三加工流250与包含氧合物的进料202和/或塔顶流242组合并通过管线243、203、205和211引入到氧合物转化区204。
根据另一个实施方案，可理想地在异丁烯转化区246并入反应步骤和分馏步骤。例如，异丁烯转化区246可包括利用蒸馏塔的反应，其中使来自混合丁烯流236的至少部分量的异丁烯与包含氧合物的进料(例如甲醇)反应，并分馏所得反应产物，从而形成第二加工流248和第三加工流250。
根据另一个实施方案，可利用酸催化剂通过异丁烯与来自混合丁烯流236的1-丁烯和/或2-丁烯的二聚化转化来自混合丁烯流236的至少部分量的异丁烯，从而产生包含1-丁烯、2-丁烯、少量异丁烯和转化产物(例如包含C8和/或C12烃)的二聚化排出物流。可通过常规蒸馏手段拆分(即分馏)二聚化排出物流，从而产生第二加工流248和包含转化产物的第三加工流250。
通常可在包括一个或多个包含酸催化剂的固定床的二聚化单元或反应器中进行二聚化反应，并在有效条件下使每摩尔异丁烯与不超过2摩尔正丁烯(即混合的1-丁烯和2-丁烯)反应，并且适宜地使每摩尔异丁烯与小于1摩尔的正丁烯反应。使用固体磷酸(SPA)催化剂的二聚化反应条件通常包括在120℃-260℃范围的反应温度和103.4kPa-8.3MPa(15-1200psig)之间的压力，通常为2.8-6.9MPa(400-1000psig)。可在固定床中使用的其他二聚化催化剂包括酸性树脂催化剂，例如Amberlist 15和/或Amberlist 35。
根据一个实施方案，可将第二加工流248或其至少一部分通入异构化区256，以异构化来自第二加工流248的至少部分量的1-丁烯，从而形成2-丁烯含量增加的异构化流258。可按照对如图2所示的异构化区146的有关描述来配置和/或操作异构化区256。
或者，通常可在额外地将来自混合丁烯流236的1-丁烯转化成2-丁烯的有效反应条件下，在异丁烯转化区246进行利用SPA催化剂的二聚化反应，从而形成2-丁烯含量增加的加工流。可将此加工流直接引入歧化反应区，其中使2-丁烯在歧化催化剂上接触乙烯，从而产生丙烯。
通过管线264将来自异构化流258的至少部分2-丁烯和一定量的乙烯(例如部分上述脱乙烷器塔顶流218)引入到歧化反应区260，从而产生包含丙烯的歧化排出物流262。根据某些实施方案，可从管线218取出粘性或冲洗线266以避免二氧化碳(CO)或可能在加工回路中发生积累的其他非反应材料(例如乙烷)的不良积累。根据某些其他实施方案并下文结合图4的详细描述，可通过例如常规蒸馏法分馏脱乙烷器塔顶流218，从而产生可引入到歧化反应区260的含乙烯流。
歧化反应区260可采用或包含例如上文结合图1所示歧化反应区60详细描述的催化剂。例如，可在300℃-350℃、0.5MPa(75psia)的气相中进行2-丁烯与乙烯的歧化反应，其中WHSV为50-100，且单程转化率为15％，这取决于乙烯与2-丁烯的比例。如上文结合图2所示歧化反应区154的详细描述，根据某些实施方案，歧化反应区260可包括利用蒸馏塔的反应。
根据一个实施方案，可将至少部分歧化排出物流262循环到分离或处理区214。例如，可将至少部分歧化排出物流262与至少部分氧合物转化排出物流212组合，并可通过管线268将该组合流引入分离区214，其中可根据上述方法并结合脱丙烷器区216、脱乙烷器区222和C3分离器228从组合流回收丙烯。
根据如图4所示的另一个实施方案，用于从包含氧合物的进料生产轻质烯烃的加工流程300包括通过管线303、305和311将包含氧合物的进料或进料流302(例如，主要由甲醇构成)引入到氧合物转化区或反应器区段304，其中使包含氧合物的进料302在有效转化包含氧合物的进料的反应条件下接触氧合物转化催化剂，从而形成包含燃料气体烃、轻质烯烃和C4+烃的氧合物转化反应器排出物流306。
使至少部分氧合物转化反应器排出物流306通入氧合物处理或回收区(概括地表示为附图标记308)。在氧合物回收区308处理氧合物转化反应器排出物流306，从而产生或形成氧合物循环流310(例如主要由甲醇构成)和包含一定量轻质烯烃的氧合物转化排出物流312，所述轻质烯烃包括乙烯和一定量的C4+烃，包括一定量的丁烯，例如包括一定量的1-丁烯、一定量的2-丁烯和一定量的异丁烯。
在实践中，可将氧合物循环流310或其至少一部分直接引入到氧合物转化区304，以进行进一步的加工。或者，可将氧合物循环流310与氧合物进料302组合，并通过管线311引入氧合物转化区304。
