CN102811984A - 通过蒸汽裂化正链烷烃的乙烯生产 - Google Patents

通过蒸汽裂化正链烷烃的乙烯生产 Download PDF

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Abstract

已研究出一种制备进料至石脑油重整装置和蒸汽裂化装置的独立的进料流的模拟移动床吸附分离工艺。将整个装置的进料流送入吸附分离装置。吸附分离中的解吸剂是C12烃。模拟移动床吸附分离将进料流的组分分离为加料至蒸汽裂化工艺的正链烷烃物流和送入重整区的非正构烃。解吸剂易于从正链烷烃物流和非正链烷烃物流中分离出来并且模拟移动床吸附区在A/Fn比为约0.90-约0.92下运行。

Description

通过蒸汽裂化正链烷烃的乙烯生产
对较早的国家申请的优先权要求
本申请要求2010年3月30日提交的美国申请12/749,817的优先权。
发明领域
本发明涉及一种用于制备蒸汽裂化加工装置用进料流的模拟移动床吸附分离方法。本发明更特别的是涉及一种用于生产高纯度正链烷烃物流的模拟移动床吸附分离方法，所述高纯度正链烷烃物流作为进料流用于蒸汽裂化工艺。吸附分离方法使用具有12个碳原子的烃解吸剂并且吸附分离方法在A/Fn比为约0.90-约0.92下操作。
发明背景
蒸汽裂化在商业上在大型工业装置中用于生产乙烯和较少量的丙烯，所述蒸汽裂化是在蒸汽存在下烃的热裂化。这些热解装置通常装有石脑油沸程的进料流。典型的石油衍生的石脑油含有包括正链烷烃、支化链烷烃、烯烃、环烷烃、苯和烷基芳烃在内的多种不同烃类。本领域已知链烷烃最容易裂化和提供最高产量的乙烯并且对于通常的裂化条件而言一些化合物例如苯相对耐高温。已知正链烷烃裂化比异链烷烃裂化产生更高的产品产量。1983年9月4-7日于布里斯班召开的第十一届澳洲化学工程大会(theEleventh Australian Conference on Chemical Engineering)上由I.A.Reddoch等人提供的标题为“Separation of Normal Paraffins fromIsoparaffins”的论文公开了，如果裂化装置装入正链烷烃的C5-C9物流而不是通常的C5-C9的天然汽油，则可以提高裂化装置的乙烯产量。
通过分馏，一种分级形式，将石油石脑油的各种组分分离为特定的结构类型是昂贵且复杂的并且改进作为蒸汽裂化进料的石脑油的特性的任一种尝试均利用了作用于一类结构类型的其它方式，例如提取。
分离石油馏分中的各种级别的烃的好处已导致研发了许多不同技术，所述技术通过类型而不是各自的分子量或挥发性分离烃。例如，可使用各种形式的液体提取从芳烃和链烷烃的混合物中除去芳烃。已研发出吸附分离技术从链烷烃中分离出烯烃和从非正链烷烃例如支化链烷烃和芳烃中分离出正(直链)链烷烃。所述方法的一个实例描述于GB2,119,398A中，其利用晶体大于
Figure BDA00002174412400021
的
Figure BDA00002174412400022
分子筛排除掉非直链烃和硫化合物而选择性吸附直链烃。
如果以连续方式进行吸附分离，对大型装置而言存在很大经济利益。US4,006,197和US4,455,444描述了进行连续模拟移动床(SMB)吸附分离工艺用以回收正链烷烃的技术，其为运行该发明的吸附分离区的优选实施方案。US4,006,197描述了提余物和提取物流的分馏以回收解吸剂，所述解吸剂在该工艺中可再利用。
US3,291,726描述了利用模拟移动床技术从石油衍生的馏分中分离正链烷烃。US6,407,301描述了利用模拟移动床技术从非正构烃中分离正链烷烃以产生蒸汽裂化区的进料和催化重整区的进料。两篇参考文献进一步描述了可通过分馏从吸附区取出的原料和提余物和提取物提供适用于该工艺的解吸剂。
