CN1058695C - 烃的烷基化方法 - Google Patents

Abstract

烃流被裂解而产生热气流，它被压缩并冷却至基本上使所有在该流中所含的烃冷凝，冷凝步骤后留下的未冷凝流基本上由氢和C₁-C₃烃组成，将其在选择性吸附乙烯和丙烯的吸附剂床上在约0-250℃的温度下进行变压吸附或变温吸附，从而从气流中吸附几乎所有的乙烯和丙烯。乙烯和/或丙烯在床再生时回收，较高级的烯烃通过各种方法和烷烃相分离。

Description

烃的烷基化方法

本发明涉及烃的烷基化，更具体地说，涉及丁烯和丙烯与异丁烷的烷基化。

自从30年代后期以来已经进行了通过烷烃与烯烃的烷基化来进行高质车用燃料的生产。这种燃料一般通过一种异烷烃，特别是异丁烷与C₂-C₅烯烃的加成反应来生产。由C₃和C₄单烯烃与异丁烷制备的烷基化物是特别有价值的，因为这些烷基化物具有良好的辛烷值，燃烧清洁，而且C₃和C₄反应物很容易作为烃催化裂解处理的产物而得到。但是由于C₃和C₄流中的某些组分特别是丙烷和正丁烷不适合于烷基化，因此要将它们在C₃和C₄流用于烷基化处理前从中除去。

用于烷基化设备中的C₃和C₄原料流通常来自烃裂解设备。来自裂解设备的顶部气流包含一系列低级烃类，范围从甲烷延伸到C₅及较高级烃类。将该气流进行一系列蒸馏和吸附步骤以便除去大部分C₅和较重的液态烃以及C₂和更轻的气态组分。剩下的气流基本上由C₃和C₄烃组成。为分离该流的组分，一般将该流送到脱丙烷器分离成C₃塔顶气流和C₄底流。如果为制备烷基化物而需要使用C₃流中的丙烯，那么将C₃流送到C₃分离器中将丙烷和丙烯分离。将丙烷作为燃料或送去贮存。而丙烯则留下来在烷基化处理中使用。从丙烯分离丙烯非常困难且耗费巨大，因为它需要一个或两个具有约150或150以上理论级的蒸馏塔才能达到这些化合物的满意分离。

来自脱丙烷器的C₄底流包括正丁烷、甲基丙烷或异丁烷、丁烯-1、丁烯-2(顺式和反式)和甲基丙烯或异丁烯。因为异丁烯在大多数烷基化方法中均是有使用意义的烷烃，因此需要将这种组分和所述底流中所含的正丁烷相分离。这可通过将C₄流在脱异丁烷器中蒸馏来完成，异丁烷，异丁烯和丁烯-1一般一起作为塔顶产物回收，而正丁烷和丁烯-2类从脱丁烷器底流回收。由于正丁烷在烷基化处理中并不是所需的反应物，而丁烯-2类是所需的，因此优选从底部产物中回收丁烯-2类。但是和丙烯-丙烯蒸馏的情况一样，因为正丁烷和2-丁烯彼此的沸点非常接近，通过蒸馏来将这些C₄化合物分离是非常困难的。

对降低分离各种较低级烷烃和烯烃及烃的烷基化的总耗费的方法的研究不断地在进行。本发明提供的正是这种方法。

在本发明的方法中，采用一系列新的步骤处理基本上由C₃和C₄饱和烃和烯不饱和烃所组成的烃原料流，而将用在烷基化处理所需的烃类和在该处理中无用的烃类相分离，并将所需的烃类进行烷基化处理。作为本烷基化方法的一部分，可将在气流中的正丁烷异构化成异丁烷。

