CN1805914A - 从稀的乙烯物流生产丙烯和乙基苯的方法 - Google Patents

从稀的乙烯物流生产丙烯和乙基苯的方法 Download PDF

Info

Publication number
CN1805914A
CN1805914A CNA2004800161402A CN200480016140A CN1805914A CN 1805914 A CN1805914 A CN 1805914A CN A2004800161402 A CNA2004800161402 A CN A2004800161402A CN 200480016140 A CN200480016140 A CN 200480016140A CN 1805914 A CN1805914 A CN 1805914A
Authority
CN
China
Prior art keywords
ethylene
propylene
reaction zone
ethene
alkylaromatic hydrocarbon
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.)
Granted
Application number
CNA2004800161402A
Other languages
English (en)
Other versions
CN1805914B (zh
Inventor
詹姆士·M·希尔德雷思
克尔曼·纳里曼·都康达
罗纳德·M·韦内
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.)
CB&I Technology Inc
Original Assignee
ABB Lummus Global Inc
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 ABB Lummus Global Inc filed Critical ABB Lummus Global Inc
Publication of CN1805914A publication Critical patent/CN1805914A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN1805914B publication Critical patent/CN1805914B/zh
Expired - Fee Related legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms
    • C07C2/54—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by addition of unsaturated hydrocarbons to saturated hydrocarbons or to hydrocarbons containing a six-membered aromatic ring with no unsaturation outside the aromatic ring
    • C07C2/64—Addition to a carbon atom of a six-membered aromatic ring
    • C07C2/66—Catalytic processes
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C11/00—Aliphatic unsaturated hydrocarbons
    • C07C11/02—Alkenes
    • C07C11/06—Propene
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C15/00—Cyclic hydrocarbons containing only six-membered aromatic rings as cyclic parts
    • C07C15/02—Monocyclic hydrocarbons
    • C07C15/067—C8H10 hydrocarbons
    • C07C15/073—Ethylbenzene
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C6/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a different number of carbon atoms by redistribution reactions
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C6/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a different number of carbon atoms by redistribution reactions
    • C07C6/02—Metathesis reactions at an unsaturated carbon-to-carbon bond
    • C07C6/04—Metathesis reactions at an unsaturated carbon-to-carbon bond at a carbon-to-carbon double bond
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/20—Use of additives, e.g. for stabilisation
    • 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
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/20—C2-C4 olefins
    • 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
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/30—Aromatics
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/10—Process efficiency

Abstract

本发明提供了生产丙烯的方法，其包括将来自乙烯反应区的乙烯物流引导到丙烯反应区；将丁烯物流引导到丙烯反应区；使乙烯物流与丁烯物流在丙烯反应区中反应生成丙烯反应物流；和使丙烯反应物流经历回收操作以回收丙烯。本发明还提供了生产烷基芳烃的方法，将来自丙烯反应区的乙烯物流引导到烷基芳烃反应区；将芳烃物流引导到烷基芳烃反应区；使乙烯物流与芳烃物流在烷基芳烃反应区中反应生成烷基芳烃反应物流；和使烷基芳烃反应物流经历回收操作以回收烷基芳烃。本发明还提供了生产丙烯和烷基芳烃的方法。

