CN1262626C - 通过蒸汽裂解正构链烷烃的乙烯生产方法 - Google Patents

通过蒸汽裂解正构链烷烃的乙烯生产方法 Download PDF

Info

Publication number
CN1262626C
CN1262626C CNB018180124A CN01818012A CN1262626C CN 1262626 C CN1262626 C CN 1262626C CN B018180124 A CNB018180124 A CN B018180124A CN 01818012 A CN01818012 A CN 01818012A CN 1262626 C CN1262626 C CN 1262626C
Authority
CN
China
Prior art keywords
hydrocarbon
zone
normal paraffin
stream
raffinate
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Expired - Fee Related
Application number
CNB018180124A
Other languages
English (en)
Other versions
CN1476474A (zh
Inventor
T·D·福利
S·W·索恩
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Honeywell UOP LLC
Universal Oil Products Co
Original Assignee
Universal Oil Products Co
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Universal Oil Products Co filed Critical Universal Oil Products Co
Publication of CN1476474A publication Critical patent/CN1476474A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN1262626C publication Critical patent/CN1262626C/zh
Anticipated expiration legal-status Critical
Expired - Fee Related legal-status Critical Current

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G57/00—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by at least one cracking process or refining process and at least one other conversion process
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G25/00—Refining of hydrocarbon oils in the absence of hydrogen, with solid sorbents
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G55/00—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by at least one refining process and at least one cracking process
    • C10G55/02—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by at least one refining process and at least one cracking process plural serial stages only
    • C10G55/04—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by at least one refining process and at least one cracking process plural serial stages only including at least one thermal cracking step
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G61/00—Treatment of naphtha by at least one reforming process and at least one process of refining in the absence of hydrogen
    • C10G61/02—Treatment of naphtha by at least one reforming process and at least one process of refining in the absence of hydrogen plural serial stages only
    • C10G61/06—Treatment of naphtha by at least one reforming process and at least one process of refining in the absence of hydrogen plural serial stages only the refining step being a sorption process

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Compositions Of Macromolecular Compounds (AREA)

Abstract

本文介绍了一种用于制备加入石脑油重整装置和蒸汽裂解装置的分离原料流的吸附分离方法。加入整个装置的原料流被分馏以生成C5流和通入吸附分离装置的包含其他原料的第二级流。在吸附分离中C5流被作为解吸剂使用。吸附分离将原料流的C6以上组分分离为被加入蒸汽裂解工艺的正构链烷烃流，和被通入重整区的非正构烃。本发明改善了这两种下游装置的产率。