按照本发明的第一种实施方案，将烃原料进行变压吸附处理，所用的吸附剂对丙烯和正丁烯的吸附力强于对原料中其它组分的吸附力，从而产生了由原料的饱和烃和支链C₄烃组分组成的不吸附部分和包括丙烯和正丁烯的被吸附部分。然后将不吸附部分送到第二个分离步骤，将不被吸附的C₄烃和不吸附部分的其它组分相分离。第二分离步骤可通过蒸馏来完成，也可使用对C₄烃比对该流的其它组分更强吸附力的吸附剂通过吸附来完成。还可使用对C₄烃不可透过而对不吸附部分的其它组分可透过的膜而通过膜分离来完成。将富丙烯和正丁烯的部分解吸，将所解吸部分和C₄烃进行烷基化处理，从而产出高辛烷汽油。

按照本发明的第二种实施方案，首先将烃原料进行分离处理而将C₃和C₄烃相分离。这种分离和第一种实施方案中的第二分离步骤相类似，可通过蒸馏来进行，也可使用对C₄烃的吸附力强于原料的其它组分的吸附剂通过吸附来进行，亦可使用C₄烃不可透过而原料的其它组分可透过的膜而通过膜分离来进行。然后利用对丙烯吸附力强于对丙烯吸附力的吸附剂将C₃烃流进行变压吸附处理，从而产生富丙烯的被吸附部分和富丙烷的不被吸附部分。将富丙烯部分从吸附剂解吸，然后将所解吸的部分和C₄烃一起进行烷基处理，依此产生高辛烷汽油。

在本发明的一个具体实施方案中，原料流被导入到本澄清器下游的烷基化处理系统中，优选将该流和来自酸澄清器的塔顶气流混合后送到C₃-C₄分离器中。将主要由丙烯和丙烯组成的C₃-C₄发离器顶部流送到含有优先吸附丙烯的吸附剂的吸附系统中。由富丙烷气体组成的来自吸附系统的不吸附气体产物流被送到LPG(液化石油气)存贮器中，由富丙烯部分构成的被吸附流被解吸后，加到烷基化处理设备的原料中。基本上由C₄烃构成的来自C₃-C₄分离器的底流被送到脱异丁烷塔中，被分离成含异丁烷、异丁烯和1-丁烯的塔顶流、含正丁烷和2-丁烯的中等沸点侧流和含烷基化物的底部产物。脱异丁烷器的塔顶流可直接送到烷基化设备中，含正丁烷和2-丁烯的侧流被送到含有优先吸附2-丁烯的吸附剂的吸附系统中。解吸后这类2-丁烯可用作烷基化反应器原料。由富正丁烷部分组成的来自该系统的不被吸附的产物流被送到产品贮存设备中或送到异构化设备中转变成在烷基化设备中所用的异丁烷。

在本发明的每种实施方案的优选情况下，在烷基化处理前将正丁烷异构化处理使其转变成异丁烷。

第一种实施方案的丙烯和正丁烯吸附步骤第二种实施方案的丙烯-丙烯吸附分离步骤可以变压吸附(PSA)法或变温吸附(TSA)法的方式进行。这些方法一般在约0-250℃范围内的温度下进行，优选在约50℃以上的温度下进行。它们一般在约0.2-20巴范围内的绝对压力下进行，优选在约1-5巴的绝对压力下进行。

在本发明的优选的实施方案中，在第一种实施方案的正丁烯和丙烯吸附步骤和第二种实施方案的丙烯-丙烷分离步骤中所用的吸附剂是A型沸石，在大多数优选实施方案中，所用吸附剂是4A沸石。当这些分离通过PSA来进行时，降低了再生步骤时的压力，通常降低到约100-5000毫巴范围内的绝对压力，优选降低到约100-2000毫巴范围内的绝对压力。当这些分离通过TSA进行时，床再生时的床温通常提高到约100-350℃范围内的温度值，优选提高到约150-300℃范围内的温度值。

在第一种实施方案的描述中被称为第二分离步骤的C₄分离步骤，即将C₄烃和C₃及更轻烃类相分离的步骤，优选采用蒸馏或采用吸附来进行。在大多数优选的实施方案中，该分离通过蒸馏来进行。

