CN115504851A - 用于从异构化流出物料流中的正链烷烃去除烯烃的方法 - Google Patents

用于从异构化流出物料流中的正链烷烃去除烯烃的方法 Download PDF

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Abstract

用于产生正链烷烃的有利异构化条件会产生烯烃。通过吸附将正链烷烃与非正链烷烃分离的方法对烯烃浓度有限制，因此必须去除烯烃。我们提出从再循环至吸附分离过程的异构化流出物料流中去除烯烃。

Description

用于从异构化流出物料流中的正链烷烃去除烯烃的方法
技术领域
该领域是用于增加进料料流中正链烃浓度的方法。
背景技术
乙烯和丙烯是用于生产其他有用材料(诸如聚乙烯和聚丙烯)的重要化学物质。聚乙烯和聚丙烯是当今使用的两种最常见的塑料，并且具有广泛的用途。乙烯和丙烯的用途包括生产氯乙烯、环氧乙烷、乙苯和醇。
在塑料和石油化学品诸如聚乙烯的生产中消耗的大量乙烯通过较高分子量烃的热裂化产生。蒸汽通常与进料料流混合到裂化炉中，以降低烃分压并提高烯烃产率，并减少裂化反应器中碳质材料的形成和沉积。因此，该方法通常被称为蒸汽裂化或热解。
蒸汽裂化反应器进料的组成影响产物分布。特定烃裂化的倾向大于其他烃。烃裂化成丙烯的趋势通常按以下顺序排列：正链烷烃；异链烷烃；烯烃；环烷烃；和芳烃。苯和其他芳烃特别耐蒸汽裂化，不适合作为裂化进料原料，只有烷基侧链被裂化以产生所需产物。
蒸汽裂化单元的进料通常也是根据烃的类型和碳数而变化的烃的混合物。这种变化使得难以通过分馏从进料料流中分离不太期望的进料组分，诸如环烷烃和芳烃。正链烷烃和非正链烷烃可通过吸附方法分离。增加料流中正链烷烃的浓度可提高到蒸汽裂化单元的原料量。
蒸汽裂化器的常见进料包括富含C5-C6烃的轻质石脑油和包含C3-C4烃的LPG。轻质石脑油料流通常含有正链烷烃、异链烷烃、环烷烃和芳烃的混合物。通常不可能获得富含正链烷烃的轻质石脑油料流。类似地，LPG料流通常含有正丁烷、异丁烷和丙烷的混合物，但通常不可能获得富含正丁烷的料流。
提高轻质石脑油中正链烷烃浓度的一种方法是首先将石脑油分离成富含正链烷烃的料流和富含非正链烷烃的料流，随后在异构化单元中在催化剂存在下将大量的非正链烷烃料流转化为正链烷烃。我们已经报道了在适当条件下，歧化反应和裂化反应可伴随异构化反应，这可增加正链烷烃的产量。
将轻质石脑油中的异链烷烃分离并转化为正链烷烃的有效方法将通过提高高价值乙烯和丙烯的产率来显著提高蒸汽裂化操作的盈利能力。
发明内容
我们已经发现，有利的异构化条件可生产烯烃。通过吸附将正链烷烃与非正链烷烃分离的方法对烯烃浓度有限制，因此必须去除烯烃。我们提出从再循环至吸附分离过程的异构化流出物料流中去除烯烃。
根据本公开的以下详细描述，本公开的其他细节和实施方案将变得显而易见。
附图说明
图1为本公开的转化单元的示意图；
图2是图1的另选转化单元的示意图；
图3是图1的另选转化单元的示意图；
图4是图4的另一个另选转化单元的示意图；
图5是图1的又一个另选转化单元的示意图；并且
图6是图1的甚至又一个另选转化单元的示意图。
具体实施方式
本公开致力于从包含C4-C7链烷烃的轻质石脑油料流中分离正链烷烃作为理想的蒸汽裂化器进料。该方法采用正链烷烃与非正链烃的分离，以从轻质石脑油料流中提取正链烷烃，并且可将正链烷烃输送到蒸汽裂化单元。此外，非正链烃被转化为正链烷烃并且还可被输送到蒸汽裂化单元。来自异构化的混合C4+链烷烃可再循环回正链-非正链分离，以分离并提供正链烷烃。
为了增加石脑油料流中正链烷烃的浓度，我们已发现高温有利于正链烷烃的平衡。与低氢气分压结合以避免氢气再循环，高温可在异构化流出物料流中产生痕量烯烃。可将来自异构化流出物料流的再循环料流再循环到吸附分离单元，该吸附分离单元对烯烃的限值为150的溴指数，相当于不超过0.09重量％的烯烃。从再循环至吸附分离过程的异构化流出物料流中去除烯烃。
术语“Cx”应理解为是指具有由下标“x”表示的碳原子数的分子。类似地，术语“Cx-”是指含有小于或等于x、并且优选地x和更少个的碳原子的分子。术语“Cx+”是指具有大于或等于x、并且优选地x和更多个碳原子的分子。
在图1的方法和设备2中，管线10中的石脑油进料料流优选地是加氢处理的轻质石脑油料流，其主要包含T90为约40℃至约90℃的C4至C7烃。获取终点是为了尽量减少进料中多于6个碳原子的烃的存在。合适地，不超过约30重量％的C7+烃，优选地不超过约20重量％的C7+烃，以及更优选地不超过约10重量％的C7+烃可存在于轻质石脑油进料料流中。石脑油进料料流可包括正链烷烃、异链烷烃、环烷烃和芳烃。
正链烷烃在蒸汽裂化单元中产生更多的轻质烯烃。因此，期望增加进料料流10中正链烷烃的浓度。该方法中的第一步是将石脑油进料料流分离成富含正链烷烃的料流和富含非正链烷烃的料流的步骤。正链分子被定义为指直链分子，诸如正丁烷、正己烷和正戊烷。这种分离的最有效方法利用吸附。在一个方面，吸附剂分离单元12用于将正链烷烃与非正链烷烃分离。
如本文所用，术语“富组分料流”或“组分料流”是指从容器出来的料流具有比到容器的进料大的组分浓度。如本文所用，术语“贫组分流”是指从容器出来的贫流具有比到容器的进料小的组分浓度。
石脑油进料料流在进料管线10中被递送到该过程，并被传递到吸附剂分离单元12。进料管线10中的进料料流被传递穿过吸附剂分离单元12中的阀101，该阀将进料递送到吸附剂容器46中的适当床。
进料管线10中的进料料流被分离成正链烷烃料流和非正链烷烃料流。石脑油混合物的正链烷烃选择性地进入或吸留到吸附剂组分的多孔结构中，但支链或环状非正链烷烃通常不进入孔中。非正链烷烃作为提余物料流离开该过程。在一个方面，正链烷烃进入或吸留到吸附剂组分的多孔结构中，而非正链烷烃通常不进入孔中。
为了提供用于从非正链烷烃中分离正链烷烃的有用方法，必须解吸吸留的正链烷烃。在所公开的方法中，正壬烷或正癸烷或甚至更重的正链烷烃可适当地用作解吸剂，以解吸提取物-解吸剂料流中的正链烷烃。
吸附剂容器中使用的吸附剂优选地包括具有约5埃的相对均匀孔径的铝硅酸盐分子筛。优选的吸附剂由美国伊利诺伊州德斯普兰斯市(Des Plaines，Illinois)的UOP LLC生产和销售的市售5A型分子筛提供。
吸附剂容器46可包括一系列垂直隔开的独立床，这些床通过一个床的底部和其上游相邻床的顶部之间的管道115相互连接。阀101可包括歧管装置或旋转阀，用于在下游方向上推进相应料流的入口和出口的点。吸附剂容器46以向下流动模式操作，尽管向上流动可能是合适的。为简单起见，吸附剂容器46被示出为具有四个主要区域I-IV，但是当考虑不同的冲洗方案时，这些区域可被进一步细分。整个方法可具有在四个主要区域I-IV之间划分的其他数量的床，诸如八个、十二个或二十四个床。