可在分离或处理区314中进一步加工至少部分氧合物转化排出物流312，其中通过例如常规蒸馏法分离或分馏氧合物转化排出物流312，从而提供一个或多个加工流。
使氧化合物转化排出物流312或其至少一部分通入脱丙烷器区316。在脱丙烷器区316中，通过例如常规蒸馏法分馏氧合物转化排出物流312，从而提供或形成脱丙烷器塔顶流318和脱丙烷器C4+塔底流320，其中脱丙烷器塔顶流118包含C3-烃(包括甲烷、乙烷、乙烯、丙烷和一些可能的惰性气体(N2、CO等))，脱乙烷器C4+塔底流320包含重于丙烷的成分，例如混合的丁烯和/或丁烷。
将脱丙烷器C3-塔顶流318或其至少一部分通入脱乙烷器区322。在脱乙烷器区322中，通过例如常规蒸馏法分馏处理或分馏脱丙烷器C3-塔顶流318或其至少一部分，从而提供或形成包含C2-材料(包括乙烯)的脱乙烷器塔顶流324和主要包含C3材料(包括丙烷和丙烯)的脱乙烷流326。
使脱乙烷流326或其至少一部分通入C3分离器328。在C3分离器328中，通过例如常规蒸馏法处理(例如分馏)脱乙烷流326，从而提供例如主要由丙烯构成的塔顶丙烯产物流330和例如主要由丙烷构成的塔底流332。可将含丙烷的塔底流332或其部分循环到前端合成气单元，或者，在此类单元不易获得的情况下，可将其作为燃料使用。
使脱丙烷流320或其至少一部分通过C4分馏区334。在C4分馏区334中，通过例如常规蒸馏法分馏脱丙烷流320，从而提供或形成主要由1-丁烯、2-丁烯和异丁烯构成的混合丁烯流336，以及主要包含除丁烯之外的其他C4+成分的C4+流338。
在实践中，可使C4+流338或其部分通入重烃分离区340。在重烃分离区340中，通过例如常规蒸馏法分馏C4+流338，从而提供或形成主要由C5和/或C6烃构成的塔顶流342，以及主要包含重于己烷的成分的塔底流344。在实践中，可将塔顶流342或其部分循环到氧合物转化区304，以进行进一步的加工。在实践中，塔底流344或其部分可作为燃料使用。例如，对于接近精炼厂的位置，可将该材料或选定部分掺入到汽油调合物中。作为替代或补充，根据关于合成气单元进料中烯烃含量的规定，也可以将塔底流344或其部分循环到前端合成气单元。
将至少部分混合丁烯流336通入到异丁烯转化区346，其中转化来自混合丁烯流336的至少部分量的异丁烯，从而产生包括一定量1-丁烯的第二加工流348和包括转化产物的第三加工流350。例如，可在存在酸催化剂的条件下通过异丁烯与甲醇的反应转化来自混合丁烯流336的异丁烯，从而产生包含转化产物(包括甲基叔丁基醚)的第三加工流350和第二加工流348。
根据某些实施方案，可通过管线352将包含氧合物的进料302通入异丁烯转化区346，从而与来自混合丁烯流336的至少部分量的异丁烯反应。可将至少部分的第三加工流350循环到氧合物转化区304，以生产额外量的轻质烯烃。例如，可将至少部分第三加工流350直接引入到氧合物转化区304。或者，可将至少部分的第三加工流350与包含氧合物的进料302和/或塔顶流342组合并通过管线376、303、305和311将该组合流引入到氧合物转化区304。
或者，也可以在存在酸催化剂的条件下，通过异丁烯与1-丁烯和/或2-丁烯的二聚化转化来自混合丁烯流336的异丁烯，从而产生包含转化产物(包括C8和/或C12烃)的第三加工流350和第二加工流348。可将该第三加工流350引入到重烃分离区340，其中可通过塔底流344从加工流程300除去C8和/或C12烃成分。
根据一个实施方案，可将第二加工流348或其至少一部分通入异构化区356，以异构化来自第二加工流348的至少部分量的1-丁烯，从而形成2-丁烯含量增加的异构化流358。可结合如图2所示异构化区146的描述来配置和/或操作异构化区356。
将来自异构化流358的至少部分2-丁烯和一定量的乙烯(例如来自含乙烯的加工流364)引入到歧化反应区360，从而产生包含丙烯的歧化排出物流362。
根据某些实施方案，可通过例如常规蒸馏法分馏脱乙烷器塔顶324，从而产生含乙烯的加工流364。例如，可将脱乙烷器塔顶324或其至少一部分通入脱甲烷器区366，其中将脱乙烷器塔顶324分馏，从而形成脱甲烷器塔顶流368和脱甲烷流370，其中脱甲烷器塔顶流368包含甲烷和一些可能的惰性气体(N2、CO等)，脱甲烷流370包含C2材料，包括乙烷和乙烯。将至少部分脱甲烷流370通入C2分离器372，其中通过例如常规蒸馏法分馏脱甲烷流370，从而产生乙烷流374和含乙烯的加工流364。根据某些实施方案，可将至少部分的脱甲烷器塔顶流368和/或乙烷流374作为燃料使用。