当C₄分离通过吸附进行时，优选使用PSA法，其吸附步骤最优选在约2-5巴的约对压力下进行，其吸附剂再生步骤最优选在约200-2000毫巴的绝对压力下进行。

当C₄分离通过吸附进行时，优选的吸附剂是5A沸石或脱铝酸盐的Y沸石(DAY)或它们的混合物。

图1以框图的形式说明了本发明的第一种实施方案。

图2以框图的形式说明了本发明的第二种实施方案。

图3以框图的形式说明了本发明的一具体实施方案。

图4以框图的形式说明了在图3说明的实施方案的一种变体。

本发明方法将烷基化最需要的烃原料和进料中的其它轻质烃分离开来。烷基化最需要的烷烃是异丁烷，最需要的烯烃是丁烯，特别是2-丁烯。其它丁烯和丙烯在烷基化中也是有用的，但制备出辛烷较低的汽油产品。

在本发明中所用的原料包括C₃烃即丙烷和丙烯，和C₄烃即正丁烷和/或异丁烷和一种或多种丁烯如丁烯-1、顺丁烯-2和/或反丁烯-2。所述原料也可含C₂烃，即在本文所述的各种分离中行为分别象丙烷和丙烯的乙烯和/或乙烯。尽管所述原料也可从其它来源获得，但是方便的途径是来自烃裂解产物，诸如来自通常位于烃催化裂解或热裂解设备下游的湿气脱丁烷器设备的塔顶流。在本发明的优选的情况下，所述原料主要由C₃和C₄烃组成，这简化了分离，同时也制备出了较高辛烷烷基化产物。

本发明可通过附图更好地理解。图中已省略了无助于理解本发明的辅助设备，包括压缩器、热交换器和阀，以便简化本发明的讨论。

在图1和2中，A是丙烯-丙烷吸附分离器，B是C₄分离设备，可选的单元C是C₄异构化设备，D是烷基化设备。

分离器A的功能是将链烯即丙烯和正丁烯(和乙烯，如果存在的话)和原料的其它组分相分离。这个分离器一般是变压吸附或变温吸附系统，一般包括两张或更多张平行排列并适应吸附和解吸循环操作的固定床。在这种系统中，各床轮流处于不同状态以保证从吸附系统准持续地流出富烯烃气体。

吸附器A的床用从含烯烃和一种或多种烷烃的气体混合物中选择性吸附烯烃的吸附剂装填。一般来说，吸附剂可以是氧化铝、硅胶、微孔硅石、沸石、碳分子筛等。典型的吸附剂包括氧化铝，硅胶，碳分子筛，沸石如A型和X型沸石、Y型沸石等。优选的吸附剂是A型沸石，最优选的吸附剂是4A沸石。

沸石4A即钠式A型沸石，依温度不同而有约3.6-4的表观孔径。在较高的温度下这种吸附剂在从乙烯-乙烷混合物中吸附乙烯和从丙烯-丙烯混合物中吸附丙烯中提供了增强的选择性和吸附能力。当这种吸附剂基本上没有被改性即只有钠离子作为其可交换阳离子时，在本发明的使用中，这种吸附剂最最有效的。但是，这种吸附剂的某些性质，诸如吸附种类的运动性质和催化稳定性、热与湿热稳定性，可通过部分地将一些钠离子和其它阳离子交换来改善。因此，使用所含的一些钠离子被其它金属离子取代的沸石4A也在本发明的优选实施例的范围内，只要被交换离子的百分比不大于使该吸附剂失去其4A性质的比例。所述4A性质包括在升高温度下从乙烯-乙烷混合物中选择性吸附乙烯和从丙烯-丙烯混合物选择性吸附丙烯的能力以及完成这种吸附而不引起混合物中存在烯烃的明显低聚或聚合的能力。一般来说，已经测定出在4A沸石中最高25％(在等价基础上)的钠离子可用其它阳离子通过离子交换取代而不会被坏这种吸附剂的4A性质。可和用于烯-烷分离中的4A沸石离子交换的阳离子尤其包括钙、镁、锶、锌、钴、银、铜、锰、镉等。当用其它阳离子交换钠离子时，优选少于约10％的钠离子(在等价基础上)被这种其它阳离子取代。