进料料流通过进料管线10引入通过阀101，该阀被定位成将进料料流通过管线47送到区域I和II之间的吸附剂容器46中。提取物在区域II和III之间离开到管线33中，在提取物管线20中通过阀101输送到提取物分馏塔34，以从提取物中分离出解吸剂。解吸剂通过解吸剂管线45引入通过阀101，该阀被定位成将解吸剂通过解吸剂管线17送到区域III和IV之间的过程中。提余物在区域IV和I之间离开并通过提余物管线21、通过阀101并通过管线23到提余物分馏塔24。
通过周期性地向下游推进进料料流和解吸剂料流的引入点，同时向下游同等地推进提余物料流和提取物料流的离开点，实现模拟逆流流动。区域I被定义为在进料料流入口和提余物出口之间界定的区域；区域II被定义为在提取物料流出口和解吸剂入口之间界定的区域；区域III被定义为在解吸剂入口和提取物出口之间界定的区域；并且区域IV被定义为在提余物料流出口和解吸剂料流入口之间界定的区域。典型的液相操作是优选的，例如，温度为约50℃至约300℃，更特别地不超过约260℃，并且压力为略高于大气压至约30个大气压。
特征在于包含较少吸附在吸附剂容器46中的分子的提余物离开吸附剂容器46到提余物管线21中并通过阀101，然后通过管线23进入提余物分馏塔24。由于期望获得正链烷烃产物，因此操作提余物分馏塔24以分离两种馏分，富含非正链烷烃(在一个实施方案中，富含C7-非正链烷烃)的提余物塔顶料流和富含正链烷烃解吸剂(在一个实施方案中，富含C9+正链烷烃)的解吸剂塔底料流。提余物塔顶料流离开提余物分馏塔24到塔顶管线28中，在冷却器29中冷凝并进料到分离器30。将冷凝的提余物塔顶料流的一部分作为回流通过回流管线31再循环到提余物分馏塔24，并且冷凝的提余物塔顶料流的剩余部分通过净提余物塔顶管线32离开。净提余物塔顶料流富含C7-非正链烷烃，其可作为富含非正链烷烃的料流输送到异构化单元60。另选地，塔顶管线28中的净提余物塔顶料流可在管线31中完全冷凝并完全回流，并且富含非正链烷烃的料流可从提余物塔24的侧馏分中获取。
术语“塔”意指用于分离不同挥发性物质的一种或多种组分的一个或多个蒸馏塔。除非另外指明，否则每个塔包括在塔的塔顶上的用于冷凝一部分塔顶料流并使其回流回塔的顶部的冷凝器，以及在塔的塔底处的用于汽化一部分塔底料流并将其送回塔的塔底的再沸器。可以预热塔的进料。顶部压力是塔的蒸气出口处塔顶蒸气的压力。底部温度是液体塔底出口温度。除非另外指明，否则塔顶管线和塔底管线是指从任何回流或再沸取出物的塔下游到塔的净管线。汽提塔可省略塔的塔底处的再沸器，并且相反提供对液化的惰性介质(诸如蒸汽)的加热要求和分离动力。
如本文所用，术语“分离器”意指这样的容器，其具有一个入口和至少一个塔顶蒸气出口和一个塔底液体出口，并且还可具有来自储槽(boot)的含水料流出口。闪蒸罐是可与可在较高的压力处操作的分离器下游连通的一种类型的分离器。术语“连通”是指在列举的部件之间可操作地允许流体流动，其可被表征为“流体连通”。术语“下游连通”意指在下游连通中流向主体的至少一部分流体可以从与其流体连通的对象可操作地流动。
提余物塔底料流离开提余物分馏塔24并通过塔底管线25，其中提余物塔底料流的一部分流过再沸器管线26、再沸器加热器49，并被加热返回到提余物分馏塔24。提余物塔底料流的剩余部分作为富含正链烷烃的料流，特别是富含C9+正链烷烃的料流，流过净塔底管线27。在管线27中包含提余物解吸剂料流的提余物塔底料流在与管线48中的提取物塔底料流汇合之后，可再循环到解吸剂管线45中的吸附剂容器46。提余物分馏塔24在约250℃至约290℃的塔底温度范围和约450kPa至约550kPa(表压)的塔顶压力下操作。
提取物包括更选择性地吸附在吸附剂容器46中的吸附剂上的分子。解吸剂从吸附剂容器46的解吸剂床III中的固体吸附剂置换出选择性吸附的正链烷烃。提取物和解吸剂离开到管线33中，并且阀101将管线33与管线20连接。从吸附剂容器离开的提取物和解吸剂到提取物管线33中通过阀101连接而在管线20中被引导至提取物分馏塔34。由于期望获得正链烷烃产物，因此操作提取物分馏塔34以分离两种馏分，富含正链烷烃(在一个实施方案中，富含C4-C7正链烷烃)的提取物塔顶料流和富含正链烷烃解吸剂(在一个实施方案中，富含C9+正链烷烃)的解吸剂塔底料流。提取物塔顶料流离开提取物分馏塔34到塔顶管线36中，在冷却器37中冷凝并进料到分离器38。将冷凝的提取物塔顶料流的一部分作为回流通过回流管线39再循环到提取物分馏塔34，并且冷凝的提取物塔顶料流的剩余部分通过净提取物塔顶管线40取出。提取物塔顶料流富含C4-C7正链烷烃，其可被回收，或被视为蒸汽裂化器进料并在管线40中进料到蒸汽裂化器单元150。
提取物塔底料流离开提取物分馏塔34并通过塔底管线42，其中提取物塔底料流的一部分流过再沸器管线44、再沸器加热器43，并被加热返回到提取物分馏塔34。提取物塔底料流的剩余部分作为富含正链烷烃的料流，特别是富含C9+正链烷烃的料流，流过管线48。包含提取物解吸剂料流的管线48中的提取物塔底料流可与管线27中的包含提余物解吸剂料流的提余物塔底料流汇合。两者均可在解吸剂管线45中通过阀101再循环到解吸剂管线17中的吸附剂容器46。提取物分馏塔34在约225℃至约275℃的塔底温度范围和约250kPa至约350kPa(表压)的塔顶压力下操作。
可使富含非正链烷烃的料流，特别是富含C4至C7非正链烷烃的料流异构化以将C4至C7正链烷烃的浓度提高至平衡水平，这些富含非正链烷烃的料流可在净提余物塔顶管线32中的净提余物塔顶料流中获取。在一个实施方案中，富含非正链烷烃的料流可通过脱丁烷塔(未示出)分馏到被视为异构化进料料流的C4料流中，在这种情况下，C5-C7非正链烷烃中的一些或全部可被视为额外的异构化料流，其在额外的异构化反应器中单独异构化以提高正链烷烃浓度。在另一个实施方案中，富含非正链烷烃的料流可通过脱戊烷塔分馏到被视为异构化进料料流的C4-C5料流中，在这种情况下，C6-C7非正链烷烃中的一些或全部可被视为额外的异构化料流，其在额外的异构化反应器中单独异构化以提高正链烷烃浓度。在另一个实施方案中，富含非正链烷烃的料流可在提余物分离塔中分馏到被视为异构化进料料流的C4-C6料流中，或者分离在第一异构化单元中异构化的C4料流和在较高异构化单元中异构化的C5-C6料流。在此类实施方案中，可采用提余物分离塔去除C6环状烃诸如环己烷、甲基环戊烷和苯以及在净分离塔底料流中的C7非正链烷烃，该净分离塔底料流可被带到重整单元以生产芳烃或被送到蒸汽裂化器150。在另外的实施方案中，特别富含C4-C7非正链烷烃的整个富含非正链烷烃的料流可被视为异构化进料料流。