通过分馏原料产生的在模拟移动床中使用的解吸剂通常导致解吸剂的沸点与提余物或提取物的组分的沸点十分接近。解吸剂的分离和循环可能需要更昂贵的设备，例如增加蒸馏塔内的层级和伴随较大设备的更多的能源成本(utilities cost)。当利用模拟移动床技术从非正构烃中分离正链烷烃以便产生蒸汽裂化区的进料和催化重整区的进料时，使用沸点不同于提余物和提取物流的组分的沸点并且不存在于进料流内的解吸剂产生明显的成本降低。提余物塔和提取物塔可减少尺寸并且可减少能源消耗(utilitiesconsumption)。解吸剂不需要蒸发并且因此在提余物塔和提取物塔中减少了能源消耗。另外，回流比减小了，从而降低了成本。与其它操作相比，模拟移动床的进料流在引入模拟移动床之前不需要分馏，因而消除了伴随一个分馏塔的成本。
另一方面，更重要的是，A/Fn比可以为约0.90-约0.92，其明显小于约1.0-约1.2的标准范围。A/Fn比明显降低的结果是采用较少的解吸剂能够处理更多的材料，从而降低成本。
发明概述
本发明是一种模拟移动床吸附分离工艺，其减少了从宽沸点范围的石脑油烃馏分中分离正链烷烃的成本。本发明提供了一种回收宽沸点范围的正链烷烃的混合物的改进的方法，所述混合物非常适合作为用于生产乙烯的蒸汽裂化装置的进料。该方法同时生产了很合乎要求的催化重整原料。总的来说，在吸附区内使用的解吸剂为含有12个碳原子的烃的情况下，通过使用选择性吸附回收正链烷烃在某种程度上获得了成本减少和工艺简化。该解吸剂易于从工艺组分中分离出来。解吸剂从工艺组分中的简化分离导致减少了资金投入并且减少了能源成本。通过在A/Fn比为约0.90-约0.92下运行模拟移动床吸附区实现了进一步的成本减少。A/Fn比降低使得所需吸附剂的量减少，其除了较低的吸附剂成本之外还可导致较低的建造成本和较低的运行成本。
本发明的宽泛的实施方案可描述为一种制备进料至蒸汽裂化装置的进料流的方法，该方法包括将含有包括C5-C9正链烷烃的C5-C9烃的进料流送入在A/Fn比为0.90-0.92下运行的模拟移动床吸附分离区的吸附区并且在位于吸附区内的吸附剂上选择性保留正链烷烃以产生含有非正构C5-C9烃的提余物流；将具有12个碳原子的烃解吸剂作为至少部分解吸剂物流送入吸附分离区的解吸区和从解吸区内存在的吸附剂中取出正链烷烃以产生含有C5-C9正链烷烃和解吸剂的提取物流；在分馏区内将至少部分提取物流分离为含有C5-C9正链烷烃的工艺物流和含有解吸剂的其它工艺物流；和将包含C5-C9正链烷烃的工艺物流送入裂化区生产乙烯。
附图简述
图1为表示模拟移动床吸附分离区内管线2的石脑油进料分为提取物流和提余物流的简化工艺流程图。提取物和提余物流各自通过蒸馏塔以分离解吸剂。所得到的物流分别进入蒸汽裂化区和催化重整区。
图2为表示模拟移动床吸附分离区内管线2的石脑油进料分为提取物流和提余物流的简化工艺流程图。提取物和提余物流各自通过蒸馏塔以分离解吸剂。提余物塔顶馏出物进一步分馏取出较轻的C5、C6烃。所得到的物流分别进入蒸汽裂化区和催化重整区。
发明详述
在生产各种塑料和石油化工产品例如聚乙烯中消耗的大量乙烯通过较高分子量烃的热裂化生产。通常将蒸汽与至裂化反应器内的进料流混合以减少烃的分压和提高烯烃产量并且减少裂化反应器内含碳材料形成和沉积。因此，该工艺通常称为蒸汽裂化或热解。
已知蒸汽裂化反应器的进料的组成影响结果。其根本依据是一些烃的裂化倾向高于其它烃。烃裂化至轻质烯烃的倾向的正常排名为正链烷烃；异链烷烃；烯烃；环烷烃和芳烃。苯和其它芳烃特别耐热并且不适合作为裂化原料，仅可使烷基侧链裂化以生产所需要的产品。蒸汽裂化装置的进料通常为烃类型和碳数不同的烃的混合物。这种不同导致通过分馏很难从进料流中分离出所不需要的进料组分，例如芳烃。芳烃可通过溶剂萃取或吸附除去。本发明提供了一种通过模拟移动床吸附分离改善(制备)蒸汽裂化工艺装置的进料，同时减少从蒸汽裂化工艺进料流中除去非正构烃的成本的方法。