歧化反应区360可采用或包含例如上文结合图1所示歧化反应区60详细描述的催化剂。例如，可在300℃-350℃、0.5MPa(75psia)的气相中进行2-丁烯与乙烯的歧化反应，其中WHSV为50-100，且单程转化率为15％，这取决于乙烯与2-丁烯的比例。如上文结合图2所示歧化反应区154的详细描述，根据某些实施方案，歧化反应区360可包括利用蒸馏塔的反应。
理想地，从歧化排出物流362回收丙烯。根据一个实施方案，可将至少部分歧化排出物流362循环到分离或处理区314。例如，可将至少部分歧化排出物流362与至少部分氧合物转化排出物流312组合，并可通过管线380将该组合流引入分离区314，其中可根据上述方法并结合脱丙烷器区316、脱乙烷器区322和C3分离器328从该组合流回收丙烯。
根据如图5所示的另一个实施方案，用于从包含氧合物的进料生产轻质烯烃的加工流程400包括通过管线403和311将包含氧合物的进料或进料流402引入到氧合物转化区404，其中使包含氧合物的进料在有效转化包含氧合物的进料的反应条件下接触氧合物转化催化剂，从而形成包含燃料气体烃、轻质烯烃和C4+烃的氧合物转化反应器排出物流406。
根据某些实施方案，氧合物转化区404包括至少一个氧合物转化反应器，例如包含基于分子筛的双功能催化剂材料颗粒的移动床反应器。此类催化剂材料可包含具有对应于ZSM-5或ZSM-11结构的沸石分子筛，或包含具有对应于SAPO-34结构的ELAPO分子筛或其组合。可在350℃-550℃范围的入口温度下操作氧合物转化反应器，优选375℃-500℃的范围，或375℃-475℃的范围。可在101.3-304kPa(1-3atm)的入口压力下操作氧合物转化反应器，优选136-343kPa(5-35psig)。用于氧合物转化反应器的WHSV可以在0.1hr-1至100hr-1的范围，优选0.5hr-1至20hr-1，或0.5hr-1至10hr-1。
在氧合物回收区408处理氧合物转化反应器排出物流406或其至少一部分，从而产生或形成氧合物循环流410和包含一定量轻质烯烃的氧合物转化排出物流412，所述轻质烯烃包括乙烯和一定量的C4+烃，包括一定量的丁烯，例如包括一定量的1-丁烯、一定量的2-丁烯和一定量的异丁烯。在实践中，可将氧合物循环流410与氧合物进料402组合，并通过管线411引入氧合物转化区404。
使氧合物转化排出物流412或其至少一部分通入分离区414。在实践中，通过管线413和415将氧合物转化排出物流412引入脱乙烷器区416中，并通过例如常规蒸馏法分馏，从而提供或形成脱乙烷器塔顶流418和脱乙烷器C3+塔底流420，其中脱乙烷器塔顶流418包含C2-烃(包括甲烷、乙烷、乙烯和一些可能的惰性气体(N2、CO等))，脱乙烷器C3+塔底流420包含重于乙烷的成分，例如丙烯、丙烷、混合的丁烯和/或丁烷。
将脱乙烷器C3+塔底流420或其至少一部分通入脱丙烷器区422，其中将脱乙烷器C3+塔底流420处理或分馏，从而形成包含C3材料的脱丙烷器塔顶流424和主要包含C4+成分的脱丙烷流426。使脱丙烷器塔顶流424或其至少一部分通入C3分离器428，其中处理(例如分馏)脱丙烷器塔顶流424，从而提供例如主要由丙烯构成的塔顶丙烯产物流430和例如主要由丙烷构成的塔底流432。
使脱丙烷流426或其至少一部分通过C4分馏区434，其中通过例如常规蒸馏法分馏脱丙烷流426，从而形成主要由1-丁烯、2-丁烯和异丁烯构成的混合丁烯流436，以及主要包含除丁烯之外的其他C4+成分的C4+流438。
在实践中，可使C4+流438或其至少一部分通过重烃分离区440，其中通过例如常规蒸馏法分馏C4+流438，从而提供或形成主要由C5和/或C6烃构成的塔顶流442，以及主要包含重于己烷的成分的塔底流444。
可将塔顶流442或其部分通入重烯烃相互转换区446，从而产生包含丙烯的重烯烃相互转换排出物流448。根据某些实施方案，重烯烃相互转换区446包括至少一个重烯烃相互转换反应器(包括含基于分子筛的双功能催化剂材料颗粒的移动床反应器)并在重烯烃相互转换条件下操作，从而产生额外量的丙烯。在实践中，用于重烯烃相互转换区446的催化剂材料包括与用于氧合物转化区404相同的催化剂材料。例如，此类催化剂材料可包含具有对应于ZSM-5或ZSM-11结构的沸石分子筛，或包含具有对应于SAPO-34结构的ELAPO分子筛或其组合。