我们已经发现，可通过提高异构化温度来增加异构化单元60中非正链烃向正链烷烃的转化率。具体地，通过提高歧化反应发生的温度，导致有价值的丙烷和丁烷的量增加，并且使进料中异链烷烃转化为正链烷烃的单程转化率增加。来自歧化反应的产物经历异构化反应，导致正链烷烃的产率增加。此外，通过异构化单元60中的加氢裂化反应实现了富含非正链烷烃的料流中C2至C4正链烷烃的额外转化。我们惊奇地发现，在更苛刻的条件下进料到异构化单元60的环烷烃和芳烃不会显著抑制歧化反应，并且会发生开环并转化为正链烷烃。因此，图1将描绘这样的实施方案，其中富含C4-C7非正链烷烃的富含非正链烷烃料流从净提余物塔顶管线32中的净提余物塔顶料流中作为异构化进料料流获取，而在提余物塔24(分离器30除外)和异构化单元60之间没有任何中间分离。异构化单元60可与吸附单元12下游连通。
净提余物塔顶管线32中的富含非正链烷烃的料流可任选地与新鲜异丁烷管线62中的新鲜异丁烷料流和氢气管线64中的氢气料流合并，以在异构化进料管线66中提供异构化进料料流。
在异构化单元60中，在由氢气管线64提供的氢气和异构化催化剂的存在下，异链烷烃和非正链烃被转化以增加以下正链烷烃的浓度：乙烷、丙烷、正丁烷、正戊烷和正己烷。四种反应促进了由异链烷烃产生正链烷烃：歧化反应，芳烃(通过初步饱和)和环状烃的开环，异链烷烃的反向异构化，以及链烷烃的加氢裂化反应。
由于异构化反应器67-69中的较高温度，异戊烷和/或异己烷通过歧化反应的转化率显著增加。据信，链烷烃歧化反应通过结合两种异链烷烃，然后裂解成一种较轻的烃和一种较重的烃而发生。例如，在存在氢气的情况下，两种异戊烷可结合并形成异丁烷和异己烷。异丁烷可通过歧化进一步反应以形成丙烷和异戊烷。产生的异丁烷的一部分也可通过异构化单元中的异构化反应转化为正丁烷。正丙烷和正丁烷通过歧化反应和异构化反应产生，同时低价值的不期望的甲烷作为裂化产物少量产生。因此，第一异构化单元60中的正链烷烃的总产率增加。
在异构化单元60中，异戊烷和/或异己烷发生加氢裂化以产生甲烷、乙烷、丙烷和异丁烷。异丁烷可通过歧化反应和/或异构化反应进一步反应以进一步产生正链烷烃。
异构化单元60中的异构化催化剂可包括氯化氧化铝、硫酸化氧化锆、钨酸化氧化锆或含沸石的异构化催化剂。异构化催化剂可以是无定形的，例如，基于无定形氧化铝或沸石。沸石催化剂通常仍含有无定形粘合剂。催化剂可包含如在US 5,036,035和EP 0666109A1中所述的硫酸化氧化锆和铂或如在US 5,705,730和US 6,214,764中所述的氯化氧化铝上的铂族金属。另一种合适的催化剂描述于US 5,922,639中。US 6,818,589公开了一种催化剂，该催化剂包含IVB族(IUPAC4)金属的氧化物或氢氧化物(优选氧化锆或氢氧化锆)的钨酸化载体、为镧系元素和/或钇组分的至少第一组分和为铂族金属组分的至少第二组分。非氯化催化剂(诸如硫酸化氧化锆催化剂)的优点是不存在氯化物，从而省略了对来自异构化单元60的流出物料流的进一步处理。如果氯化氧化铝催化剂用作异构化催化剂，则管线63中的氯化剂将被加入异构化进料料流66中。
异构化单元60中的异构化过程条件包括在约160℃至约250℃范围内的升高的平均反应器温度。反应器操作压力通常在约689kPa(100psig)至约3.8MPa(550psig)(表压)的范围内。基于质量进料速率和催化剂重量，重时空速(WHSV)在约1hr-1至约6hr-1的范围内。氢气与异构化单元的异构化进料料流混合或留在该异构化进料料流中，以优选地提供异构化流出物料流中的约0.05至约1的氢气与烃的摩尔比，因此仅提供足够的氢气来促进异构化，但无需氢气再循环料流和相关的再循环压缩机。氢气可完全从过程外部供应，或者在替代实施方案中，由从异构化反应器流出物料流中分离后再循环到进料中的氢气补充。
异丁烷、异戊烷和异己烷的转化率可能都高于平衡。异丁烷转化率、异戊烷转化率或异己烷转化率在异构化单元60中可为至少20％。
可在固定床系统、移动床系统、流化床系统中或在分批式操作中使用异构化催化剂来实现异构化单元60内的接触。可使反应物以向上、向下或径流方式与异构化催化剂颗粒的床接触。当与异构化催化剂颗粒接触时，反应物可处于液相、混合液-气相或气相，其中混合相或气相是优选的。异构化单元60可在单个反应器67中或在两个或更多个单独的异构化反应器67、68和69中，这些异构化反应器间具有合适的装置用来确保在每个反应器的入口处保持期望的异构化温度。异构化反应器67-69可与吸附剂容器46下游连通。
异构化单元60中的反应在反应器中产生放热，因此异构化流出物料流必须在反应器之间冷却。例如，来自第一异构化反应器67的第一异构物料流可与异构化进料管线66中的异构化进料料流进行热交换，以冷却第一异构物料流并加热该异构化进料料流。此外，来自第二异构化反应器68的第二异构物料流可在与第一异构物蒸汽进行热交换的上游与异构化进料料流进行热交换，以冷却第二异构物料流并加热该异构化进料料流。另外，来自第三异构化反应器69的第三异构物料流可在与第二异构物料流进行热交换的上游与管线66中异构化进料中的异构化进料料流进行热交换，以冷却第三异构物料流并加热该异构化进料料流。由于加氢裂化反应伴随着极强放热的加氢反应，因此二至五个连续的异构化反应器能够改善对各个反应器温度和部分催化剂更换的控制，而不需要过程关停。相对于管线66中的异构化进料料流，包含增加的正链烷烃浓度的异构化流出物料流在异构化流出物管线65中离开异构化单元60中的最后一个异构化反应器69。
我们已发现，较高温度和低氢分压的有利异构化反应条件可在异构化流出物料流中产生痕量烯烃。因此，我们提出在将烯烃再循环到吸附分离单元12之前从异构化流出物料流中去除烯烃。在一个实施方案中，异构化流出物料流中的烯烃可以是饱和的。
为此，可在异构化单元60中的最后一个异构化反应器69中提供饱和催化剂的床反应器80，以使在异构化单元60中产生的烯烃饱和。饱和催化剂的床反应器80可位于一系列异构化反应器67-69中的最后一个异构化反应器69的出口处，以确保异构化单元60的异构化反应器中产生的所有烯烃都是饱和的。在图1中，饱和催化剂在一系列异构化反应器67-69中的最后一个异构化反应器69的下游端82中的床反应器80中。床反应器80与异构化反应器67-69和最后一个异构化反应器69中的最后一个异构化催化剂床85下游连通。
用于催化剂床反应器80的合适的饱和催化剂可包括任何已知的常规饱和催化剂。饱和催化剂可包含在高表面积载体材料(诸如氧化铝)上的至少一种VIII族金属(包括铁、钴和镍、或钴和/或镍)以及任选地至少一种VI族金属(包括钼和钨)。其他合适的饱和催化剂可包括贵金属催化剂，其中该贵金属选自钯和铂。在一个示例性实施方案中，VIII族金属或贵金属可以约2重量％至约20重量％，或约4重量％至约12重量％的量存在。在另一个示例性实施方案中，VI族金属可以约1重量％至约25重量％，或约2重量％至约25重量％的量存在。