Description

从稀的乙烯物流生产丙烯和乙基苯的方法
发明背景
技术领域
本发明涉及生产乙基苯和丙烯的方法，特别是涉及从稀的乙烯源生产乙基苯和丙烯的方法。
背景技术
乙烯为普通的化学品，其尤其可与芳烃反应生成烷基芳烃如乙基苯、与丁烯反应生产丙烯。乙基苯通常用于生产苯乙烯，苯乙烯可聚合生成聚苯乙烯。丙烯通常用于生产聚丙烯。
生产高纯度乙烯的方法为公知的，其包括将烃物料热解并随后通过蒸馏分离乙烯和反应副产品。该方法通常包括以下：将包括乙烷、丙烷、丁烷、石脑油、粗柴油或加氢裂化减压瓦斯油的物料进料到乙烯设备中，在其中使物料在一组热解炉中在蒸汽的存在下热裂化。形成携带有烯烃的流出气体并通过生成蒸汽和通过与油和/或水间接接触而逐渐地冷却。将流出物在多级离心式压缩机中压缩，通过胺处理和/或碱洗排除酸性气体，然后将气体在分子筛上干燥。在脱甲烷塔中在低温条件下回收甲烷尾气。然后在脱乙烷塔中一起回收乙烯和乙烷。通常通过催化除去乙炔，然后在最终分馏塔中在低温条件下回收乙烯产品。就在最终分馏之前，乙烯物流可包括大量的乙烷(15到35％)和相对少量的氢气、甲烷和丙烯。最终分馏产生高纯度(聚合级)的乙烯(至少约99.95mol％)并循环乙烷，其可用于生产更多的乙烯。
乙烯混合物的最终分馏是相对能量密集型的，并且优选减少如此生产的乙烯/乙烷的量，或在这个步骤中完全排除。然而，许多方法，包括生产丙烯和乙基苯的那些，通常使用高纯度乙烯的物料进行。乙烯物流从乙烯设备转移，在除去乙炔之后但在最终分馏之前，通常在使用乙烷裂化炉作为乙烯源时仅包含约65mol％的乙烯，在使用石脑油裂化炉作为乙烯源时包含约85mol％的乙烯，两种方法的主要差异在于使用的原料和乙烷裂化炉的某些程度上较简单的回收工段(即，因为重质副产物形成被减少，乙烷裂化炉的蒸馏塔较少)。
还已知多种方法用于生产烷基芳烃如乙基苯，并且可采用固定床或催化蒸馏类型的方法。固定床方法通常包括以下：将苯送到包含烷基化催化剂固定床的烷化反应器中并与乙烯反应以得到烷基化苯和过量苯的混合物。将混合物分馏以回收乙基苯，循环苯和多乙基化苯。将循环苯送回到烷化反应器以及送到烷基转移反应器，在烷化反应器中循环苯与另外的乙烯反应，在烷基转移反应器中多乙基化苯与苯进行烷基转移作用形成另外的乙基苯。
虽然这些方法优选聚合级乙烯，但是还可以从相对稀的乙烯物料生产乙基苯。在这种情况中，优选催化蒸馏反应器，因为可使用稀到约15mol％的乙烯物料生产乙基苯。如果固定床方法使用稀的乙烯物料，可使用纯度低至约60mol％的乙烯，条件是物料的其余40mol％包含最小含量的氢气和甲烷。来自乙烷裂化炉的稀的乙烯可具有相对少量的甲烷和氢气，但情况不总是这样，因为例如来自具有前端脱乙烷塔的乙烯设备的稀的乙烯可包含较大量的氢气和甲烷。或者，如果没有在流化床催化裂化设备(FCC)气体回收装置通过压缩和蒸馏FCC排出气体分离氢气或甲烷，则来自FCC的稀的乙烯可包含非常大量的氢气或甲烷。通常，来自FCC的乙烷和轻质气体不经进一步分离，而是将它们送到精炼厂的燃料气系统。在任何情况下，当乙烯物料纯度低于约83mol％时，固定床方法可能招致能量代价。
能量代价包括在所用乙烯源非常稀的时候必须在乙基苯设备中使用额外的能量。例如，在上述乙基苯设备中，可能需要另外的能量从排出气体回收芳烃。这种附加过程可包括致冷式通风冷凝器和/或使用重沸器和冷凝器的吸收/汽提系统。
除了用于乙基苯生产之外，乙烯通常与丁烯反应生产丙烯。聚合级乙烯最适合这种方法并可能进行有效的丙烯生产。从丁烯生产丙烯的多种方法是已知的，如催化裂化和在固定床系统中的复分解。固定床复分解方法通常包括使乙烯和丁烯在反应器中反应生成丙烯产物，并且通过致冷蒸馏，分馏任何未反应的乙烯，使得未反应的乙烯可循环到反应炉以进一步与丁烯反应。同时，可将少量的轻质气体如乙烷、甲烷和氢气排出以防止在乙烯循环过程中积聚。