另一类优选的吸附剂是含有某种可氧化金属阳离子的吸附剂如含铜吸附剂，在从气态烯烃-烷烃混合物中优先吸附烯烃方面，它拥有强的吸附能力和选择性。适合于制造携有特别是亚铜离子的铜改性的吸附剂的吸附剂基材包括硅胶和沸石分子筛，诸如沸石4A、沸石5A、沸石X型，沸石Y型和MFI型沸石如硅质岩。铜改性吸附剂的生产和使用以及适用的含铜吸附剂的例子描述于通过引用并入本文的美国专利4917711中。

分离器A配有进料管线2，不吸附气体排放管线4和解吸气体排放管线6。管线4从分离器A的不吸附气体出口连接到C₄分离器B的进口上。

图1的系统中分离器B的目的是从吸附后的气流分离出C₄烃。分离器B可以是蒸馏设备、吸附系统，或是半透膜分离器。但分离器B最好是蒸馏塔或是一吸附系统。蒸馏塔是最优选的，因为通过这种技术容易从所述流分离所述组分。因为C₄烃以外的分离器B原料流的组分是丙烷以及可能也存在的乙烯，所以C₄组分可容易地通过蒸馏和这些组分相离。在蒸馏操作中，C₄组分作为底部产物流回收，较轻的气体作为塔顶流去除。

分离器B也可以是一种吸附系统。这时系统的吸附器内装填装着对所述处理流中存在的C₄烃的吸附强于丙烷和乙烯的一种或多种吸附剂。适用的吸附剂包括分子筛、活性炭、活性粘土、硅胶、用溶胶法制备的微孔硅石、活性氧化铝等。分子筛包括铝磷酸盐、硅铝磷酸盐和沸石。典型的沸石包括天然沸石，诸如菱沸石、斜发沸石、毛沸石、丝光沸石等，和合成沸石，诸如A型沸石、X型和Y型沸石，和MFI型沸石诸如硅质岩。优选的吸附剂包括硅胶、活性炭、活性氧化铝、沸石分子筛和它们的混合物。尽管这些吸附剂也吸附丙烯和更低级烷烃，但它们更强地吸附C₄烃，所以C₄烃会取代保留于吸附剂上的较低级烃。由于吸附方法所需的基建投资和能耗较低，所以在吸附和膜分离中，优选吸附。

分离器B也可以是膜分离器。因为C₄烃在分子体积上比丙烷和更低级烃大得多，所以可适用保留C₄烃而允许所述流的其它组分通过的膜。

分离器B配有C₄烃排放管线B和丙烯与较轻气体排放管线10。

可选的异构化设备C可以是将正丁烷异构成异丁烷的任何单元或系统。该设备一般包括装有催化剂如氯化铝的反应器。该设备一般在约90-125℃的温度和约10-25巴的绝对压力下操作。较低级的烃不会异构化；所以在异构化前无需将这些组分从正丁烷中分离出来。在异构化设备原料中存在的1-丁烯可异构化成异丁烯，但是由于由异丁烯和异丁烯制备的烷基化物比由异丁烷和1-丁烯制备的烷基化物具有稍高的辛烷基，所以这不会负面影响其烷基化产物的辛烷值，而且实际上可以稍加改善。

在图1中，管线8连接了分离器B的C₄泄料端和异构化设备C的进料口。阀12控制通过管线8的流量。管线8也和通到异构化设备C的旁路管线14相连。管线14配有控制其流量的阀16。在其出口端，装备着连接到烷基化设备D的进口的异构产物泄料管线18。在图.1所说明的实施方案中，管线6和14连接到烷基化设备D进料口上游的管线16上。在其出口端，烷基化设备D装备有烷基化物泄料管线20。