饱和催化剂的床反应器80中的饱和可有利地在存在于最后一个异构化反应器69的下游端82中的异构化条件下进行。在图1的实施方案中，饱和催化剂床反应器80在最后一个异构化反应器69的上游和出口83处。平均反应器温度在约160℃至约250℃的范围内。反应器操作压力通常在约689kPa(100psig)至约3.8MPa(550psig)(表压)的范围内。基于质量进料速率和饱和催化剂重量，重时空速(WHSV)可在约40hr-1至约50hr-1的范围内。以约0.05至约1的氢气与烃的摩尔比留在异构化流出物料流中的氢气足以促进异构化流出物料流中烯烃的饱和。
在异构化流出物管线65中输送饱和的异构化流出物料流以与异构化进料管线66中的异构化进料料流进行热交换，然后与再循环管线79中的再循环料流进行热交换并进料到脱丙烷塔70。脱丙烷塔70将管线65中的饱和异构化流出物料流在单个分馏塔中分离成包含丙烷的脱丙烷塔顶料流和包含C4+链烷烃的脱丙烷塔底料流。脱丙烷塔顶料流离开脱丙烷塔70到脱丙烷塔顶管线72中，在冷却器中冷凝并传递进入分离器74中。将冷凝的脱丙烷塔顶料流的一部分作为回流通过回流管线再循环到脱丙烷塔70，并且冷凝的脱丙烷塔顶料流的剩余部分离开到净脱丙烷塔顶管线76中作为丙烷料流。管线76中的丙烷料流可能在从丙烷中分离出较轻组分之后可作为进料加入蒸汽裂化器150或链烷烃脱氢过程(未示出)。包含C2烃和轻质气体的脱丙烷废气料流在脱丙烷塔废气管线73中从分离器塔顶获取。如果氯化物异构化催化剂在异构化单元60中并被传递到燃料气体处理或被送至进一步处理以进一步回收可用作蒸汽裂化单元150的蒸汽裂化进料的氢气和/或乙烷，则废气塔顶管线73中的脱丙烷废气可被洗涤(未示出)以去除氯。
脱丙烷塔底料流离开脱丙烷塔70并通过塔底管线78，来自该塔底管线的脱丙烷塔底料流的一部分流过再沸器管线77、再沸器加热器，并被返回到脱丙烷塔70。脱丙烷塔底料流的剩余部分流过富含C4-C7正链烷烃和异链烷烃、贫烯烃或不含烯烃的再循环管线79，通过与管线65中的脱丙烷进料料流进行热交换来冷却，并且再循环到进料管线10和吸附分离单元12，用于将正链烷烃与非正链烷烃分离。C4-C7烃料流可被表征为C4+烃料流。在一个实施方案中，将整个C4-C7链烷烃料流再循环到吸附分离单元12。脱丙烷塔70在约90℃至约150℃的塔底温度范围以及约1.3MPa至约2.7MPa和优选地约1.7MPa至约2.5MPa的塔顶压力范围内操作。再循环管线79可与饱和床反应器80下游连通。此外，吸附剂容器46可与再循环管线79下游连通。
在一个实施方案中，净脱丙烷塔顶管线76中的丙烷料流可被传递到脱乙烷塔110，以在丙烷料流被进料到蒸汽裂化器150或被进料到单独的丙烷脱氢单元以产生丙烯之前从丙烷料流中去除较轻的材料。脱乙烷塔110将管线76中的丙烷料流分离成包含乙烷和较轻材料的脱乙烷塔顶料流和包含C3链烷烃的脱乙烷的丙烷塔底料流。
脱乙烷塔顶料流离开脱乙烷塔110到脱乙烷塔顶管线112中，在冷却器中冷凝并传递进入分离器114中。将冷凝的脱乙烷塔顶料流再循环到脱乙烷塔110，作为回流通过回流管线。净气态脱乙烷塔顶料流离开到净脱乙烷塔顶管线113中作为乙烷料流。脱乙烷塔顶管线113中的乙烷料流可与脱丙烷废气管线73中的包含C2烃和轻质气体的脱丙烷废气料流汇合，以在乙烷管线120中提供混合乙烷料流。管线120中的混合乙烷料流可作为进料加入蒸汽裂化器150中保持原样或进一步脱甲烷(未示出)，以分离出更纯的乙烷料流用于进料到蒸汽裂化器中，同时脱甲烷的塔顶料流可被传递到燃料气体处理或被送至进一步处理以进一步回收氢气。如果氯化物异构化催化剂在异构化单元60中，则乙烷管线120中的混合乙烷料流还可被洗涤(未示出)以去除氯。
脱乙烷的丙烷料流离开脱乙烷塔110并通过塔底管线118，来自该塔底管线的脱乙烷的丙烷料流的一部分流过再沸器管线117、再沸器加热器，并被返回到脱乙烷塔110。脱乙烷的丙烷料流的剩余部分流过净脱乙烷塔底管线119。净脱乙烷塔底管线119中的净脱乙烷的丙烷料流可被进料到料流裂化器150，可能在管线40中。脱乙烷塔110在约100℃至约130℃的塔底温度范围和约1.5MPa至约3MPa(表压)的塔顶压力范围内操作。
图2描绘了图1的替代方法和设备2^，其采用提余物分离塔来分离C4料流与C5+料流，以分别异构化这些料流。具有与图1中相同构型的图2中的元件将具有与图1中相同的附图标号。图2中具有与图1中的对应元件不同构型的元件将具有相同的附图标号，但用脱字符号(^)指明。图2的实施方案的配置和操作与图1中所述的相似，但有以下例外。
在图2的实施方案中，该方法可在吸附剂分离容器46下游安装提余物分离塔50，以将管线32中包含非正链烷烃的净提余物塔顶料流分离成异丁烷料流和异戊烷料流。异戊烷料流也可富含异己烷并且是异己烷料流。异戊烷和/或异己烷料流可被表征为高级异烷烃料流。在管线32中包含非正链烷烃的净提余物塔顶料流也可在提余物分离塔50中被分离成C6环状烃和C7烃料流。由于管线32中的非正链烷烃含有很少正常沸点为69℃的正己烷，因为正己烷在吸附分离容器46中已被去除，所以简化了C6环状烃与异链烷烃的分离。最轻的C6环状烃是正常沸点为72℃的甲基环戊烷，而异C6链烷烃通常在50℃-64℃下沸腾。因此，分离步骤的正确顺序避免了正己烷和甲基环戊烷之间的分离困难，这种分离在资本上和操作上是密集的，并导致大量正己烷的损失，而正己烷是有价值的蒸汽裂化器进料。
从管线32中的非正链烷烃料流分离的净提余物分离塔顶管线56中的提余物分离塔顶料流富含异丁烷，并且可被称为异丁烷料流。异丁烷料流离开提余物分离塔50的塔顶到提余物分离塔顶管线52中，通过冷却器53传递并进入分离器54中。将提余物分离塔顶料流的一部分作为回流通过回流管线再循环到提余物分离塔50，并且提余物分离塔顶料流的剩余部分离开到净提余物分离塔顶管线56中。提余物分离塔顶料流富含异丁烷。净提余物分离塔顶管线56中的获取自管线32中的非正链烷烃料流的异丁烷料流可与管线62中的新鲜异丁烷料流和第一氢气管线64中的氢气混合，并作为管线66^中的第一异构化进料料流加入第一异构化单元60^以提高其正丁烷浓度。第一异构化单元60^的操作基本上如针对图1的异构化单元60所解释，并且产生在饱和反应器80中饱和的丁烷异构物料流，以提供管线65^中的饱和丁烷异构化流出物料流。
在中间管线58中获取的提余物分离塔侧料流可富含异戊烷并且可被称为异戊烷料流。在中间管线58中获取的提余物分离塔侧料流也可富含异己烷并且被称为异己烷料流。提余物分离塔侧料流可被称为高级异烷烃料流，因为它富含异戊烷和/或异己烷。包含高级异烷烃的提余物分离塔侧料流离开提余物分离塔50的侧面51到中间管线58中。来自净提余物塔顶管线32中的非正链烷烃料流的高级异烷烃料流可从提余物分离塔50的侧面51到中间管线中获取，并作为第二高级异烷烃异构化进料料流进料到第二较高异构化单元90中，以增加其正烷烃浓度。特别地，较高异构化单元90增加了正戊烷和/或正己烷的浓度。