可在比氧合物转化区404采用的最高温度高出至少15℃-25℃或以上的入口温度下操作重烯烃相互转换反应器。可在101.3-304kPa(1-3atm)的入口压力下操作重烯烃相互转换反应器，优选136-343kPa(5-35psig)。用于重烯烃相互转换反应器的WHSV可以在0.1hr-1至100hr-1的范围，优选0.5hr-1至20hr-1，或0.5hr-1至10hr-1。
可通过管线415将重烯烃相互转换排出物流448或其至少一部分引入分离区414，其中可按照上文的详细描述并结合脱乙烷器区416、脱丙烷器区422、C3分离器428和C4分馏区434处理(例如分馏)重烯烃相互转换排出物流448。
可将至少部分混合丁烯流436通入异丁烯转化区450，其中通过例如异丁烯与包含氧合物的材料(例如甲醇、乙醇或其组合)的反应转化来自混合丁烯流436的至少部分量的异丁烯，从而产生包含一定量1-丁烯的第二加工流452和包含叔醚或醇类产物的第三加工流454。可通过管线456将部分包含氧合物的进料402通入异丁烯转化450，从而与来自混合丁烯流436的至少部分量的异丁烯反应。可将至少部分第三加工流454与包含氧合物的进料402组合，并通过管线411引入到氧合物转化区404。
可将第二加工流452或其至少一部分通入异构化区462，以异构化来自第二加工流452的至少部分量的1-丁烯，从而形成2-丁烯含量增加的异构化流464。可结合如图2所示异构化区146的描述来配置和/或操作异构化区462。
根据某些实施方案，可通过例如常规蒸馏方法在脱甲烷器区472分馏脱乙烷器塔顶流418，从而产生脱甲烷器塔顶流474和脱甲烷流466，其中脱甲烷器塔顶流474包含甲烷和一些可能的惰性气体(N2、CO等)，脱甲烷流466包含C2材料，包括乙烯和乙烷。将来自异构化流464的至少部分2-丁烯和来自脱甲烷流466的一定量的乙烯引入到歧化反应区468，从而产生包含丙烯的歧化排出物流470。
歧化反应区468可采用或包含例如上文结合图4所示歧化反应区60详细描述的催化剂。例如可在300℃-350℃、0.5MPa(75psia)的气相中进行2-丁烯与乙烯的歧化反应，其中WHSV为50-100，且单程转化率为15％，这取决于乙烯与2-丁烯的比例。
可将至少部分歧化排出物流470循环到分离或处理区414。例如，可将至少部分歧化排出物流470与至少部分氧合物转化排出物流412组合，并可通过管线413和415将该组合流引入分离区414，其中可根据上述方法并结合脱丙烷器区416、脱乙烷器区422和C3分离器428从该组合流回收丙烯。
因此，如上文所述，通过应用1-丁烯/2-丁烯交叉歧化反应、丁烯异构化反应、异丁烯的转化或去除，和/或2-丁烯/乙烯歧化反应，本发明提供了用于将包含氧合物的进料转化成烯烃的方法和系统，其可比现有技术最大幅度地提高所实现的产量。此外，本文提供的加工流程和装置可理想地有效且高效提高与轻质烯烃的氧化转化相关的丙烯相对产量。特别地，如本文所述的方法和系统将氧合物向烯烃的转化与歧化反应、异丁烯转化和/或异构化整合，从而能够理想地获得至少2或以上的丙烯∶乙烯产物比。
可在缺失本文未特别公开的任何元件、部分、步骤、成分或成分的情况下恰当地实施本发明的举例公开内容。
尽管在上文的详细说明中结合具体实施方案对本发明进行了描述，并且出于说明目的列举了很多细节，但本领域技术人员应理解，本发明易受其他实施方案的影响，并且可对本文所述的某些细节进行相应改变而不脱离本发明的基本原则。

Claims (9)

1.由包含氧合物的进料生产轻质烯烃的方法，所述方法包括：
使包含氧合物的进料在氧合物转化反应器(14、104、204、304、404)中接触氧合物转化催化剂，并在有效反应条件下将包含氧合物的进料转化成包含轻质烯烃和C4+烃的氧合物转化排出物流，其中所述轻质烯烃包含乙烯，且所述C4+烃包含含有一定量的1-丁烯和一定量的异丁烯的丁烯；
在分离区(24、114、214、314、414)中分离所述氧合物转化排出物流，并由所述氧合物转化排出物流形成包含至少部分丁烯的第一加工流，所述丁烯包括至少部分量的1-丁烯和至少部分量的异丁烯；
使来自第一加工流的至少部分丁烯在有效条件下接触歧化反应区(60、154、260、360、468)中的歧化催化剂，从而产生包含丙烯的歧化排出物流；
从歧化排出物流回收丙烯；和
在异构化区(146、256、356、462)中异构化来自第一加工流的至少部分1-丁烯，从而形成包含一定量2-丁烯的异构化流；和在歧化反应区(60、154、260、360、468)中歧化来自异构化流的至少部分量的2-丁烯，从而产生歧化排出物流。