稀到约60mol％的乙烯物料可用于生产丙烯。遗憾的是，比约95mol％更稀的乙烯物料可能使包括对未反应的稀乙烯加热、冷却和分馏的循环步骤的效率非常低，因为在与丁烯最初反应之后，未反应的乙烯通常被在循环步骤中积聚的相对高水平的乙烷和/或其它轻质气体稀释。结果是在循环步骤中回收乙烯更困难和成本更高，因此简单地吹扫来自工艺的大量乙烯以及轻质气体而不是将乙烯返回到反应器可能更有效率。因此，当使用稀的乙烯物料时，在与丁烯最初反应之后留下的乙烯基本上不能用，其不能抵循环步骤的能源成本。虽然可以使未反应的乙烯返回到用于回收的乙烯设备中，但是这样成本很高。
然而，希望在丙烯设备和乙基苯设备中减少对高纯度乙烯的需要，以便在乙烯设备中降低对乙烯最终分馏所需的能量消耗。另外，需要利用稀的乙烯源生产乙基苯和/或丙烯而没有显著的浪费或能量代价。
发明内容
本发明包括生产丙烯的方法，通过将来自乙烯反应区的乙烯物流引导到丙烯反应区；将丁烯物流引导到丙烯反应区；使乙烯物流与丁烯物流在丙烯反应区中反应生成丙烯反应物流；和使丙烯反应物流经历回收操作以回收丙烯。
本发明另外包括生产烷基芳烃的方法，通过将来自丙烯反应区的乙烯物流引导到烷基芳烃反应区；将芳烃物流引导到烷基芳烃反应区；使乙烯物流与芳烃物流在烷基芳烃反应区中反应生成烷基芳烃反应物流；和使烷基芳烃反应物流经历回收操作以回收烷基芳烃和在稀的乙烯物料中包含的乙烷，乙烷可以作为副产物排出或作为物料循环到乙烯设备。
本发明另外包括生产丙烯和烷基芳烃的方法，通过使乙烯反应区中的原料反应生产第一乙烯物流；将第一乙烯物流引导到丙烯反应区；将丁烯物流引导到丙烯反应区；使第一乙烯物流与丁烯物流在丙烯反应区中反应生成丙烯反应物流；使丙烯反应物流经历第一回收操作以回收丙烯和第二乙烯物流；将第二乙烯物流引导到烷基芳烃反应区；将芳烃物流引导到烷基芳烃反应区；使第二乙烯物流与芳烃物流在烷基芳烃反应区中反应生成烷基芳烃反应物流；和使烷基芳烃反应物流经历第二回收操作以回收烷基芳烃和在稀的乙烯物流中包含的乙烷，乙烷可作为副产物排出或作为物料循环到乙烯设备。
本发明的优点包括通过排除或减少乙烯设备中乙烯的最终分馏和通过排除丙烯设备中的乙烯循环步骤而显著节能，从而解约成本。
附图说明
图1为生产丙烯和乙基苯的优选方法的示意性流程图。
图2为生产丙烯的优选方法的详细示意性流程图。
图3为生产丙烯和乙基苯的另一个优选方法的示意性流程图。
图4为生产丙烯和乙基苯的另一个优选方法的示意性流程图。
图5为生产丙烯和乙基苯的另一个优选方法的示意性流程图。
图6为生产丙烯和乙基苯的另一个优选方法的示意性流程图。
具体实施方式
本发明涉及生产稀的乙烯、和使用稀乙烯生产乙基苯、丙烯或乙基苯和丙烯的方法。
虽然用于生产乙烯、乙基苯和丙烯的单独方法为已知的，但本发明将这些方法合并，使得设计成能改善总效率并从而降低与乙烯、丙烯和乙基苯生产有关的总成本。
通常，本发明的优选方法包括将来自乙烯设备的稀的乙烯物流在乙炔清除点之后但在最终分馏点之前的点转移到丙烯设备。丙烯设备中的反应正常进行，大部分乙烯与丁烯反应产生丙烯。然而，与已知的方法不同，丙烯设备不包括回收未反应乙烯的乙烯循环步骤，因为与丁烯最初反应之后剩余的乙烯通常对于成本有效的循环步骤来说太稀。作为替代，包括未反应的乙烯和轻质气体如乙烷、甲烷和氢气的物流被直接送到乙基苯设备，该设备可以以合理的效能操作，即使使用来自丙烯设备的稀的乙烯物料。因此，在乙烯设备中因为排除了最终分馏而节能，并且在丙烯设备中因为排除了循环乙烯步骤而节能。
通常，丙烯设备中排除循环乙烯步骤会导致除降低丙烯产量之外的乙烯显著损失。或者，未反应的乙烯可能需要被再引导到乙烯设备中以高成本回收。然而，通过将稀的乙烯物流引导到乙基苯设备，基本上所有的剩余乙烯可用于生产乙基苯。因此，将来自乙烯设备的相对稀的乙烯物流引导到丙烯设备，然后用于乙基苯设备可节约大量能量并且很少产生或几乎不产生乙烯的浪费。