Description

通过蒸汽裂解正构链烷烃的乙烯生产方法
技术领域
本发明涉及一种用来制备用于蒸汽裂解工艺装置的原料流的吸附分离方法。本发明更具体涉及一种用来生产作为用于蒸汽裂解工艺的原料流的高纯正构链烷烃流的吸附方法。
背景技术
蒸汽裂解(在蒸汽存在下烃的热裂解)在商业上被用于大规模工业装置以生产乙烯和相对少量的丙烯。这些热裂解装置通常加入石脑油沸程的原料流。典型的石油衍生石脑油包含许多不同种类的烃类包括正构链烷烃，支化链烷烃、烯烃、环烷烃、苯、和烷基芳烃。本领域已知链烷烃是最容易裂解的并提供最高的乙烯产率，并且一些化合物如苯在典型的裂解条件下相对难以裂解。也已知裂化正构链烷烃比裂化异构链烷烃导致更高的产品收率。在1983年9月4～7日于Brisbane(召开的)第十一届澳大利亚化学工程会议上，由I.A.Reddock等人提出的题为“自异构链烷烃中分离正构链烷烃(Separation ofNormal Paraffins from Isoparaffins)”的论文介绍说如果加入C5～C9正构链烷烃流而不是典型的C5～C9天然汽油，裂解装置的乙烯产率能得以提高。
通过分级蒸馏(一种分馏的形式)将石脑油的多种组分分离成具体的结构种类过于昂贵和复杂。因此，为改善作为蒸汽裂解原料的石脑油的性质的任何尝试必须采取其他的对一类结构种类有效的手段，如萃取。
分离石油馏分中各类烃的好处已导致按种类而不是单独分子量或挥发性分离烃的许多不同的技术的发展。例如，各种形式的液体萃取可用于去除芳烃和链烷烃混合物中的芳烃。吸附分离技术已被开发用来从链烷烃中分离烯烃和从非直链如支链链烷烃和芳烃中分离正构(直链)链烷烃。这种方法的一个实例在英国2,119,398专利申请中得以公开。该文采用一种具有大于5埃晶体的5A沸石用来选择性地吸附直链烃而排除非直链烃和硫化合物。
如果以连续法进行吸附分离，对大规模装置有巨大的经济效益，且实行这个想法的方法已被开发。授予H.J.Bieser的美国专利4,006,197和授予S.Kulprathipanja等人的美国专利4,455,444描述了用连续模拟移动床(SMB)吸附分离方法用于正构链烷烃回收的技术，这是本发明吸附分离区优选的操作方式。Bieser的参考文献描述了萃余液和萃取液的分馏用来回收在该方法中被重复利用的解吸剂。
授予D.B.Broughton的美国3,291,726专利也描述了使用模拟移动床技术从石油衍生馏分中分离正构链烷烃。此参考文献进一步描述了用于该方法的一种适合的解吸剂可以通过装置原料以及由吸附区脱除的萃余液和萃取液的分馏而得到。
发明内容
本发明是一种降低从宽沸程的石脑油烃馏分中分离出正构链烷烃的成本的吸附分离方法。本发明因此提供了一种为了回收特别适合作为用来生产乙烯的蒸汽裂解装置的原料的宽沸点正构链烷烃混合物的改进方法。该方法同时生产非常需要的催化重整原料。利用在吸附区中使用的来自于整个工艺中石脑油原料流的解吸剂，使用选择性吸附来回收正构链烷烃，可以部分地实现总成本的降低和方法的简化。这减少了回收解吸剂以循环使用的需求。
本发明的广义的实施方案可以表述为一种用来制备被加入蒸汽裂解装置的原料流的方法，该方法包括将包含包括C5～C9正构链烷烃在内的C5～C9烃的工艺原料流通入第一分馏区，并将进入第一分馏区的烃分离成富含C5链烷烃的第一工艺流和包含C6～C9烃的第二工艺流；将第二工艺流通入一个吸附分离区的吸附区中并有选择地将正构链烷烃保留在位于吸附区的吸附剂上以生产出包含C6～C9非正构烃的萃余液流；将第一工艺流作为至少部分的解吸剂流通入吸附分离区中的解吸区并从存在于解吸区的吸附剂中脱除正构链烷烃以生产出包含C6～C9正构链烷烃和C5链烷烃的萃取液流；在第二分馏区中将至少一部分的萃取液流分离成包含C5链烷烃的第三工艺流和包含C6～C9正构链烷烃的第四工艺流；和将第四工艺流通入生产乙烯的裂解区。
附图说明
附图是简化的工艺流程图，显示了线1的石脑油原料被分成进入吸附区4的原料流和线16的解吸剂。
优选实施方案和发明详述
各种塑料和石化产品如聚乙烯生产中所消耗的大量的乙烯是通过热裂解高分子量烃制备的。蒸汽通常与裂化反应器原料流混合以便降低烃的分压及增加烯烃的产出率和减少裂化反应器中碳质物质的形成与沉积。此方法因此常被称为蒸汽裂解或热裂解。
已知用于蒸汽裂解反应器的原料的组成会影响结果。其基本依据是一些烃比其他烃有更容易裂解的倾向。烃类裂解成轻质烯烃的倾向的一般排序通常为正构链烷烃；异构链烷烃；烯烃；环烷烃和芳烃。苯和其他芳烃是特别难以裂化的和不适用于作为裂解原料的，仅仅烷基侧链可被裂化以生产所需的产品。用于蒸汽裂解装置的原料通常是烃种类和碳原子数都不同的烃的混合物。这种不同导致通过分馏很难从原料流中分离出不需要的原料组分，如芳烃。通过溶剂萃取或吸附可去除芳烃。本发明的一个目的就是提供一种提高用于蒸汽裂解工艺装置的原料的品质的制备方法。本方法的一个具体目的是通过吸附分离降低从蒸汽裂解工艺原料流中脱除非正构烃的成本。
通过吸附分离将原料流分级成用于蒸汽裂解装置的正构链烷烃馏分和被通入不同转化区或从工艺中排出的非正构馏分的方法可实现这些目的。这些目的也通过作为吸附分离区解吸剂的自初始原料流回收的轻质烃，优选C5链烷烃的使用来实现。