模拟移动吸附床分离用于将进料流分离为蒸汽裂化装置用正链烷烃部分和非正构部分，所述非正构部分送入不同的转化区或从工艺中取出。具有12个碳原子的烃解吸剂用作吸附分离区的解吸剂。一种解吸剂为正十二烷。采用C12烃解吸剂，从解吸剂中分离进料组分更易于实现，由此减少成本。
蒸汽裂化装置的进料流可非常多样化并且可选自各种石油馏分。对于本工艺而言进料流优选沸点范围落入石脑油的沸点范围之内或者为约36°C-195°C。模拟移动床吸附分离工艺可处理不同的石脑油进料组成。尽管石脑油的工艺经济指出高级正链烷烃含量高的更好，但正链烷烃含量对总体性能具有很小的影响。一般来说，较好的是石脑油进料的碳分布不与C12解吸剂重叠，因为模拟移动床之后的分馏使得能够从相应的石脑油提取物和提余物流中分离解吸剂组分。随后将分离的解吸剂再循环至模拟移动床吸附分离工艺中。由于本文中解吸剂的碳数，模拟移动床吸附分离工艺理想的石脑油原料为nC5-C11。在一个实施方案中，将C6 +馏分进料至蒸汽裂化区，这意味着进料流基本上不含每分子具有5个或更少碳原子的烃。在另一个实施方案中，进料流不含大量，例如多于5mol%的C12烃。本工艺代表性的进料流为通过分馏加氢处理的石油馏分生产的C5-C11馏分。需要加氢处理将进料的硫和氮含量减少至可接受的水平。第二种代表性的进料是含有C5-C9烃的类似馏分。进料优选具有的碳数范围至少为3。在本发明的范围内工艺的进料流仅含有重质C6 +。
一般来说，模拟移动床吸附分离区在温度通常为约150°C-约187°C运行，本发明具体的实施方案为约170°C-约180°C。还优选吸附条件包括压力足以使工艺流体保持在液相状态。压力可以最高达600psig，具体的实施方案为350psig。解吸区条件通常包括与吸附条件所用相同的温度和压力。根据进料组成可应用稍微不同的条件。
由于来自模拟移动床工艺的提取产物必然为石脑油裂化器进料用以生产乙烯，高的正链烷烃纯度并非关键要求并且纯度高于95%就足够了。来自模拟移动床工艺的排除产物或提余物必然为重整器进料。同样地，不需要高的正链烷烃回收率，仅需要回收率高于90%。最终工艺经济决定了提取物正链烷烃纯度和回收率的最佳组合。
本发明的明显优点是在A/Fn比为约0.90-约0.92下运行模拟移动床吸附分离区。使用C12解吸剂时可用的A/Fn比明显少于传统的1.0-1.2的A/Fn比。所述运行参数越低，处理一定量的进料所需的吸附剂越少。较少的吸附剂意味着较少的成本，包括吸附剂成本和潜在减少的施工和运行成本。
更详细的是，模拟移动床吸附区的主要参数是下述区参数：A、Fn和A/Fn。第一个参数，A，表示以m3/hr计所测量的选择性孔隙率。对于模拟移动床吸附分离处理室内所含有的设定体积的吸附剂而言，存在已知的选择性孔体积。所述选择性孔体积量平均分配给各个吸附床。由于模拟移动床吸附分离工艺模拟了其中吸附剂与工艺流体逆流移动的移动床工艺，因而选择性空隙率表示随每一步骤或旋转阀的指向移动的选择性体积的量。旋转阀的一步指向了进料点从一个床到下一个顺序的床的位置。所述进料指向模拟了一个床内所含吸附剂的逆流移动。模拟移动床吸附分离工艺区的第二个参数是Fn。Fn表示加入到模拟移动床吸附分离工艺中的进料正构物的容积速率。第三个模拟移动床吸附分离工艺区参数是A/Fn。A/Fn是无量纲数值并且表示选择性空隙率(A)与正链烷烃的体积进料速率(Fn)的比率。所述比率设定逆流循环的选择性孔的量与加入到模拟移动床吸附分离工艺中的进料正构物的速率之比。A/Fn值为1.0意思是等体积的选择性孔与等体积的进料正链烷烃接触。如果模拟移动床吸附分离工艺装置循环更多的选择性孔/单位加入的正链烷烃(此处A/Fn>1.0)，可实现更多的正链烷烃回收。这种现象可持续至不再存在因循环额外的选择性孔体积而受益，或者A/Fn的提高不提高链烷烃回收。这是因为进料正链烷烃固有的质量转移限制。由于模拟逆流移动床的机械限制所产生的不理想化，在工业装置中通常使用的A/Fn比高于1.0。从经济的角度考虑，较低的A/Fn比更符合需要，因为它导致较低的吸附剂存量和解吸剂循环和相应的伴随提取物和提余物产物中解吸剂分馏的能量花费。