在实施图1所示系统的本发明的方法中，含C₃和C₄烃，并且也可能含甲烷和C₂烷的烃原料流被导入到分离器A中进行吸附处理。进行吸附步骤的温度取决于众多因素，诸如所用的特定的吸附剂如未改性的4A沸石、特定金属交换的4A沸石或另外的选择性吸附烯烃-烷烃混合物中烯烃的吸附剂和进行吸附的压力。一般来说，吸附步骤最低在约0℃的温度下进行，优选最低至约50℃的温度下进行，最优选在至少约70℃的温度下进行。进行在设备A的吸附步骤的温度上限主要由经济因素决定。一般来说，吸附步骤按需要在低于烯烃起化学反应如低聚或聚合的温度下进行。实际的吸附温度上限是约250℃，当未改性的4A沸石被用作吸附剂时，本方法一般在200℃或低于200℃下进行，优选在170℃或低于170℃下进行。可氧化的含金属吸附剂诸如铜改性的吸附剂在约100℃以上的温度如象约100至250℃间的温度下是特别有效的。使用这些吸附剂的吸附过程优选在约110-200℃的温度下进行，最优选在约125-175℃的温度下进行。

对于变压吸附循环来说，进行吸附步骤的压力一般为约0.2-20巴，优选约1-10巴，对变温吸附循环来说，压力通常约为常压或高于常压。

当吸附方法为单纯PSA时，再生步骤一般在与进行吸附步骤的温度相邻的温度下进行，再生时的绝对压力低于吸附压力。PSA循环的再生步骤时的压力通常是约20-5000毫巴，优选约100-2000毫巴。当吸附方法是TSA时，床再生在高于吸附温度的温度下进行，通常为约100-350℃，优选150-300℃。在单纯TSA实施方案中，在吸附和再生步骤时的压力一般是相同的，通常优选在约常压或高于常压的压力下进行这两个步骤。当使用PSA和TSA的组合时，床再生步骤时的温度和压力分别高于和低于吸附步骤时的温度和压力。

在本方法的吸附步骤中，原料气中的链烯烃即乙烯、丙烯和正丁烯被吸附剂吸附，烷烃和支链烯烃即丙烯、正丁烷、异丁烷和异丁烷则通过吸附剂并经管线4离开分离器A。

当移动通过进行吸附步骤的分离器A的容器的烯吸附前线达到容器中的期望点时，终止在这些容器中的吸附过程而进入再生状态。在再生时，如果吸附循环是变压吸附，吸附了烯烃的容器被解压，如果使用变温吸附循环，吸附了烯烃的容器则被加热。随着再生进行，富烯烃气体通过管线6从分离器A排出。

吸附床的再生方法取决于所用吸附方法的类型。在变压吸附的情况下，再生状态一般包括一逆流减压步骤，在这步骤中所述床被逆流排空直到达到所需的低压。如果需要，所述床的压力可通过真空排气装置如真空泵(未绘出)降低至常压以下的压力。

在一些情况下，除了逆流减压步骤外，可能还需要用分离器A出来的不吸附产物气流来对床进行逆流清洗。这时，所述床可以用不吸附气体逆流清洗，所述清洗步骤通常在接近逆流减压步骤结束时开始，或者在减压步骤后开始。在清洗步骤中，当分离器A包括单个吸附器时，清洗气可从在管线4的中间存储装置(没有画出)经管线4导入到分离器A中；当分离器A包括平行排列的并以不同相操作的多个吸附器时，清洗气可以从处在吸附状态的另一个吸附气导入。在优选的操作方法中，清洗气或清洗流的全部或部分被循环回分离器A的进料端进行再处理。

所述吸附循环可包括除了吸附或再生基本部骤以外的其它步骤。例如，可以有利地将多步骤中的吸附床减压，第一种减压产物被用来部分加压吸附系统中的另一张床。这将进一步降低输送到管线4中的杂质。在吸附状态或解吸状态间也可能需要包括并流清洗步骤。所述并流清洗通过停止原料气体流入分离器A，或通过在吸附压力下将高度纯化的烯烃并流通入到吸附床来进行。这具有迫使在分离器A的空隙中所含的不吸附气体流向不吸附气体出口的效果，依此保证了在逆流减压时产生的烯烃具有高的纯度。当分离器A只包括单个吸附器时，用作并流清洗的烯烃可从在管线6中的中间存储设备(未画出)获得；当分离器A包括平行排列不同相操作的多个吸附器时，可从处在吸附状态的另一个吸附器获取。