提余物分离塔底料流离开提余物分离塔50并通过塔底管线55，来自该塔底管线的提余物分离塔底料流的一部分流过再沸器管线59、再沸器加热器57，并被返回到提余物分离塔50。提余物分离塔底料流的剩余部分作为富含C6环状烃和苯(特别是富含甲基环戊烷)的环状烃料流，流过净分离塔底管线61。净分离塔底管线61中的环状链烷烃料流可被带至重整单元以生产芳烃或被送至蒸汽裂化单元150。可将由蒸汽裂化或重整环状链烷烃料流产生的任何C4烃再循环到吸附分离单元12。提余物分离塔50在约124℃至约154℃的塔底温度范围和约0kPa至约138kPa(表压)的塔顶压力范围内操作。设想提余物分离塔50可仅提供两种料流：包含丁烷的被进料到丁烷异构化单元60的塔顶料流和包含包括环状烃的C5+烃的被进料到较高异构化单元90的塔底料流。
中间提余物分离管线58中的富含非正链、非环状链烷烃的料流可与较高氢气管线92中的氢气料流合并，并通过与反应器流出物进行热交换而被加热，并在管线94中以较高异构化进料料流被进料至较高异构化单元90。在较高异构化单元90中，异戊烷和/或异己烷在由较高氢气管线92提供的氢气和较高异构化催化剂的存在下被转化以增加以下正链烷烃的浓度：乙烷、丙烷、正丁烷、正戊烷和正己烷。三种反应促进了由异链烷烃产生正链烷烃：歧化反应，芳烃(需要初步饱和)和环状烃的开环，异链烷烃的反向异构化，以及链烷烃的加氢裂化反应。
一些链烷烃的裂化可在较高异构化单元90中发生以产生C4-链烷烃。此外，异戊烷和/或异己烷的转化通过歧化反应显著增加，因为中间提余物分离管线58中的富含非正链、非环状链烷烃的料流被传递到C6环状烃贫乏的较高异构化单元90中。据信，链烷烃歧化反应通过结合两种异链烷烃，然后裂解成一种较轻的烃和一种较重的烃而发生。例如，在存在氢气的情况下，两种异戊烷可结合并形成异丁烷和异己烷。异丁烷可通过歧化进一步反应以形成丙烷和异戊烷。产生的异丁烷的一部分也通过异构化单元中的异构化反应转化为正丁烷。正丙烷和正丁烷通过歧化反应和异构化反应产生，同时低价值的不期望的甲烷作为裂化产物少量产生。因此，较高异构化单元90中的正链烷烃的总产率增加。
在较高异构化单元90中，异戊烷和/或异己烷发生加氢裂化以产生甲烷、乙烷、丙烷和异丁烷。异丁烷可通过歧化反应和/或异构化反应进一步反应以进一步产生正链烷烃。
较高异构化单元90中的较高异构化催化剂可包括氯化氧化铝、硫酸化氧化锆、钨酸化氧化锆或含沸石的异构化催化剂。较高异构化催化剂可以是无定形的，例如，基于无定形氧化铝或沸石。沸石催化剂通常仍含有无定形粘合剂。催化剂可包含如在US 5,036,035和EP 0666109 A1中所述的硫酸化氧化锆和铂或如在US 5,705,730和US 6,214,764中所述的氯化氧化铝上的铂族金属。另一种合适的催化剂描述于US 5,922,639中。US 6,818,589公开了一种催化剂，该催化剂包含IVB族(IUPAC4)金属的氧化物或氢氧化物(优选氧化锆或氢氧化锆)的钨酸化载体、为镧系元素和/或钇组分的至少第一组分和为铂族金属组分的至少第二组分。非氯化催化剂(诸如硫酸化氧化锆催化剂)的优点是不存在氯化物，从而省略了对来自异构化单元90的流出物料流的进一步处理。如果氯化氧化铝催化剂用作异构化催化剂，则管线93中的氯化剂可被加入管线94中的较高异构化进料料流。
较高异构化单元90中的较高异构化过程条件包括通常在约40℃至约250℃范围内的平均反应器温度。反应器操作压力通常在约100kPa至约10MPa(绝对压力)的范围内。液时空速(LHSV)在每小时每体积催化剂约0.2体积至约25体积的烃进料范围内。氢气与较高异构化单元的较高异构化进料混合或留在该较高异构化进料中，以提供约0.01至20的氢气与烃进料的摩尔比。氢气可完全从过程外部供应，或者由从较高异构化反应器流出物中分离后再循环到进料中的氢气补充。
可在固定床系统、移动床系统、流化床系统中或在分批式操作中使用较高异构化催化剂来实现较高异构化单元90内的接触。可使反应物以向上、向下或径流方式与较高异构化催化剂颗粒的床接触。当与较高异构化催化剂颗粒接触时，反应物可处于液相、混合液-气相或气相，其中混合相或气相是优选的。较高异构化单元90可在单个反应器96中或在两个或更多个单独的较高异构化反应器96和98中，这些较高异构化反应器间具有合适的装置用来确保在每个反应器的入口处保持期望的异构化温度。
较高异构化单元90中的反应在反应器中产生放热，因此较高异构化流出物料流必须在反应器之间冷却。例如，来自第一异构化反应器96的第一较高异构物料流可与较高异构化进料管线94中的较高异构化进料料流进行热交换，以冷却较高异构物并加热较高异构化进料料流，该较高异构化进料料流包含与氢气混合的富含非正链、非环状链烷烃的料流。此外，来自第二较高异构化反应器98的第二较高异构物料流可在与第一较高异构物蒸汽进行热交换的上游与较高异构化进料料流进行热交换，以冷却该较高异构物料流并加热该较高异构化进料料流，该较高异构化进料料流包含与氢气混合的富含非正链、非环状链烷烃的料流。由于加氢裂化反应伴随着极强放热的加氢反应，因此二至五个连续的较高异构化反应器能够改善对各个反应器温度和部分催化剂更换的控制，而不需要过程关停。包含增加的正链烷烃浓度的较高异构化流出物料流离开较高异构化单元90中的最后一个较高异构化反应器98到较高异构化流出物管线95中。
我们已发现，在异构化过程中产生的烯烃集中在C4烯烃范围内。因此，由于在较高异构化单元90中产生较少的C4烯烃，因此管线95中的较高异构化流出物料流可加入到管线65^中的饱和丁烷异构化流出物料流中，并一起进料到脱丙烷塔70中。图2的实施方案的操作和配置的其余部分如针对图1所述。
图3示出了方法和设备2′的实施方案，其利用与异构化单元60′下游连通的饱和反应器84以使烯烃饱和。具有与图1中相同构型的图3中的元件将具有与图1中相同的附图标号。具有与图1中的对应元件不同构型的图3中的元件将具有相同的附图标号，但用撇号(′)表示。图3的实施方案的配置和操作基本上与图1中所述的相似，但有以下例外。