蒸汽裂解装置的原料流可以是种类非常不同的，并可以选自多种石油馏分。本工艺的原料流优选具有落入石脑油沸程或约36℃至195℃的沸程。特别优选向蒸汽裂解区加入C6以上的馏分，意味着原料流实质上不包含每个分子具有5个或更少碳原子数的烃。还优选原料流不包含明显量的如超过5摩尔％的C12烃。本方法代表性的原料流是通过经氢化处理的石油馏分的分馏生产的C5～C11馏分。为了使原料的硫和氮含量降低到可接受的水平宜进行氢化处理。第二种代表性的原料是包含C5～C9烃的类似的馏分。原料优选具有至少为3的碳原子数范围。工艺的原料流仅包括较重的C6以上烃也在本发明的范围内。在此情况下，最轻的(最易挥发的)烃，即C6烃，被浓缩成在吸附分离区中用作解吸剂的物流。这种被用作解吸剂的轻质馏分优选基本上只包括具有相同碳原子数的烃如C5或C6烃。该轻质馏分可包含许多烃种类，但优选包含至少90摩尔％的相同碳原子数的烃。
现在讨论附图。石脑油沸程的原料流通过管线1进入整个工艺。原料流通过第一分馏区2。该分馏区被设计和操作以起到戊烷馏除塔的作用，将进入的烃分离成通过管线16脱除的主要包含C5烃的净塔顶流和通过管线3脱除的包含原料流的剩余烃的净塔底流。C5烃是不适合成为部分塔底流的，因为这会妨碍C5烃作为解吸剂的使用。C6以上烃也非常不适合成为部分塔顶流。因此需要在第一分馏区中对这些材料进行有效的分离。管线16的所有净塔顶流可以作为解吸剂通入吸附分离区4，但是来自吸附分离区流出物流的解吸剂的连续回收和循环利用意味着一些C5烃必须从工艺中排出以抵消原料流中C5的净添加。实现这一点的一种可选途径是通过经由管线17从工艺中排出管线16的一部分富含C5的塔顶流。剩余部分然后流过管线19并被用作解吸剂。作为另一种选择，自吸附分离区4的萃取液或萃余液中回收的C5烃可从工艺中被排出，尽管该材料可能已经被优选不从本工艺中排出的其他材料例如异构链烷烃补充。
管线3的净塔底流形成了吸附分离区4的原料流。吸附分离区可以是适合于本方法具体条件的任何合适的种类，例如摇摆床或模拟移动床。通过在位于整个吸附分离区用于吸附的部位(此处被称为吸附区)的选择吸附剂上选择性保留正构链烷烃，在吸附分离区中使净塔底流分离。这些正构链烷烃保留在吸附剂上直至自管线18输送的解吸剂流经吸附剂。该解吸剂具有使其移去更重的正构链烷烃的性质，导致在此被称作萃取液流的物流的形成。萃取液流包括事先被选择性地保留在吸附剂上面的正构链烷烃，和一定量的解吸剂物质。经由管线5，萃取液从吸附分离区4中被排出并通过本领域中被称为萃取塔的第二分馏区6。该分馏区被设计和操作以便将进入的烃分离成富含C5解吸剂的净塔顶流和富含萃取液流的C6～C11正构链烷烃的塔底流。这些正构链烷烃通过管线7进入蒸汽裂解区8。该区在蒸汽裂解条件下操作，有效地将链烷烃主要地转化成作为管线9的产品流从流程中被排出的乙烯。
在本实施方案中，萃取液流的更易挥发的C5烃被浓缩成从分馏区6中以管线14被排出的净塔顶流。该C5流与来自管线13循环利用的第二C5烃流混合并随后进入管线15。该混合物然后进一步用流过管线19的C5烃补充。如此形成的C5烃总流作为管线18的解吸流通入吸附分离区4。
在吸附分离区4的吸附步骤期间，管线3净塔底流的非正构组分末受影响地通过吸附区，并作为被称为萃余液流的工艺流经过管线10从4区被去除。萃余液流也包含之前已流过吸附床并占据吸附床空隙空间的C5烃。这是分离循环中前一步骤留下的解吸剂。萃余液流被通入本领域中被称为萃余液塔的第三级分馏区11。萃余液流在塔11中被分离成管线13的净塔顶流和被称为萃余液产品流的管线12的塔底流。塔顶流富含C5烃并作为解吸剂被循环利用至吸附分离区4。塔底流由非正构链烷烃、芳烃和环烷烃的混合物组成，并通入催化重整区17用于自管线20从工艺中排出的高辛烷值发动机燃料组分的生产。
与大多数将一些工艺装置组合使用的情况相同，有许多的可选择的替代方案。例如，可采用管线22将全部或一部分吸附区4的萃取液流直接通入蒸汽裂解区8。这是一种可选的过程。如果线1原料流中的C5物质足够允许用这种方法排出C5烃，这一方案是非常有益的且是优选的操作。全部萃取液流直接从吸附区通向裂解区大大降低了全过程的成本。它节省了现有技术SMB吸附分离区的萃取塔的投资和运行成本。建造和运行这个塔的成本是高昂的，它的节省导致较低成本的工艺。因为解吸附材料主要是(通常为约85％的)正构链烷烃且因而是裂解区良好的原料材料，所以将全部的或一部分萃取液流直接通入乙烯裂解区是可行的。
对于那些现有的其催化重整和裂化装置从相同来源获得其原料的石油炼厂，本发明的应用会引起重整区可用原料的不均衡。这是由于必须对从线1原料流中去除非正构烃做补偿。也就是说，必须提高管线1的流量以平衡区4中非正构烃的去除，和保持通过管线7至裂解区相同的进料速率。使用正常分布的烃种类，这增加了用于重整装置的C6以上原料生成的数量。为抵消这个问题，优选分馏管线12的萃余液流以脱除C6和C7无环链烷烃。这可以通过将萃余液产品流通入可选择设置的分馏塔24而实现。该塔的功能是脱除较轻的C6烃和可选的部分的或全部C7烃。采用这种方法脱除全部的C6烃，但分馏优选调整以允许C7环烷烃保留在加入重整区的原料中。已确定这个烃脱除度足以正常抵消由全过程生成的重整原料的增长速度。这种附加的分馏具有协同效应。被脱除的C6～C7物质不必进一步加工一般就是优质的汽油调和油。另外，剩余的C7以上物质是比现有技术的C6以上物质更好的重整原料。在辛烷值和收率损失方面，重整区的整体指标也因而得以改善。