接着通过管线4从吸附设备A排除的不吸附气流进入分离器B，在那里C₄组分和C₃及该流中的较轻组分相分离。这个分离优选通过蒸馏来完成。适用的蒸馏操作条件是已知的，无需详细解释。C₃或较轻组分在比C₄组分低得多的温度下沸腾，因此可容易的和更所需的C₄组分分离。C₃或较轻组分通过管线10从分离器B排除，C₄组分通过管线8排出该设备。

如果来自分离器B的C₄流含有大量的正丁烷，可能量好将该流进行异构化处理而将正丁烷转变成并丁烷。这时打开管线8中的阀12并关闭管线14中的阀16，分离器B的排出物通过管线8进入异构化设备C，并且通过使用任何异构化催化剂诸如象氯化铝的已知方法来进行异构化处理。富含异丁烷的经异构化的C₄流经管线18离开设备C。

如果来自分离器B的C₄流基本上由异丁烷组成，最好该将流绕过异构化设备C而直接输送到烷基化设备D中。这时打开阀16，关闭阀12，分离器B流出的C₄流通过管线14进入烷基化设备D。在图1说明的实施方案中，管线6和14中的流合并一起进入烷基化设备D。根据本发明方法中所用的具体烷基化方法的不同，这些流可以一起或单独输入到烷基化设备中。

烷基化步骤并不关键，各种已知的方法均可使用。最常用的方法使用硫酸和氢氟酸作为催化剂。进行烷基化方法的条件并不构成本发明的内容。通过管线20从烷基化设备D导出的产物流包含高辛烷烷基化产物、各种未耗尽的反应物、某些副产物如丙烷。通常将这种混合物通到一个或系列反应器中将高辛烷烷基化产物和烷基化反应物及不反应的组分流相分离。得到的烷基化物通常被送到存贮设备或汽油调和设备中，反应物和不反应组分的混合流被再徨回反应器如反应器A或B中进行重新处理。

除了设备A和B的位置相反以及另外包括分别器E外，图2说明的系统和图1的系统相类似。在图2实施方案的处理中，烃原料流通过管线102进入分离器B，并在其中分离成经管线106排放的C₄流和经管线104排放的C₃和较轻流。接着C₃和较轻流进入分离器A，在那里分离成经管线108排放的丙烯流和经管线110排放并用作LPG或另外方法处理的富丙烷流。

如果分离器B排出的C₄流含有大量的正丁烷，那么可将它在设备C中异构化；如果该流基本上由正丁烷组成，那么可将它直接送到烷基化设备D中。如果该流要被异构化处理，那么打开管线112上的阀114，并关闭管线116上的阀118，如果该流被直接烷基化，那么关闭阀114而打开阀118。

正如上面所讨论的，管线108和116中的流一起或分别进入烷基化设备D中，烷基化产物流通过管线122排出设备D。酸回收后，该流进入分离器E，而分离器E可以是任何分离设备，诸如脱丁烷器或一吸附系统。进入分离器E的产物流被分离成通过管线124排出分离器E的高辛烷烷基化产物和包含未被耗完的烯烃和烷烃反应物反包括丙烯的副产物的混合流。所述混合流通过管线126排出分离器E，在图2所说明的实施方案中，它经管线102再循环回分离器B而通过所述系统再处理。