在图3的替代实施方案中，方法和设备2′在最后一个异构化反应器69′的出口83′处安装了最后一个异构化反应器下游的饱和反应器80′。异构化反应器流出物管线81将包含痕量烯烃的异构化流出物输送到包括饱和催化剂床84的饱和反应器80′。在图3的实施方案中，饱和反应器与最后一个异构化反应器的出口83′下游连通。饱和反应器80′中的条件和催化剂如针对图1所述。在异构化流出物管线65′中输送饱和的异构化流出物料流以与异构化进料管线66中的异构化进料料流进行热交换，然后与再循环管线79中的再循环料流进行热交换并进料到脱丙烷塔70。图3中的方法的其余部分如关于图1所述。再循环管线79中的再循环料流不含烯烃并且将满足吸附分离单元12中的烯烃限制。再循环管线79可与饱和反应器80′下游连通。此外，吸附剂容器46可与再循环管线79下游连通。如果将在图2的实施方案中使用单独的饱和反应器80′，则该饱和反应器将位于最后一个丁烯异构化反应器69的下游并且与其下游连通。
图4示出了在脱丙烷塔塔底的下游安装饱和反应器80″的方法和设备2″的实施方案。具有与图3中相同构型的图4中的元件将具有与图3中相同的附图标号。具有与图3中的对应元件不同构型的图4中的元件将具有相同的附图标号，但用双撇号(″)表示。图4的实施方案的配置和操作基本上与图3中的相同，但有以下例外。
净脱丙烷塔底管线75从脱丙烷塔底管线78获取净脱丙烷塔底料流，并将其进料至饱和反应器80″，该饱和反应器包括饱和催化剂床84″，以在脱丙烷塔底料流被再循环到吸附分离单元12之前使其中的烯烃饱和。饱和反应器80″可与脱丙烷塔底管线78下游连通。再循环管线79″将饱和脱丙烷塔底再循环料流携带至与异构化流出物料流进行热交换，并且将饱和脱丙烷塔底再循环料流再循环到吸附分离单元12。因为管线65中的异构化流出物料流的体积在脱丙烷塔70中进一步减少，所以必须在饱和反应器84″中处理较少的进料。
饱和反应器84″中的条件和催化剂如针对图1和图2所述。图4的其余部分基本上如针对图1和图3所述进行操作和配置。图4的实施方案也可通过将饱和反应器80″定位在脱丙烷塔塔底管线75下游来与图2的实施方案一起使用。
图5示出了方法和设备2*的实施方案，其采用通过分馏而不是通过催化饱和来分离烯烃，以从再循环管线79中的再循环料流中去除烯烃。具有与图1中相同构型的图5中的元件将具有与图1中相同的附图标号。具有与图1中的对应元件不同构型的图5中的元件将具有相同的附图标号，但用星号(*)表示。
我们已经了解到异构化流出物料流中的烯烃浓缩为反式-2-丁烯和顺式-2-丁烯。在一个实施方案中，可以是脱丙烷塔70*的分馏塔可产生中间料流，即中间管线99中来自脱丙烷塔的侧面102的中间馏分。管线99中的中间料流可包括将主要包含烯烃的C4料流。如本文所用，术语“主要”或“占优势”意指大于50％，适当地大于75％，并且优选地大于90％。
富含烯烃的中间C4料流与脱丙烷塔底管线78中的包含C5+料流的脱丙烷塔底料流分离，从该脱丙烷塔底管线中获取再循环管线79中的不含烯烃或贫烯烃的再循环料流。管线99中的中间料流可被进料到管线119*，并在其中被进料到料流裂化单元150。还设想管线99中的中间料流也可在饱和反应器中饱和，然后在再循环料流79中再循环到吸附分离单元12，但是这个实施方案未示出。图5的其余部分基本上如针对图1所述进行操作和配置，并且可通过在其中省略饱和反应器80而适用于图2的实施方案。
图6示出了方法和设备2#的实施方案，其中管线79#中的再循环料流用粗石脑油进料料流86加氢处理，以将其准备用于吸附分离单元12。具有与图1中相同构型的图6中的元件将具有与图1中相同的附图标号。具有与图1中的对应元件不同构型的图6中的元件将具有相同的附图标号，但在图6中用井号(#)表示。
管线86中的粗石脑油进料料流可在将其进料到吸附分离单元12之前加氢处理。在一个实施方案中，再循环管线79#中的再循环料流与管线86中的粗石脑油料流合并以提供管线87中合并的石脑油进料料流。可将管线88中的氢气料流加入管线87中的合并的石脑油进料料流中，以在管线102中提供混合的进料料流。管线88中的氢气料流可被压缩到加氢处理器的压力。管线102中的混合进料料流可在进料加热器89中加热，并可加入加氢处理反应器104中。
加氢处理是在加氢处理催化剂的存在下使烃与氢气接触的方法，该加氢处理催化剂主要用于从烃原料去除杂原子，诸如硫、氮、氧和金属。在加氢处理中，具有双键和三键的烃诸如烯烃可被饱和。芳族化合物也可被饱和。一些氢化处理方法专门设计用于饱和芳族化合物。
在一个示例性实施方案中，加氢处理反应器104可包括加氢处理催化剂的保护床，之后是一个或多个较高活性加氢处理催化剂床。保护床过滤颗粒并与烃进料料流中的污染物反应，这些污染物诸如像镍、钒、硅和砷的金属，它们对较高活性的加氢处理催化剂有害。保护床可包含与加氢处理催化剂类似的物质。
用于本发明方法的合适的加氢处理催化剂可包括任何已知的常规加氢处理催化剂。加氢处理催化剂可包含在高表面积载体材料(诸如氧化铝)上的至少一种VIII族金属(包括铁、钴和镍、或钴和/或镍)以及至少一种VI族金属(包括钼和钨)。其他合适的加氢处理催化剂可包括沸石催化剂，以及贵金属催化剂，其中贵金属选自钯和铂。在相同的加氢处理反应器104中可使用超过一种的加氢处理催化剂。在一个示例性实施方案中，VIII族金属可以约2重量％至约20重量％，或约4重量％至约12重量％的量存在。在另一个示例性实施方案中，VI族金属可以约1重量％至约25重量％，或约2重量％至约25重量％的量存在。
加氢处理反应器104中的反应条件可包括：约290℃(550°F)至约455℃(850°F)、或约316℃(600°F)至约427℃(800°F)的温度，约2.1MPa(表压)(300psig)、或4.1MPa(表压)(600psig)至约20.6MPa(表压)(3000psig)、或至约12.4MPa(表压)(1800psig)的压力，约0.1hr-1、或约4hr-1至约8hr-1、或约1.5hr-1至约3.5hr-1的烃进料料流的液时空速，以及约168Nm3/m3(1,000scf/bb1)至约1,011Nm3/m3(6,000scf/bbl)、或约168Nm3/m3(1,000scf/bbl)至约674Nm3/m3(4,000scf/bbl)的氢气/油比率，使用一种加氢处理催化剂或多种加氢处理催化剂的组合。
加氢处理反应器104使管线86中的粗石脑油进料中的烯烃和管线79#中的再循环料流中的痕量烯烃饱和至低于150的溴指数限值。加氢处理反应器104提供离开加氢处理反应器到管线10#中的经加氢处理的石脑油进料料流。可对管线10#中的石脑油进料料流进行减压、冷却和分离处理，然后将其进料到吸附分离单元12。
图5的其余部分基本上如针对图1所述进行操作和配置，并且可通过在其中省略饱和反应器80而适用于图2的实施方案。
具体的实施方案
虽然结合具体的实施方案描述了以下内容，但应当理解，该描述旨在说明而不是限制前述描述和所附权利要求书的范围。