区17是催化重整区，不过可以被替换成芳构化区。催化重整在Part 4of Handbook of Petroleum Refining，2nd edition，by Robert A.Meyers，McGraw Hill，1996.(1996年McGraw Hill出版的由Robert A.Meyers著作的石油炼制手册第二版第四部分)中有介绍。重整区可以使用包括载在氧化铝上的铂和锡或载在沸石(例如L-沸石)上的铂的催化剂。这种催化剂可以保留在固定的、移动的或流化床或这些反应器种类的组合装置上。进一步的信息在美国专利6,001,241；6,013,173和6,036,845中有记载。所有这四份参考文献就其对催化重整的公开内容被引用并入本文。
本发明的一种优选实施方案，包括萃取液流的这种直接向裂解区的输入，可以表述为一种用于生产乙烯的烃转化方法，该方法包括将包含C5～C11正构链烷烃和C5～C11非正构链烷烃的C5～C11烃原料流通入第一分馏区，并将进入第一分馏区的烃分离成富含C5链烷烃的第一工艺流和包含C6～C11烃的第二工艺流；将第二工艺流通入在吸附条件下操作的吸附分离区的吸附区，并选择地将正构链烷烃保留在位于吸附区的一些吸附剂上以生产出包含C5正构链烷烃和C6～C11非正构烃的萃余液流；将第一工艺流作为至少部分的解吸剂流通入操作在解吸附条件下的吸附分离区的解吸附区，并从存在于解吸附区的吸附剂中脱除正构链烷烃以生产出含C6～C11正构链烷烃和C5链烷烃的萃取液流；在第二分馏区中将萃余液流分离成含C5链烷烃的第三工艺流和含C6～C11非正构链烷烃的第四工艺流；和将至少一部分萃取液流直接通入操作在蒸汽裂解条件下的蒸汽裂解区并生产乙烯。
本方法中采用的每个分馏区优选包括一个单分馏柱。不过需要的话，各种工艺流的分馏或分流可以用其他适合的设备进行。如上文所述，自所有三个分馏区的塔顶流完全回收C5烃或其他轻质烃，将导致C5烃的过剩并需要将它们部分地从工艺中抽走。另一种选择是将萃取液流和/或萃余液流中的一些C5烃排出本工艺。这可以通过对分馏区的操作的调节或通过本身相对不精确的分离来完成。这种可选的C5排除技术的一个实例是使用简单的闪蒸区或回流闪蒸区。这不仅使这种轻质材料进入适当的烃消耗工艺，还降低了总投资和原料制备生产成本，因而帮助实现本发明的目的。
本方法的分离步骤可以通过吸附剂的单一大(径)床或基于摇摆床的几个平行床来实现。不过，已发现模拟移动床吸附分离提供了几个优势例如高纯度和高回收率。因此，许多商业规模的特别是用于回收混合链烷烃的石化分离采用模拟逆流移动床(SMB)技术来实现。前面提到的参考文献就其有关这种方法的实施的内容引入本文作为参考。有关用于操作SMB方法的设备和技术的进一步详述可以在美国专利3,208,833；3,214,247；3,392,113；3,455,815；3,523,762；3,617,504；4,006,197；4,133,842和4,434,051中找到。采用类似设备、吸附剂和条件的但在吸附室中模拟吸附剂和液体的顺流的一种不同类型的模拟移动床操作在美国专利4,402,832和4,498,991中公开。
用于本发明的吸附室的操作条件包括，一般来说，从约20至约250℃的温度范围，优选约60至200℃。特别地优选从90℃至160℃的温度。吸附条件也优选包括为保持工艺流体为液相的足够压力；其可以从近似大气压到约87kPa(600磅/平方英寸)。解吸附条件通常包括与用于吸附条件同样的温度和压力。通常优选SMB方法操作在从约1∶1至5∶0.5的宽范围的通过吸附区的A∶F流比例下，此处A表示选择性孔隙体积的“循环”体积流率，而F表示原料流动速率。本发明的实行不需要吸附室的操作条件或解吸剂组分有明显的变化。也就是说，从吸附至解吸附期间的整个过程中吸附剂优选保持同样的温度。
用于第一吸附区的吸附剂优选包括具有相对均匀的约5埃孔直径的(氧化)硅铝分子筛。这可通过由UOP公司的吸附剂分部，即前联碳公司Linde分公司，生产的市场上有售的5A型分子筛供应。
可被用于吸附区的第二(类)吸附剂包括硅沸石(silicalite)。硅沸石在文献中有充分的描述。它在被授予Grose等人的美国4,061,724专利中得以公开和要求。因其对硅沸石的公开和描述而在此被引用作为参考的，1978年2月9日第271卷的自然杂志(Nature)题为“硅沸石，一种新型的疏水结晶二氧化硅分子筛”论文中，可以发现更多的详述。硅沸石是一种疏水的结晶二氧化硅分子筛，其具有伴有在主轴上有6埃圆形的和5.1-5.7埃椭圆形的两种截面几何形状的弓形交叉的通道。这赋予了作为尺寸选择分子筛的硅沸石巨大的选择性。由于由二氧化硅构成的无铝结构，硅沸石不显出离子交换行为。因此硅沸石不是沸石。美国5,262,144；5,276,246和5,292,900专利也介绍了硅沸石。这文件基本上涉及降低硅沸石催化活性以允许其用作吸附剂的处理。硅沸石的使用不是优选的。
吸附剂的有效组分通常为具有高物理强度和耐磨耗性的颗粒附聚物形式。该附聚物包含分散于无定形的无机基质或粘结剂中的活性吸附材料，具有其中能使流体进入吸附材料的通道和孔隙。将结晶粉末形成该附聚物的方法包括将无机粘结剂，通常为含二氧化硅和氧化铝的粘土，添加入湿混合物中的高纯吸附剂粉末。粘结剂帮助形成或附聚结晶颗粒。共混的粘土-吸附剂混合物可被挤出成圆柱形颗粒或制成珠粒，其随后经煅烧以使粘土转化成具有很高机械强度的无定形态粘结剂。吸附剂也可以被粘合在通过喷雾干燥或碾碎较大物质之后进行尺寸筛选而形成的不规则形状的颗粒中。因此吸附剂颗粒可以是具有所需要的粒度范围的、优选从约1.9mm至250微米(16至约60目(美国筛孔标准))的挤出物、片、球粒或颗粒形式。高岭土类型的粘土，透水有机聚合物或二氧化硅通常被用作粘结剂。