2.如权利要求1所述的方法，其还包括将一定量的乙烯引入歧化反应区(60、154、260、360、468)，从而歧化来自第一加工流的至少部分丁烯以产生丙烯。
3.如权利要求2所述的方法，其中所述分离步骤还形成包含来自氧合物转化排出物流的至少部分乙烯的第三加工流，并且其中将来自第三加工流的至少部分乙烯引入歧化反应区(60、154、260、360、468)。
4.如权利要求1所述的方法，其中所述歧化反应区(60、154、260、360、468)包含利用包含歧化催化剂的固定床(164)的蒸馏塔(162)的反应，并且其中在接触所述歧化催化剂时，来自第一加工流的至少部分量的丁烯与固定床(164)中的乙烯发生歧化反应，从而产生歧化排出物流和包含一定量未反应丁烯的歧化塔底流。
5.如权利要求1所述的方法，其中所述第一加工流还包含一定量的2-丁烯，并且在接触歧化催化剂时，来自所述第一加工流的至少部分的1-丁烯和至少部分的2-丁烯发生交叉歧化，从而产生丙烯。
6.如权利要求1所述的方法，其还包括：在异丁烯转化区(246、346、450)中转化来自第一加工流的至少部分量的异丁烯，从而形成包含一定量1-丁烯的第二加工流和包含转化产物的第四加工流；和在异构化区(146、256、356、462)中异构化来自第二加工流的至少部分1-丁烯，从而在异构化流中产生额外的2-丁烯。
7.如权利要求6所述的方法，其中所述转化步骤包括将部分包含氧合物的进料引入到异丁烯转化区(246、346、450)，其中在异丁烯转化反应期间转化至少部分量的异丁烯，从而产生包含甲基叔丁基醚的转化产物。
8.如权利要求6所述的方法，其中所述转化步骤包括在异丁烯转化区(246、346、450)中二聚化来自第一加工流的至少部分异丁烯，从而产生转化产物。
9.如权利要求6所述的方法，其中所述歧化排出物流还包含一定量的丁烯，所述方法还包括：从歧化排出物流分离至少部分量的丁烯；和将至少部分分离的丁烯循环到异丁烯转化区(246、346、450)。
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Families Citing this family (20)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20070203384A1 (en) * 2005-12-22 2007-08-30 Pujado Peter R Oxygenate conversion to olefins with metathesis
US8399728B2 (en) * 2008-10-29 2013-03-19 Lummus Technology Inc. Absorber demethanizer for methanol to olefins process
US8445740B2 (en) * 2008-10-29 2013-05-21 Lummus Technology Inc. Absorber demethanizer for FCC process
US8119849B2 (en) * 2008-12-29 2012-02-21 Lyondell Chemical Technology, L.P. Propylene production
FR2940801B1 (fr) * 2009-01-06 2012-08-17 Arkema France Procede de fabrication d'un methacrylate de methyle derive de la biomasse
JP5334114B2 (ja) * 2009-06-24 2013-11-06 独立行政法人産業技術総合研究所 プロピレンの製造方法
CN102190549B (zh) * 2010-03-03 2014-07-02 中国石油化工股份有限公司 生产丙烯的方法
CN102190539B (zh) * 2010-03-03 2013-10-16 中国石油化工股份有限公司 提高丙烯收率的方法
KR101572714B1 (ko) * 2010-03-15 2015-11-27 토탈 리서치 앤드 테크놀로지 펠루이 산 촉매 상에서의 동시적인 탈수 및 골격 이성질체화에 이은 복분해를 통한 프로필렌의 제조