本公开的第一实施方案是一种用于增加进料料流中正链烷烃浓度的方法，该方法包括：将石脑油进料料流分离成正链烷烃料流和非正链烷烃料流；使获取自该非正链烷烃料流的异构化进料料流通过异构化催化剂异构化，以将非正链烷烃转化为正链烷烃并产生异构化流出物料流；从该异构化流出物料流中去除烯烃以提供再循环料流；以及将该再循环料流再循环到分离石脑油进料料流的步骤。本公开的实施方案是本段中的前述实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中通过使异构化流出物料流饱和来从该异构化流出物料流中去除烯烃。本发明的实施方案是本段中的前述实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，该方法还包括将异构化流出物料流传递通过异构化反应器出口处的饱和催化剂床。本公开的实施方案是本段中的前述实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中饱和催化剂在异构化反应器下游端的催化剂床中。本公开的实施方案是本段中的前述实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中饱和催化剂在异构化反应器下游的反应器中。本公开的实施方案是本段中的前述实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，该方法还包括分馏异构化流出物料流，以提供再循环料流并使该再循环料流饱和。本公开的实施方案是本段中的前述实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中再循环料流是来自分馏塔的塔底料流。本公开的实施方案是本段中的前述实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，该方法还包括合并再循环料流和石脑油进料料流，并使该合并进料料流饱和。本公开的实施方案是本段中的前述实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，该方法还包括分馏异构化流出物料流以分离富含烯烃的C4料流与C5+料流，并获取C5+料流作为再循环料流。本公开的实施方案是本段中的前述实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，该方法还包括将C4料流进料到蒸汽裂化单元。本公开的实施方案是本段中的前述实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中异构化温度为约160℃至约250℃。本公开的实施方案是本段中的前述实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中异构化反应器在出口处以0.05∶1的氢气与烃的摩尔比操作。本公开的实施方案是本段中的前述实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中异戊烷在异构化反应器中的转化率为至少20％。本公开的实施方案是本段中的前述实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中异构化反应器以约1hr-1至约6hr-1的重时空速操作。
本公开的第二实施方案是一种用于增加进料料流中正链烷烃浓度的方法，该方法包括：将石脑油进料料流分离成正链烷烃料流和非正链烷烃料流；使获取自该非正链烷烃料流的异构化进料料流通过异构化催化剂异构化，以将非正链烷烃转化为正链烷烃并产生异构化流出物料流；使该异构化流出物料流饱和；以及将该再循环料流再循环到分离石脑油进料料流的步骤。本公开的实施方案是本段中的前述实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中饱和催化剂在异构化反应器下游端的催化剂床中或异构化反应器下游的反应器中。本公开的实施方案是本段中的前述实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，该方法还包括分馏异构化流出物料流，以提供再循环料流并使该再循环料流饱和。
本公开的第三实施方案是一种用于增加进料料流中正链烷烃浓度的设备，该设备包括：吸附剂容器，该吸附剂容器用于将石脑油进料料流分离成正链烷烃料流和非正链烷烃料流；异构化反应器，该异构化反应器与该吸附剂容器下游连通，以通过异构化催化剂异构化该非正链烷烃料流，以将非正链烷烃转化为正链烷烃并产生异构化流出物料流；饱和反应器，该饱和反应器与该异构化反应器下游连通，用于使该异构化流出物料流中的烯烃饱和；和再循环管线，该再循环管线与该饱和反应器下游连通，并且该吸附剂容器与该再循环管线下游连通。本公开的实施方案是本段中的前述实施方案至本段中的第三实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中饱和反应器在异构化反应器的下游端或与异构化反应器的出口下游连通。本公开的实施方案是本段中的前述实施方案至本段中的第三实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，该设备还包括与异构化反应器下游连通以用于分馏异构化流出物料流的分馏塔，其中饱和反应器与来自分馏塔的管线下游连通。
尽管没有进一步的详细说明，但据信，本领域的技术人员可通过使用前面的描述最大程度利用本公开并且可以容易地确定本公开的基本特征而不脱离本发明的实质和范围，并且可做出本公开的各种变化和修改，并使其适合各种使用和状况。因此，前述优选的具体的实施方案应理解为仅例示性的，而不以无论任何方式限制本公开的其余部分，并且旨在涵盖包括在所附权利要求书的范围内的各种修改和等效布置。
在前述内容中，所有温度均以摄氏度示出，并且所有份数和百分比均按重量计，除非另外指明。

Claims (10)

1.一种用于增加进料料流中正链烷烃浓度的方法，所述方法包括：
将石脑油进料料流分离成正链烷烃料流和非正链烷烃料流；
使获取自所述非正链烷烃料流的异构化进料料流通过异构化催化剂异构化，以将非正链烷烃转化为正链烷烃并产生异构化流出物料流；
从所述异构化流出物料流中去除烯烃以提供再循环料流；以及
将所述再循环料流再循环到分离石脑油进料料流的步骤。
2.根据权利要求1所述的方法，其中通过使所述异构化流出物料流饱和来从所述异构化流出物料流中去除所述烯烃。
3.根据权利要求2所述的方法，所述方法还包括将所述异构化流出物料流传递通过异构化反应器出口处的饱和催化剂床。
4.根据权利要求3所述的方法，其中所述饱和催化剂在所述异构化反应器下游端的催化剂床中。
5.根据权利要求3所述的方法，其中所述饱和催化剂在所述异构化反应器下游的反应器中。
6.根据权利要求2所述的方法，所述方法还包括分馏所述异构化流出物料流，以提供所述再循环料流并使所述再循环料流饱和。