吸附剂的活性分子筛组分通常是以小结晶体的形式存在于吸附剂颗粒中，以不挥发组分计，其范围为颗粒的从约75％至约98％重量。不挥发组分通常在吸附剂已被煅烧至900℃以驱除所有挥发性物质之后而确定。吸附剂的其余部分一般是和硅沸石材料的小颗粒紧密混合的粘结剂的无机基质。该基质材料可以是硅沸石生产工艺中的副产物，例如，来自于在其生产期间硅沸石的有意地不完全净化的副产物。
在本领域那些有经验的技术人员应理解，许多不涉及其组成的因素例如操作条件，原料流成分和吸附剂含水量通常大大地影响吸附剂的性能。因此，对于本方法最佳的吸附剂组成和操作条件取决于许多相互关联的变量。此处依照公认的烧失量(LOI)试验表示的吸附剂含水量就是一个这样的变量。在烧失量(LOI)试验中，沸石吸附剂的挥发性物质含量是通过在惰性气体如氮气清洗下持续足以达到恒重的一段时间，在500℃下干燥吸附剂样品前后获得的重量差来确定的。对于本方法，吸附剂的含水量宜使900℃的烧失量(LOI)少于7.0％，和更优选在0～4.0％重量百分数的范围内。
吸附剂一个重要的特性是对用于原料混合物物质的萃取组分的解吸剂的交换速率，或换句话说是萃取组分的相对解吸速率。这种特性直接涉及为了从吸附剂中回收萃取组分在工艺中必须使用的解吸物质的用量。较快的交换速率可减少为脱除萃取组分所需的解吸物质的用量，并因此允许该工艺操作成本的降低。交换速率快时，必须被泵送通过流程的解吸物质较少而且为了在工艺中重复利用而必须从萃取液中分离的解吸物质较少。交换率通常是与温度相关的。最理想的是，对于所有的萃取组分，解吸物质应该具有约等于1或稍小于1的选择性，这样，用适当流量的解吸物质就可以使全部的萃取组分作为一类解吸出来，而且在随后的吸附步骤中萃取组分能随后取代解吸物质。
授予S.Kulprathipanja的美国专利4,992,618公开了在回收正构链烷烃的SMB方法中解吸附组分的“前脉冲(prepulse)”的使用。前脉冲目的是改善跨越原料碳原子数范围的萃取正构链烷烃的回收。前脉冲在进料喷射点的(下游)之前进入吸附室。一种相关的SMB加工技术是“区域冲洗(zone flush)”的使用。区域冲洗在进料和萃取床线之间形成了一个缓冲区，以防止解吸剂如正戊烷进入吸附区。虽然区域冲洗的使用需要更复杂的、且因而更昂贵的旋转阀，当需要高纯萃取产品时，在吸附区优选使用区域冲洗。实际上，一部分回收自萃取液和/或萃余液塔塔顶的混合组分解吸剂被通入分离分流塔。混合组分解吸剂中较低浓度组分的高纯流被回收并用作区域冲洗物流。有关双重组分解吸剂的使用和有关改善产品纯度的技术例如使用冲洗流的进一步信息可以从美国专利3,201,491；3,274,099；3,715,409；4,006,197和4,036,745中获得。这些专利就其在SMB技术这些方面的讲授在此处被引用作为参考。
为了本发明，在此使用的各种术语按如下定义。“进料混合物”指通过本方法被分离的包含一种或更多中萃取液组分和一种或多种萃余液组分的混合物。术语“原料流”表示被通入的与本方法中使用的吸附剂接触的进料混合物流。“萃取液组分”指通过吸附剂被更多选择性吸附的一种化合物或一类化合物，而“萃余液组分”是指被较少选择性吸附的一种化合物或一类化合物。术语“解吸物质”通常指能从吸附剂中解吸附萃取组分的物质。术语“萃余液流”或“萃余液输出流”表示的是在萃取化合物的吸附之后从吸附床中脱除的萃余液组分的物流。萃余液流的组成可以从基本上100％解吸物质变化到基本上100％萃液组分。术语“萃取液流”或“萃取液输出流”指的是已经被解吸物质解吸附的从吸附床中脱除的萃取物质的物流。萃取液的组成可以从基本上100％解吸物质变化到基本上100％萃取组分。
至少部分的萃取液流和萃余液流通过分离装置，典型的是分馏塔，在其中回收至少一部分的解吸物质并生产出萃取液产品及萃余液产品。术语“萃取液产品”和“萃余液产品”表示通过本方法生产的分别含萃取液组分和萃余液组分的、比那些在萃取液流和从吸附室排出的萃余液流中发现的浓度更高的物流。该萃取液流可以富含所需的化合物或只包含一种增加的浓度。术语“富含”意味着表明指出的化合物或化合物种类的浓度大于50mol％。
在本领域中，将SMB吸附室中的许多床分组为一些区域已经成为惯例。通常该方法按照4或5个区来描述。原料流和吸附剂之间的第一次接触在区1，即吸附区中完成。区1中的吸附剂或固定相结果被含有不需要的异构物的液体，简言之，被萃余液包围。在被称作为净化区的区2中，该液体从吸附剂中被脱除。在净化区，通过用一种经过分馏可从所需的组分中被容易地分离出的一种物质把不需要的萃余液组分从吸附床的空隙体积中被冲洗出来。在吸附室的区3，通过使用解吸剂(流动相)暴露和冲洗吸附剂，将所需的异构物从吸附剂中释放出来。被释放出的所需异构物和伴随的解吸剂以萃取液流的形式从吸附剂中脱除出来。区4是位于区1和区3之间的一部分吸附剂，用于分隔开区1和3。用原料流的不需要组分与解吸剂的流动的混合物，在区4中将解吸剂部分地从吸附剂中脱除。通过从区3向着区1的吸附剂的模拟运动的顺流，流经区4的液体流防止区3被区1流体污染。在Kirk-Othmer化学工艺大百科第563页的吸附分离章节中给出了模拟移动床方法更详尽的说明。术语“上游”和“下游”在此处以其通常的含义使用，并根据液体在吸附室中流动的整体方向而理解。也就是说，如果液体通常从上向下流经垂直的吸附室，那么上游就相当于吸附室中向上的或较高的位置。
在SMB方法中，一些步骤如吸附和解吸附是在保留于本方法吸附室中的吸附剂体的不同部分上同时进行的。如果本方法是在使用了更多或更多吸附床的摇摆床系统中进行，那么这些步骤可按间歇式实行，但是吸附和解吸附最可能在同时发生。