参考附图，具有C5-C9烃的石脑油沸点范围的进料流通过管线2进入整个工艺并且加入到模拟移动床吸附分离区4。在吸附分离区中，通过在位于整个吸附分离区的进行吸附的那部分(本文中将其称作吸附区)内的选择性吸附剂上选择性保留正链烷烃，分离净塔底残留物流。所述正链烷烃留在吸附剂上直至由管线6送入的解吸剂物流穿过吸附剂。根据本文所讨论，选择解吸剂为具有12个碳原子的正链烷烃。解吸剂具有使其替换进料正链烷烃形成本文称为提取物流的的物流的特性。提取物流包含之前选择性留在吸附剂上的正链烷烃和大量解吸剂材料。提取物流经管线8从吸附分离区4中取出并送入本领域称作提取物塔的分馏区14内。设计和操作上述分馏区以将进入的烃分离为富含解吸剂的净塔底残留物流和富含提取物流的C5-C9正链烷烃的净塔顶馏出物流。这些正链烷烃通过管线20送入蒸汽裂化区24中，所述蒸汽裂化区在将链烷烃主要有效地转化为乙烯的蒸汽裂化条件下运行，所述乙烯作为管线26的产物流从工艺中取出。
在该实施方案中，提取物流中存在的较少量挥发性重质正链烷烃解吸剂，C12，集中在净塔底残留物流中，所述塔底残留物流经管线18从分馏区14中取出。所述链烷烃物流与来自管线22的再循环的重质正链烷烃的第二股物流混合进入管线6。以上述方式形成的重质正链烷烃的总的流体作为解吸剂物流送至吸附分离区6。
在分离区4内的吸附步骤过程中，进料2的非正构组分不受影响地通过吸附区并且经管线10从区4中取出作为称作提余物流的工艺物流。提余物流也含有之前占据其已通过的吸附床的孔隙空间的C10或者重质正链烷烃。这是分离循环中从前面步骤留下的解吸剂。提余物流送入分馏区16，本领域中称作提余物塔。在塔16中提余物流分离为称作提余物产物流的管线22的净塔底残留物流和管线28的净塔顶馏出物流。塔底残留物流富含C12正链烷烃并将其作为解吸剂再循环至吸附分离区4中。塔顶馏出物流包含非正链烷烃、芳烃和环烷烃的混合物并且将其送入催化重整区30用以生产高辛烷值发动机燃料组分，该组分经管线32从工艺中取出。
本发明应用于具有既有的从相同来源获得其进料的催化重整和裂化装置的炼油厂可能导致重整区可用进料的不均衡。这是因为必须补偿从管线2的进料流中取出正构物。即，必须提高管线2的流体速率以抵消区4中正构烃的取出并且保持相同的向裂化区中经管线20加料速率。在烃种类正常分布的情况下，这提高了重整装置产生的C6 +进料的量。为了抵消这种情况，将管线28的提余物流分馏取出C5、C6和C7无环链烷烃。转向图2，这可通过使提余物产物流进入任选的分馏塔34得以实现。该塔的作用是经管线38取出较轻的C5、C6烃和任选地一些或所有C7烃。所有的C5和C6烃采用该方法取出，但优选对分馏进行调节以使C7环烷烃留在进料中进入重整区。所述程度的烃取出足以正常地抵消由整个工艺产生的提高的重整器进料速率。上述另外的分馏具有协同效应。取出的C5-C7材料通常是高品质的汽油调和料，不需要进一步加工。另外，余留的C7 +材料相比现有技术的C5 +材料是更好的重整进料。因此重整区的整体性能就辛烷值和产量损失而言也得以改善。