US8829259B2 (en) 2010-08-10 2014-09-09 Uop Llc Integration of a methanol-to-olefin reaction system with a hydrocarbon pyrolysis system
WO2012147047A1 (en) * 2011-04-28 2012-11-01 Basf Se Isomerization of light alpha-olefins to light internal olefins
US20130165718A1 (en) * 2011-12-27 2013-06-27 Shell Oil Company Process for the preparation of olefins
US9688591B2 (en) * 2013-01-10 2017-06-27 Equistar Chemicals, Lp Ethylene separation process
WO2016094171A1 (en) * 2014-12-11 2016-06-16 Uop Llc Elevated pressure 'high value' mto process for improved sapo performance
WO2016094174A1 (en) 2014-12-11 2016-06-16 Uop Llc Improved mto process for enhanced production of propylene and high value products
WO2016094179A1 (en) * 2014-12-11 2016-06-16 Uop Llc High pressure mto with high si% sapo-34
CA2969655A1 (en) * 2014-12-11 2016-06-16 Uop Llc Use of catalyst to adjust product distributions in mto process
WO2016109371A1 (en) * 2014-12-30 2016-07-07 Shell Oil Company An oxygenate conversion process
WO2018083562A1 (en) * 2016-11-03 2018-05-11 Sabic Global Technologies B.V. Mtp/mto technology process integrated for propylene production
CN110218138A (zh) * 2019-06-13 2019-09-10 国家能源投资集团有限责任公司 一种甲醇制丙烯技术中提高烯烃产量的方法

Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5990369A (en) * 1995-08-10 1999-11-23 Uop Llc Process for producing light olefins

Family Cites Families (17)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4367356A (en) * 1980-02-19 1983-01-04 Uop, Inc. Process for the production of gasoline from C4 hydrocarbons
FR2547830B1 (fr) * 1983-06-22 1988-04-08 Inst Francais Du Petrole Procede de production de supercarburant par polymerisation des coupes c4
US4709115A (en) * 1986-05-15 1987-11-24 The Dow Chemical Company Disproportionation of alkenes
US4684757A (en) * 1986-07-18 1987-08-04 Mobil Oil Corporation Process for converting methanol to alkyl ethers, gasoline, distillate and alkylate liquid hydrocarbons