Claims (8)

1.一种用于制备加入生产乙烯的蒸汽裂解装置的原料流的方法，该方法包括：
a.)将包含包括C5～C9正构链烷烃在内的C5～C9烃的工艺原料流通入第一分馏区，并将进入第一分馏区的烃分离成富含C5链烷烃的第一工艺流和包含C6～C9烃的第二工艺流；
b.)将第二工艺流通入吸附分离区的吸附区中并将正构链烷烃有选择地保留在位于吸附区的吸附剂上以生产出包含C6～C9非正构烃和C5链烷烃的萃余液流；
c.)将第一工艺流作为至少部分的解吸剂流通入吸附分离区中的解吸附区，并从存在于解吸附区的吸附剂中脱除正构链烷烃以生产出包含C6～C9正构链烷烃的萃取液流；
d.)在萃余液分馏区中将至少一部分的萃余液流分离成包含C5链烷烃的第一级萃余液馏分和包含C6～C9非正构链烷烃的第二级萃余液馏分；并且
e.)将至少一部分的萃取液馏分通入裂解区并生产乙烯。
2.根据权利要求1的方法，其中所述工艺原料流包括含C5～C11正构链烷烃的C5～C11烃，第二工艺流含C6～C11烃，萃余液流包括C6～C11非正构烃，萃取液包括C6～C11正构链烷烃；第二级萃余液流包括C6～C11非正构链烷烃。
3.根据权利要求1或2的方法，其中将至少一部分第一级萃余液馏分作为至少部分的所述解吸剂流循环至吸附区。
4.根据权利要求1或2的方法，其中至少一部分的第二级萃余液馏分被通入石脑油重整区。
5.根据权利要求1或2的方法，其中将第二级萃余液馏分分离成包含C6烃的工艺流和包含C7～C9非正构烃的工艺流，并将该包含C7～C9非正构烃的工艺流通入催化重整区。
6.根据权利要求1或2的方法，其中萃取液流还包含有C5链烷烃，而且一部分萃取液流在萃取液分馏区中被分离成包含C5链烷烃的第一级萃取液馏分和包含C6及以上正构链烷烃的第二级萃取液馏分。
7.根据权利要求6的方法，其中第一级萃取液馏分的至少一部分作为至少一部分所述的解吸剂流被循环到吸附分离区。
8.根据权利要求6的方法，其中萃取液分馏区包括闪蒸或精馏闪蒸分离区。
CNB018180124A 2000-10-30 2001-10-26 通过蒸汽裂解正构链烷烃的乙烯生产方法 Expired - Fee Related CN1262626C (zh)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US09/698,948 US6407301B1 (en) 2000-10-30 2000-10-30 Ethylene production by steam cracking of normal paraffins
IB09/698,948 2000-10-30
PCT/IB2001/002012 WO2002036716A1 (en) 2000-10-30 2001-10-26 Ethylene production by steam cracking of normal paraffins