区30为催化重整区，但也可以替代性地为芳构化区。催化重整描述于1996年Robert A.Meyers,Handbook of Petroleum Refining,McGraw Hill第2版第4部分中。重整区可使用包含氧化铝上的铂和锡或沸石例如L-沸石上的铂的催化剂。这种催化剂可保留在固定床、移动床或流化床或所述反应器类型的组合中。另外的信息提供于US6,001,241；US6,013,173和US6,036,845中。所有的上述四篇参考文献均因其描述催化重整而被引入。
本工艺的分离步骤可在仅一个的大吸附剂床中或在基于摇摆床的多个平行床中进行。但是，已发现模拟移动床吸附分离提供了多个优点，例如高纯度和回收率。因此，许多工业规模的石油化工分离，特别是回收混合的链烷烃，使用模拟逆流移动床(SMB)技术进行。先前引用的参考文献因其关于该工艺性能的教导而在此引入。关于运行SMB工艺的设备和技术的详细信息可见于US3,208,833；US3,214,247；US3,392,113；US3,455,815；US3,523,762；US3,617,504；US4,006,197；US4,133,842和US4,434,051。可使用类似设备、吸附剂和条件但在吸附室内模拟吸附剂和液体并流的不同类型的模拟移动床运行描述于US4,402,832和US4,498,991中。
本发明中使用的吸附室的运行条件通常包括温度为约20°C-约250°C，一个具体的实施方案为约60°C-200°C。另一个实施方案包括温度为90°C-160°C。吸附条件还包括压力足以使工艺流体维持在液相，其可以为1大气压-约600psig。解吸条件通常包括与吸附条件所用相同的温度和压力。如上所述，A/Fn为约0.90-约0.92。本发明的实施要求在吸附室内的运行条件或解吸剂组成没有明显改变。即，在吸附和解吸过程中吸附剂优选在整个工艺中保持在相同温度下。
第一个吸附区中使用的吸附剂优选包含具有较均匀的
Figure BDA00002174412400091
孔径二氧化硅氧化铝分子筛。这可以通过由UOP LLC吸附剂部门生产的可商购获得的型号5A分子筛提供。
可用于吸附区的第二种吸附剂包括硅沸石(silicalite)。硅沸石在文献中已详细描述。它在Grose等人的US4,061,724中公开并要求保护。更详细的描述见于NATURE，第271卷，1978年2月9日的文章“Silicalite，A NewHydrophobic Crystalline Silica Molecular Sieve”，该文章因其描述和表征了硅沸石而在此将其引入以作参考。硅沸石是具有相交的弯曲正交通道的疏水结晶二氧化硅分子筛，所述通道由两个横截面几何形状——
Figure BDA00002174412400092
圆形和椭圆形(在长轴上)形成。这赋予硅沸石作为尺寸选择性分子筛很大的选择性。由于其由二氧化硅构成的无铝结构，硅沸石不表现出离子交换行为。因此硅沸石不是沸石。硅沸石还描述于US5,262,144；US5,276,246和US5,292,900中。这些文献主要涉及降低硅沸石的催化活性以使其用作吸附剂的处理。
吸附剂的活性组分通常以具有高物理强度和耐磨性的粒子聚集体的形式使用。聚集体含有分散于无定形、无机基材或粘合剂内的在其中具有通道或孔隙的活性吸附材料，所述通道或孔隙使得流体能够接触吸附材料。使结晶粉末形成所述聚集体的方法包括将无机粘合剂，通常为包含二氧化硅和氧化铝的粘土加入到呈湿态混合物形式的高纯度吸附剂粉末中。粘合剂有助于形成或聚集结晶粒子。混合的粘土-吸附剂混合物可挤出为圆柱形的小球或形成珠子，将其煅烧以将粘土转化为相当大机械强度的无定形粘合剂。吸附剂还可结合为不规则形状的成型粒子，所述粒子通过将较大的块喷雾干燥或压碎随后尺寸筛分形成。因而吸附剂粒子可呈挤出物、片剂、球体或颗粒的形式，其具有所需的粒子范围，优选为约16-约60目(标准U.S.筛目)(1.9mm-250微米)。高岭土类型、水可渗透有机聚合物或二氧化硅的粘土通常用作粘合剂。