US5026935A (en) * 1989-10-02 1991-06-25 Arco Chemical Technology, Inc. Enhanced production of ethylene from higher hydrocarbons
FR2733978B1 (fr) * 1995-05-11 1997-06-13 Inst Francais Du Petrole Procede et installation pour la conversion de coupes c4 et c5 olefiniques en ether et en propylene
DE19746040A1 (de) * 1997-10-17 1999-04-22 Basf Ag Verfahren zur Herstellung von Propen
US6583329B1 (en) * 1998-03-04 2003-06-24 Catalytic Distillation Technologies Olefin metathesis in a distillation column reactor
US6049017A (en) * 1998-04-13 2000-04-11 Uop Llc Enhanced light olefin production
DE10013253A1 (de) * 2000-03-17 2001-09-20 Basf Ag Verfahren zur flexiblen Herstellung von Propen und Hexen
US6441263B1 (en) * 2000-07-07 2002-08-27 Chevrontexaco Corporation Ethylene manufacture by use of molecular redistribution on feedstock C3-5 components
US20050124839A1 (en) * 2001-06-13 2005-06-09 Gartside Robert J. Catalyst and process for the metathesis of ethylene and butene to produce propylene
US6777582B2 (en) * 2002-03-07 2004-08-17 Abb Lummus Global Inc. Process for producing propylene and hexene from C4 olefin streams
EP1508555A1 (en) * 2003-08-19 2005-02-23 Total Petrochemicals Research Feluy Production of olefins
US6977318B2 (en) * 2004-05-04 2005-12-20 Equistar Chemicals, Lp Propylene production
US20060047176A1 (en) * 2004-08-25 2006-03-02 Gartside Robert J Butane removal in C4 upgrading processes
US7414167B2 (en) * 2005-01-14 2008-08-19 Uop Llc Conversion of oxygenate to propylene using moving bed technology and a separate heavy olefin interconversion step

Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5990369A (en) * 1995-08-10 1999-11-23 Uop Llc Process for producing light olefins

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Publication number Publication date
US7732650B2 (en) 2010-06-08
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JP2010513548A (ja) 2010-04-30
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