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN1476474A CN1476474A (zh) 2004-02-18
CN1262626C true CN1262626C (zh) 2006-07-05

Family

ID=24807288

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CNB018180124A Expired - Fee Related CN1262626C (zh) 2000-10-30 2001-10-26 通过蒸汽裂解正构链烷烃的乙烯生产方法

Country Status (12)

Country Link
US (1) US6407301B1 (zh)
EP (1) EP1335961B1 (zh)
KR (1) KR100777861B1 (zh)
CN (1) CN1262626C (zh)
AT (1) ATE359346T1 (zh)
AU (1) AU2002210825A1 (zh)
DE (1) DE60127855T2 (zh)
ES (1) ES2283438T3 (zh)
NO (1) NO20031924L (zh)
RU (1) RU2267516C2 (zh)
TW (1) TW574360B (zh)
WO (1) WO2002036716A1 (zh)

Families Citing this family (35)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US7255848B2 (en) * 2002-10-01 2007-08-14 Regents Of The Univeristy Of Minnesota Production of hydrogen from alcohols
US7262334B2 (en) * 2002-11-13 2007-08-28 Regents Of The University Of Minnesota Catalytic partial oxidation of hydrocarbons
US20050038304A1 (en) * 2003-08-15 2005-02-17 Van Egmond Cor F. Integrating a methanol to olefin reaction system with a steam cracking system
US20050101814A1 (en) * 2003-11-07 2005-05-12 Foley Timothy D. Ring opening for increased olefin production
US7235172B2 (en) * 2004-02-25 2007-06-26 Conocophillips Company Olefin production from steam cracking using process water as steam
WO2005116168A1 (en) 2004-05-25 2005-12-08 Regents Of The University Of Minnesota Production of olefins having a functional group
US20060205988A1 (en) * 2005-03-11 2006-09-14 Rice Lynn H Ethylene production by steam cracking of normal paraffins
US7846322B2 (en) * 2005-03-11 2010-12-07 Uop Llc Integrated refinery with enhanced olefin and reformate production
KR20070104950A (ko) * 2005-03-11 2007-10-29 유오피 엘엘씨 향상된 올레핀 및 개질물 생산을 갖는 통합된 정제장치
US20070251861A1 (en) * 2006-04-26 2007-11-01 Fina Technology, Inc. Petrochemical processes
KR100849987B1 (ko) 2007-05-30 2008-08-04 한국에너지기술연구원 유동층접촉분해 배가스로부터 에틸렌 농축 기술
US7812207B2 (en) * 2007-09-07 2010-10-12 Uop Llc Membrane separation processes and systems for enhanced permeant recovery
US7638674B2 (en) * 2007-09-07 2009-12-29 Uop Llc Processes for the isomerization of paraffins of 5 and 6 carbon atoms with methylcyclopentane recovery
US7638675B2 (en) * 2007-09-07 2009-12-29 Uop Llc Processes for the isomerization of normal butane to isobutane
US7638676B2 (en) * 2007-09-07 2009-12-29 Uop Llc Processes for the isomerization of feedstocks comprising paraffins of 5 to 7 carbon atoms
US8273938B2 (en) * 2008-11-17 2012-09-25 Uop Llc Heavy olefin production process
US8211312B2 (en) * 2009-03-27 2012-07-03 Uop Llc Separation system and method
WO2011057976A2 (en) * 2009-11-10 2011-05-19 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Process for producing olefins
BR112012011076A2 (pt) * 2009-11-10 2016-07-05 Shell Int Research processo e sistema integrado para a preparação de um produto de olefina inferior.
US8283511B2 (en) * 2010-03-30 2012-10-09 Uop Llc Ethylene production by steam cracking of normal paraffins
TWI544067B (zh) 2011-05-27 2016-08-01 China Petrochemical Technology Co Ltd A Method for Catalytic Recombination of Naphtha
WO2013135390A1 (de) 2012-03-16 2013-09-19 TRISCHLER, Christian Katalysator, verfahren zu dessen herstellung und verwendung des katalysators in einem verfahren und in einer vorrichtung zur herstellung von olefinen
US20140171704A1 (en) * 2012-12-13 2014-06-19 Uop Llc Methods and apparatuses for producing ethylene and propylene from naphtha feedstock
CN104031680B (zh) * 2013-03-05 2016-04-27 中国石油化工股份有限公司 一种由石脑油生产烯烃和低苯含量汽油的方法
CN104031679B (zh) * 2013-03-05 2016-05-25 中国石油化工股份有限公司 一种由石脑油生产烯烃和芳烃的方法
US20150045597A1 (en) * 2013-08-07 2015-02-12 Uop Llc Integrated process for gasoline or aromatics production
CN104927919B (zh) * 2014-03-18 2017-02-15 中国石油化工股份有限公司 由石脑油生产烯烃和低苯含量汽油组分的方法
CN106318459A (zh) * 2015-07-01 2017-01-11 中国石化扬子石油化工有限公司 一种轻石脑油优化利用的方法
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
FI128378B (en) * 2019-04-03 2020-04-15 Neste Oyj Process and input material for the production of hydrocarbons
US11021422B1 (en) * 2019-12-04 2021-06-01 Saudi Arabian Oil Company Integrated processes to produce gasoline blending components from light naphtha
KR102376990B1 (ko) * 2020-01-20 2022-03-18 한화토탈 주식회사 노말파라핀 생산 흡착 공정의 증류탑 배열 개선에 따른 노말파라핀 제조방법
US20210277316A1 (en) * 2020-03-07 2021-09-09 Uop Llc Process for increasing the concentration of normal hydrocarbons in a stream
US20230365876A1 (en) * 2022-05-16 2023-11-16 Saudi Arabian Oil Company Systems and processes to maximize aromatics and olefin production