吸附剂的活性分子筛组分通常以基于不挥发组合物约75-约100重量%的用量以吸附剂粒子内的小晶体的形式存在。不挥发组合物通常在将吸附剂于900°C下煅烧以便除去所有挥发性物质之后确定。吸附剂的残余部分通常为存在于具有小粒子硅沸石材料的紧密混合物中的粘合剂的无机基材。这种基材材料可以是硅沸石制造过程的附属物，例如来自硅沸石在其制造过程中的有意不完全纯化。
本领域技术人员应理解，吸附剂的性能通常很大程度上受与其组成无关的许多因素，例如运行条件、进料流组成和吸附剂的含水量影响。因此用于本工艺的最佳吸附剂组成和运行条件取决于多个相互关联的变量。一个所述变量为吸附剂的含水量，其在本文中根据公认的烧失量(LOI)测试表示。在LOI测试中，沸石吸附剂的挥发性物质含量通过在惰性气体例如氮气吹扫下于900°C下干燥吸附剂样品足以获得恒定重量的时间之前与之后所获得的重量差确定。对于本工艺而言，优选吸附剂的含水量导致在900°C下LOI少于7.0%并且优选为0-4.0重量%范围内。
吸附剂的重要特性是对于进料混合物材料的提取物组分而言解吸剂的交换速率或者，换句话说，提取物组分解吸的相对速率。该特性直接与该工艺中必须使用以从吸附剂中回收提取物组分的解吸剂材料的量有关。较快的交换速率减少了取出提取物组分所必须的解吸剂材料的量，并因此，使得可能减少该工艺的运行成本。采用较快的交换速率，较少的解吸剂材料不得不泵送通过该工艺并且从提取物流中分离出来以在该工艺中进行再利用。交换速率通常与温度有关。在理想情况下，相对于所有的提取物组分，解吸剂材料应该具有的选择性需等于约1或稍微少于1以便所有的提取物组分在解吸剂材料适合的流速下作为一类解吸，和以便提取物组分可稍后在随后的吸附步骤中替换解吸剂材料。
在本发明中，解吸剂可以为具有12个碳原子的烃。解吸剂可以为正十二烷或正十二烷与非正构C12烃的混合物。非正构烃的实例包括具有10-16个碳原子的支化链烷烃和芳烃。解吸剂物流已知含有一种组分或者各组分的混合物。在一个实施方案中，解吸剂基本上为含有少于约5重量%非正构物的正十二烷。在另一个实施方案中，解吸剂的最高达约30重量%为非正构物例如异链烷烃和芳烃。选择主要含有正十二烷的解吸剂提供了之前讨论的A/Fn比的优点。
对于本发明，本文所用各个术语如下定义。“进料混合物”为含有由所述工艺分离的一种或多种提取物组分和一种或多种提余物组分的混合物。“进料流”表示送入的与所述工艺中使用的吸附剂接触的进料混合物的物流。“提取物组分”为由吸附剂较多选择性吸附的一种化合物或一类化合物，而“提余物组分”为较少选择性吸附的一种化合物或一类化合物。术语“解吸剂材料”通常意思是能够使提取物组分从吸附剂上解吸的材料。术语“提余物流”或“提余物输出物流”意思是在吸附提取物组分之后从吸附剂床中取出的提余物组分的物流。提余物流的组成可从基本上为100%解吸剂材料到基本上100%提余物组分之间变化。术语“提取物流”或“提取物输出物流”意思是从吸附床取出的提取物材料的物流，所述提取物材料已被解吸剂材料解吸。提取物流的组成可在基本上为100%的解吸剂材料与基本上100%的提取物组分之间变化。
至少部分提取物流和提余物流送入分离装置，通常为分馏塔，在其中回收至少部分解吸剂材料并产生提取物产物和提余物产物。术语“提取物产物”和“提余物产物”意思是通过处理得到的含有分别比从吸附剂室取出的提取物流和提余物流中所得到的更高浓度的提取物组分和提余物组分的物流。提取物流可富含所需要的化合物或者可仅含增加的浓度。术语“富含”意指所指出的化合物或一类化合物的浓度高于50mol%。