7.根据权利要求6所述的方法，其中所述再循环料流是来自分馏塔的塔底料流。
8.根据权利要求6所述的方法，所述方法还包括合并所述再循环料流和所述石脑油进料料流，并使所述合并进料料流饱和。
9.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括分馏所述异构化流出物料流以分离富含烯烃的C4料流与C5+料流，并获取所述C5+料流作为所述再循环料流。
10.一种用于增加进料料流中正链烷烃浓度的方法，所述方法包括：
将石脑油进料料流分离成正链烷烃料流和非正链烷烃料流；
使获取自所述非正链烷烃料流的异构化进料料流通过异构化催化剂异构化，以将非正链烷烃转化为正链烷烃并产生异构化流出物料流；
使所述异构化流出物料流饱和；以及
将所述再循环料流再循环到分离石脑油进料料流的步骤。
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Families Citing this family (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2024040049A1 (en) * 2022-08-15 2024-02-22 Chevron U.S.A. Inc. Selective adsorption, separation, and isomerization of alkane isomers

Family Cites Families (16)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3625879A (en) * 1970-01-07 1971-12-07 Gulf Research Development Co Benzene from pyrolysis gasoline
EP0174836B1 (en) 1984-09-10 1992-06-17 Research Association For Utilization Of Light Oil Solid strong acid catalyst
US5453552A (en) * 1993-08-20 1995-09-26 Uop Isomerization and adsorption process with benzene saturation
DE69516917T2 (de) 1994-01-21 2001-02-08 Sunoco Inc R&M Feste supersaure Katalysatoren die ein Platinum Metall enthalten und Verfahren zur Umwandlung von Kohlenwasserstoffen unter Verwendung derselben
RU2162738C2 (ru) 1995-06-16 2001-02-10 Энститю Франсэ Дю Петроль Катализатор для использования в процессах превращения углеводородов и способ его получения
US5705730A (en) 1996-11-20 1998-01-06 Uop Isomerization process with improved chloride recovery
US6214764B1 (en) 1999-06-01 2001-04-10 Uop Llc Paraffin-isomerization catalyst and process
US6818589B1 (en) 2002-06-18 2004-11-16 Uop Llc Isomerization catalyst and processes
US20050101814A1 (en) * 2003-11-07 2005-05-12 Foley Timothy D. Ring opening for increased olefin production
US20140171704A1 (en) * 2012-12-13 2014-06-19 Uop Llc Methods and apparatuses for producing ethylene and propylene from naphtha feedstock
WO2017196619A1 (en) * 2016-05-11 2017-11-16 Uop Llc Use of platforming process to isomerize light paraffins
WO2017196556A1 (en) * 2016-05-11 2017-11-16 Uop Llc Flow control to meet e70 gasoline specifications
US10472580B2 (en) * 2016-11-21 2019-11-12 Saudi Arabian Oil Company Process and system for conversion of crude oil to petrochemicals and fuel products integrating steam cracking and conversion of naphtha into chemical rich reformate
US11066345B2 (en) * 2019-06-27 2021-07-20 Uop Llc Processes for increasing an octane value of a gasoline component
US11046898B1 (en) * 2020-05-15 2021-06-29 Saudi Arabian Oil Company Systems and processes for separating and upgrading hydrocarbons integrating a refinery system with steam cracking of an aromatic bottoms stream
US11613714B2 (en) * 2021-01-13 2023-03-28 Saudi Arabian Oil Company Conversion of aromatic complex bottoms to useful products in an integrated refinery process

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