图3说明的实施方案是图1和图2说明的实施方案的变体。除分离器A外，图3系统包括C₃-C₄分离机F和脱异丁烷器G。尽管也可能通过其它设备来进行，但图3的实施方案所用的是以烷基化设备D为开始。异丁烷和烯烃烷基化反应物通过管线200进入设备D。尽管图3只显示了单条进入烷基化设备D的原料流，但可以理解各种反应物和催化剂可分别输入到该设备中，具体的进料方案取决于具体所用的烷基化方法。通过管线204从烷基化设备D排出的产物流包含烷基化产物、未反应的烯和异丁烷、原料和产物丙烷，以及或许存在的其它副产物。包含混合C₃烃攻混合C₄烃、来自例如炼油厂脱乙烷器的新原料通过管线202进入管线204。然后混合流进入分离器F，为讨论方便起见，尽管分离器F可以是可分离C₃和C₄烃的任何分离器，但这里将它假定为C₃-C₄蒸馏分离机。由丙烷和丙烯组成的塔顶流通过管线206导出分离器F，接着进入分离器A，正象上面所讨论的，分离器A是含有对烯烃比对烷烃吸附力强的吸附剂的吸附系统。进入该设备的丙烯被吸附剂吸附，丙烷则通过管线208离开分离器A，并用作燃料或用于其它目的。解吸后，丙烯经管线210离开分离器A。

由C₄烃和烷基化产物组成的重产物流通过管线212离开分离器F进入分离器G。分离器G可以是能分离进入该设备原料流各组分的任一种或任一系列分离器。为讨论起见，分离器G被段设为脱丁烷蒸馏设备。较低混点的异丁烷和如果存在的异丁烯和1-丁烯一起通过管线214离开分离器G。然后通过打开阀216和关闭阀218而可将该流与在管线210中的流相混合，混合后的流可经再循环管线(未画出)再循环回烷基化设备D中。或者，可关闭阀216而要开阀218，该流可通过管线220进行进一步处理，或者它可和在管线210的流各自再循环回烷基化设备D中。

主要由2-丁烯和正丁烷组成的中馏分通过管线222离开分离器G。在图3所示的实施方案中，该流并入管线206的流中，混合流进入分离器A。2-丁烯和丙烯在分离器A中被吸附剂吸附，正丁烷和不被吸附的丙烷一起流出分离器A，通过管线208送作炼油厂燃料或进行进一步处理。2-丁烯和丙烯一起通过管线210离开分离器A并返回到烷基化设备D中。

高辛烷烷基化产物通过管线224离开分离器G并送去贮存或汽油调和。

图4所示的实施例方案是图3实施方案的一种变体。当在管线202的流含高百分比的正丁烷时，图4变体是很有用的。在图4的系统中，通过管线222离开分离器G的中间馏分流并不象图3实施方案那样与管线206的C₃流混合，而是进行单独处理。该流进入分离器H，H是包含将2-丁烯选择性地与正丁烷分离的吸附剂的吸附容器。一般来说，在分离器H所用的吸附剂可以是和分离器A所用一样的上述吸附剂的任何一种。具体选择用在分离器H中的吸附剂可以和分离器A所用的吸附剂相同或不同。2-丁烯在分离器H中被吸附，主要由正丁烷组成的不吸附流通过管线226导出该设备。该流可通过关闭阀228而打开阀230而被送到产物存贮器中，这时该流通过管线232离开所述系统。但是在该实施方案的优选情况下，阀228被打开而阀230被关闭，富正丁烷流通过管线234进入异构化设备C。如上所述，在设备C中正丁烷被异构化成异丁烷，设备C产物通过管线236，并和在管线220中的异丁烷混合。混合流通过再循环管线(未画出)返回到烷基化设备D中。

在分离器H中吸附的2-丁烯被解吸后通过管线238而和在管线210中的丙烯流混合，混合流被重新循环回烷基化设备D中。

可以理解，利用常规设备来监测和自动调节所述系统中的气体流量从而使它以有效方式完全自动地连续运行也在本发明的范围内。

本发明的一项重要优点是它可以将来自烃裂解设备的轻烃馏分中的高价值烯烃和较低价值的烷烃相分离。可以理解，获得增强的选择性从而提高了来自裂解操作的烯的总回收率的系统对于改良的烷基化反应器利用率的前景和较高质量的烷基化产品的生产是极为有益的。

在该专利说明书中所述的份数、百分数和比率均是以体积计的。

尽管已按照具体实施方案描述了本发明，但这些实施只是本发明的例子，本发明还可有各种变化。例如，本发明方法可以以不同于附图所说明的仪器排列方式实施。本发明的范围只受限于所附的权利要求书。