现有技术中通常把SMB吸附室内的多个床划分成多个区。通常以4或5个区进行描述该工艺。.进料流与吸附剂之间的第一次接触在区I，吸附区中进行。区I中的吸附剂或固定相被含有不希望有的异构体即提余物的液体包围。所述液体在区II，称作纯化区中从吸附剂中取出。在纯化区内不希望有的提余物组分用易于通过分馏从所需要的组分中分离出来的材料从吸附剂床的孔隙体积中冲洗出来。在吸附室的区III中，所需要的异构体通过采用解吸剂(流动相)暴露或冲洗吸附剂而从吸附剂中释放出来。释放的所需要的异构体和伴随的解吸剂以提取物流的形式从吸附剂中取出。区IV是位于区I与用于隔离区I和区II的区III之间的吸附剂部分。在区IV中解吸剂通过解吸剂和进料流中不希望有的组分的混合物的流动从吸附剂中部分取出。经过区IV的液体流通过与从区III到区I的吸附剂的模拟移动同向流动避免了区III受到区I液体的污染。模拟移动床工艺更彻底的解释见于Adsorptive Separation,Kirk-Othmer Encyclopedia ofChemical Technology第563页。术语“上游”和“下游”以其通常含义使用并且基于其中液体在吸附剂室内流动的整体方向解释说明。即，如果液体通常向下流经垂直的吸附剂室，则上游等同于室内的上部或更高位置。
在SMB工艺中，在该工艺的吸附剂室内保留的吸附剂的不同部分内同时进行多个步骤例如吸附和解吸。如果该工艺采用摇摆床系统中的多个吸附剂床进行，那么所述步骤以稍微中断的方式进行，但吸附和解吸很可能同时发生。
实施例1、轻质解吸剂(85重量%的nC5/15重量%的iC5)
进行模拟移动床工艺试验处理由表1中所列组合物构成的石脑油进料；
表1
  组成   重量%
  nC5   0
  nC6   3.3
  nC7   7.0
  nC8   9.0
  nC9   8.7
  nC10   8.8
  nC11   3.6
  总的正链烷烃   59.5
尽管在185°C下运行，但模拟移动床工艺能够生产纯度为100%-95%正链烷烃的正链烷烃提取产物。在一组模拟移动床条件和使用相应的1.2的模拟移动床区参数A/Fn的条件下，模拟移动床在相应的正链烷烃回收率为94%的情况下生产了96%纯度的正链烷烃。
实施例2、重质解吸剂(100%的nC12)
进行模拟移动床工艺试验处理由表2中所列组合物构成的石脑油进料；
表2
  组成   重量%
  nC5   7.9
  nC6   5.0
  nC7   7.9
  nC8   8.7
  nC9   7.8
  nC10   0.3
  nC11   0
  总的正链烷烃   38.4
尽管在185°C下运行，但使用100%的nC12解吸剂的模拟移动床工艺能够生产提取纯度为100%-95%正链烷烃的正链烷烃产物。在使用相应的0.92的模拟移动床MB区参数A/Fn的一组优化的模拟移动床条件下，SMB生产了具有纯度为96.4%和回收率为91.4%的可用正链烷烃的产物。
已知在链烷烃分子中的碳原子数超过10时正链烷烃的表观扩散率显示急剧降低，参见Sorption Kinetics of Higher n-Paraffins in ZeoliteMolecular Sieves 5A,Ind.Eng.Chem.Res.,1987的表1。同样地，使用重质解吸剂，nC12，与轻质解吸剂，nC5相比时可预期明显的性能差别。令人惊奇的是，如本文所示，通过使用正十二烷解吸剂，在类似的正链烷烃纯度下，模拟移动床能够降低A/Fn达23%，并且仅观察到2.6%的正链烷烃回收率的差异。表3总结了nC12解吸剂的优点。
表3
  解吸剂   A/Fn   解吸剂循环速率
  85重量%的nC5   1.2   基准
  100重量%的nC12   0.92   基准的71%