Family Cites Families (13)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2945804A (en) * 1957-03-11 1960-07-19 Exxon Research Engineering Co Hydroformate feed improved by adsorption of normal paraffins
US3007863A (en) * 1959-04-24 1961-11-07 Texaco Inc Method of treating a petroleum fraction using molecular sieve aluminosilicate selective adsorbents
US3291726A (en) 1964-05-04 1966-12-13 Universal Oil Prod Co Continuous simulated countercurrent sorption process employing desorbent made in said process
US4006197A (en) 1975-11-19 1977-02-01 Uop Inc. Process for separating normal paraffins
US4184943A (en) * 1978-12-21 1980-01-22 Uop Inc. Fractionation in an adsorptive hydrocarbon separation process
US4455444A (en) 1981-07-30 1984-06-19 Uop Inc. Low temperature process for separating hydrocarbons
US4394254A (en) 1982-04-26 1983-07-19 Texaco Inc. Method for separating straight chain hydrocarbons using zeolites having large crystals
KR930011927B1 (ko) * 1986-01-21 1993-12-22 다이호오 고오교오 가부시끼가이샤 연료 첨가제
KR950005682B1 (ko) * 1989-03-20 1995-05-29 가부시끼가이샤 자팬에너지 방향족의 함량이 높은 용매의 생산방법
US5026951A (en) * 1990-01-09 1991-06-25 Uop Process for paraffin isomerization with liquid phase adsorptive product separation
US5132486A (en) * 1990-10-09 1992-07-21 Wylie Engineering & Construction, Inc. Adsorption-desorption separation process for the separation of low and high octane components in virgin naphthas
US5107052A (en) * 1990-12-31 1992-04-21 Uop Extraction of dimethyl paraffins from isomerates
KR930006393B1 (ko) * 1991-02-11 1993-07-14 유오피 비-노르말 탄화수소프리펄스 스트림(pre-pulse stream)을 이용한 개선된 노르말 파라핀 흡착분리방법

Also Published As

Publication number Publication date
EP1335961B1 (en) 2007-04-11
CN1476474A (zh) 2004-02-18
KR100777861B1 (ko) 2007-11-27
ES2283438T3 (es) 2007-11-01
KR20030096229A (ko) 2003-12-24
WO2002036716B1 (en) 2002-08-15
EP1335961A1 (en) 2003-08-20
WO2002036716A8 (en) 2004-03-04
ATE359346T1 (de) 2007-05-15
TW574360B (en) 2004-02-01
DE60127855D1 (de) 2007-05-24
NO20031924D0 (no) 2003-04-29
US6407301B1 (en) 2002-06-18
WO2002036716A1 (en) 2002-05-10
RU2267516C2 (ru) 2006-01-10
AU2002210825A1 (en) 2002-05-15
NO20031924L (no) 2003-06-23
DE60127855T2 (de) 2007-11-29

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN1262626C (zh) 通过蒸汽裂解正构链烷烃的乙烯生产方法
US6483002B1 (en) Integrated fractional distillation for adsorptive separation process
US6472578B1 (en) Isomerization with adsorptive separation and dividing wall fractional distillation
US8283511B2 (en) Ethylene production by steam cracking of normal paraffins
US6395951B1 (en) Adsorptive separation product recovery by fractional distillation
US5912395A (en) Raffinate line flush in simulated continuous moving bed adsorptive separation process
US4184943A (en) Fractionation in an adsorptive hydrocarbon separation process
WO2006084065A2 (en) Simulated moving bed adsorptive separation process for handling multiple feedstocks
KR100909642B1 (ko) 노르말 파라핀의 스팀 크래킹에 의한 에틸렌의 제조법
JPH083077A (ja) セシウム交換ｘゼオライトを用いた他の８個の炭素原子を有する炭化水素からエチルベンゼンを吸着分離するプロセス
CN1061018A (zh) 改进工艺控制的线型烷属烃精制方法
US5510564A (en) N-paraffin purification process with removal of aromatics
US11634371B2 (en) Advanced adsorptive separation processes for molecular class separation
KR100906548B1 (ko) 모노메틸 파라핀의 흡착 분리 방법
KR20030034900A (ko) 2종의 파라핀 생성물을 회수하기 위한 흡착 분리 방법
AU3497599A (en) Use of raffinate line flush in a simulated continuous moving bed adsorptive separation process

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
C14 Grant of patent or utility model
GR01 Patent grant
CF01 Termination of patent right due to non-payment of annual fee
CF01 Termination of patent right due to non-payment of annual fee

Granted publication date: 20060705

Termination date: 20201026