Claims (26)

1.制备异丁烷和丙烯的烷基化物的方法，包括下列步骤：

a)将包括丙烯和丙烷的混合物用丙烯选择性吸附剂进行吸附处理，从而产生富丙烯部分和富丙烷部分；

b)将包括异丁烷和丙烷的混合物进行分离处理，处理方法选自蒸馏、使用异丁烷选择性吸附剂的吸附、使用异丁烷不可透过而丙烷可透过的膜分离，从而产生富异丁烷部分和富丙烷部分；和

c)将所述富丙烯部分和所述富异丁烷部分在引起异丁烷与丙烯的烷基化反应的条件下接触。

2.权利要求1的方法，其中包括异丁烷和丙烷的所述混合物是在步骤(a)中产生的富丙烷部分。

3.权利要求1的方法，其中包括丙烯和丙烷的所述混合物是在步骤(b)中产生的富丙烷部分。

4.权利要求2或3的方法，其中所述富异丁烷部分含有正丁烷，所述正丁烷在步骤(c)之前被异构化成异丁烷。

5.权利要求1的方法，其中步骤(a)的吸附方法选自变压吸附、变温吸附或两者的组合。

6.权利要求5的方法，其中所述吸附方法的吸附阶段在0℃-250℃温度实施。

7.权利要求5的方法，其中所述吸附方法的吸附阶段在50℃-250℃范围的温度实施。

8.权利要求1或7的方法，其中所述丙烯选择性吸附剂是氧化铝、沸石4A、沸石5A、沸石13X、Y型沸石或其组合。

9.权利要求8的方法，其中所述丙烯选择性吸附剂含有一可氧化金属离子。

10.权利要求9的方法，其中所述可氧化金属离子是亚铜离子。

11.权利要求10的方法，其中所述吸附步骤在100-250℃之间的温度下进行。

12.权利要求8的方法，其中所述吸附剂是沸石4A。

13.权利要求12的方法，其中所述吸附剂含有钠离子以外的可交换的阳离子，但其含量水平不足以剥夺沸石4A吸附剂的特性。

14.权利要求8的方法，其中所述循环吸附方法是变温吸附，所述床在100-350℃范围的温度下再生。

15.权利要求1的方法，其中包括丙烯和丙烯的所述混合物和包括异丁烷和丙烷的所述混合物的至少一种是裂解的烃流。

16.权利要求15的方法，其中所述裂解烃流通过催化裂解或热裂解烃流而产生。

17.权利要求1的方法，其中所述富丙烯部分另外含有乙烯或正丁烷的至少一种。

18.权利要求12的方法，其中所述沸石4A含有铜离子，所述吸附方法的吸附阶段在125-200℃范围的温度下实施。

19.权利要求2的方法，其中来自步骤(c)的未反应的丙烯和异丁烷被再循环到正在步骤(a)中处理的混合物中。

20.权利要求3的方法，其中来自步骤(c)的未反应的丙烯和异丁烷被再循环到正在步骤(b)中处理的混合物中。

21.权利要求20的方法，其中含烷基化物、未应的异丁烷和未反应的丙烯的来自步骤(c)的流出物被再循环到正在步骤(b)中处理的混合物中。

22.权利要求21的方法，其中烷基化物构成了富异丁烷部分的一部分并通过蒸馏从中分离。

23.权利要求3或22的方法，其中所述富异丁烷部分另外包含正丁烷，而正丁烷通过蒸馏从中分离。

24.权利要求23的方法，其中所分离的正丁烷被异构化成异丁烷并经过步骤(c)的烷基化步骤处理。

25.权利要求1的方法，其中步骤(b)的分离方法是选自变压吸附、变温吸附及其组合的吸附方法，所述异丁烷选择性吸附剂是脱铝酸盐Y型沸石。

26.权利要求25的方法，其中所述吸附方法是变压吸附，所述吸附剂选自脱铝酸盐Y型沸石、硅质岩、微孔硅石及其混合物。

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