在一个具体的实施方案中，所述工艺为用于生产乙烯的烃转化工艺，该工艺包括：(a)将包含包括C5-C11正链烷烃和C5-C11非正链烷烃的C5-C11烃的工艺进料流送入在吸附条件下运行的模拟移动床吸附分离区的吸附区中，并且在位于吸附区内的大量选择性吸附剂上选择性保留正链烷烃以产生包含非正构C5-C11烃和C12烃解吸剂的提余物流；(b)将C12烃解吸剂作为至少部分解吸剂物流送入在解吸条件下运行的吸附分离区的解吸区内，并且从存在于解吸区的吸附剂中取出正链烷烃以产生包含C5-C11正链烷烃和解吸剂的提取物流；(c)在提取物分馏区内将提取物流分离为包含解吸剂的第二工艺物流和包含C5-C11非正链烷烃的第三工艺物流；和(d)将至少部分第三物流送入裂化区并生产乙烯。提余物流也可能包含解吸剂，并且提余物流可在提余物分馏区内分离为包含解吸剂的第四工艺物流和包含非正构C5-C11烃的第五工艺物流。第二工艺物流可作为至少部分解吸剂物流在工艺内再循环。至少部分第五工艺物流可送入石脑油重整区并使其转化为芳烃。解吸剂可包含至少95重量%或者至少70重量%的正十二烷。解吸剂可包含至少70重量%正十二烷并且剩余部分可以为非正构十二烷。
在另一个实施方案中，所述工艺为用于制备催化重整区和生产乙烯的蒸汽裂化装置的进料流的工艺，该工艺包括：(a)将包含包括C5-C9正链烷烃的C5-C9烃的工艺进料流送入在A/Fn为约0.90-0.92下运行的吸附分离区的模拟移动床吸附区内并且在位于吸附区内的吸附剂上选择性保留正链烷烃以产生含有C5-C9非正构烃的提余物流；(b)将选自C12烃的解吸剂作为至少部分解吸剂物流送入吸附分离区内的解吸区中并且从存在于解吸区内的吸附剂中取出正链烷烃以产生包含C5-C9正链烷烃和解吸剂的提取物流；(c)在提取物分馏区内将提取物流分离为包含解吸剂的第二工艺物流和包含C5-C9正链烷烃的第三工艺物流；(d)将第三工艺物流送入裂化区并生产乙烯；(e)在提余物分馏区内将至少部分提余物流分离为包含解吸剂的第四工艺物流和包含C5-C9非正构烃的第五工艺物流；和(f)将第五工艺物流送入在重整条件下运行的催化重整区。解吸剂可包含至少95重量%或者至少70重量%的正十二烷。解吸剂可包含至少70重量%的正十二烷并且剩余部分可以为非正构C12烃。第二和第四工艺物流可再循环至吸附分离区。

Claims (9)

1.一种用于制备进料至生产乙烯的蒸汽裂化装置的进料流的方法，该方法包括：
(a)将包含包括C5-C9正链烷烃的C5-C9烃的工艺进料流送入在A/Fn为约0.90-约0.92下运行的模拟移动床吸附分离区的吸附区内，并且在位于吸附区内的吸附剂上选择性保留正链烷烃，以产生含有非正构C5-C9烃的提余物流；
(b)将解吸剂作为至少部分解吸剂物流送入模拟移动床吸附分离区内的解吸区中，并且从存在于解吸区内的吸附剂中取出正链烷烃，以产生包含C5-C9正链烷烃和解吸剂的提取物流；
(c)在提取物分馏区内将提取物流分离为包含解吸剂的第二工艺物流和包含C5-C9正链烷烃的第三工艺物流；和
(d)将第三工艺物流送入裂化区并生产乙烯。
2.权利要求1的方法，其中将第二工艺物流作为至少部分所述解吸剂物流再循环至模拟移动床吸附分离区内。
3.权利要求1的方法，其中提余物流还包含解吸剂，并且在提余物分馏区内将提余物流分离为包含解吸剂的第四工艺物流和包含非正构C5-C9烃的第五工艺物流。
4.权利要求1的方法，其中提取物分馏区包括闪蒸或精馏闪蒸分离区。
5.权利要求3的方法，其中将至少部分第五工艺物流送入石脑油重整区并使其转化为芳烃。
6.权利要求1的方法，其中解吸剂包含至少95重量%的正十二烷。
7.权利要求1的方法，其中解吸剂包含至少70重量%的正十二烷。
8.权利要求1的方法，其中解吸剂包含至少70重量%的正十二烷，并且剩余部分包含非正构C12烃。
9.权利要求3的方法，其中将第二和第四工艺物流再循环至吸附分离区。
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