另一个优选的方法包括在乙炔清除点之后并且在所述乙烯物流至少部分分馏之后但在最终分馏点之前从乙烯设备转移乙烯物流，即来自乙烯分馏塔上的一个位置处的侧取物(side-draw)，并转移到丙烯设备。对于上述方法，丙烯设备没有用于回收未反应的稀乙烯的循环步骤作为所述设备的一部分。作为替代，包括未反应的乙烯和轻质气体的物流从丙烯设备直接被传送到乙基苯设备。在乙烯设备中因为在乙烯分馏完成之前抽出至少一些乙烯而节能，在丙烯设备中因为排除了乙烯循环工艺而节能。
其它的替代性方案可包括将除去乙炔之后但在将乙烯物料引导到乙烯设备中的乙烯分馏塔和/或引导到丙烯设备之前将至少部分乙烯物料部分或完全地冷凝。
上述替代性方案可通过以下方式降低成本：(1)减少或排除在乙烯设备的乙烯分馏塔中处理的乙烯/乙烷，(2)排除丙烯设备中的乙烯循环步骤，和(3)在部分冷凝的情况中，由于物料富集到塔的回流速率降低而使乙烯分馏塔能量输入产生某些节约。例如，用于丙烯和乙基苯生产的部分乙烯分馏塔物料的部分冷凝可使被送到乙烯分馏塔用于正常分馏的乙烯分馏塔物料的其余部分在乙烯中更富集并包含更低浓度的乙烷。这使得剩余的乙烯/乙烷的最终分馏更容易，从而降低最终分馏的能量需要。
虽然可使用高纯度乙烯实践本发明，但是通常，优选引导到丙烯设备的乙烯物流的纯度为约60mol％到约95mol％乙烯。取决于所采用的本发明的实施方案，可优选所述物料的浓度为约65mol％到约85mol％，或更优选约80mol％到约83mol％乙烯。通常，优选送往乙基苯设备的乙烯物流的纯度为约30mol％到约90mol％乙烯。取决于所采用的本发明的实施方案，可优选物料的浓度为约40mol％到约78mol％乙烯。
实施例1
参考图1，乙烯设备(截至和包括脱乙烷塔步骤)2产生包括乙烯、乙烷和乙炔的蒸汽物流，并且有可能包括如未反应的氢气、甲烷和丙烯，经由管线4送到乙炔除去工序6，其通常为使用贵金属催化剂的多级固定床反应器系统。然后将得到的蒸汽物流经由管线8送到乙烯分馏塔10，在那里将稀的乙烯物流分馏为高纯度乙烯，其作为塔顶馏出物经由管线12离开乙烯分馏塔10；作为乙烯分馏塔10的塔底流出物的循环乙烷物流经由管线14离开(并可能随后用于生产更多的乙烯)；根据已知的方法，作为分馏塔10的塔顶馏出物的排出气如甲烷和氢气经由管线13离开。在本发明的优选方法中，至少一些稀的乙烯物流在乙炔除去工序6之后但在到达乙烯分馏塔10之前的点转移，即经由图1上的管线15到管线16。通常包括约65mol％到约85mol％乙烯的管线16中的物流被送到图2中更详细表示的丙烯设备18。
参考图2，管线16中的稀乙烯与管线20中的丁烯物料混合并将包括乙烯和丁烯的混合物经由管线22送到热交换器24并在其中加热并在加热器26中进一步加热，然后进料到复分解反应器28中。复分解反应器可为固定床、移动床、流化床、或用于进行复分解反应的任何物理类型的单元。复分解反应器28包含非贵金属催化剂或贱金属催化剂，如氧化镁和/或氧化钨，它们促进乙烯和丁烯-2形成丙烯的反应并同时使丁烯-1异构化为丁烯-2，使得可得到更多的丁烯-2用于与乙烯反应。供给上述反应器的乙烯与丁烯的进料比通常为乙烯对丁烯的摩尔比为1∶1mol/mol到4∶1mol/mol，优选乙烯对丁烯的摩尔比为1∶1mol/mol到2∶1mol/mol并控制为使得C5+烯烃副产品最少和保持丁烯的单程转化率超过约60％。典型的丁烯转化率为约60到约75％，并且丙烯的选择性大于约95％。复分解反应器在气相、在约150℃到约400℃的温度、约10kg/cm2g到约40kg/cm2g的压力下操作。复分解反应器产物经由管线30被送到热交换器24并在其中冷却，然后经由管线32送到脱乙烯反应器34，在那里将复分解反应器产物分馏以产生包括丙烯、丁烯和C5化合物和重质化合物的脱乙烯反应器塔底流出物36。脱乙烯反应器塔底流出物经由管线36送到脱丙烯反应器38，在脱丙烯反应器38中丁烯、丁烷、异丁烯、戊烯和C6+组分(如己烯、庚烯等)作为脱丙烯反应器塔底流出物离开。丁烯经由管线40进料用于循环到复分解反应器28，丁烷、异丁烯和C5混合物和重质化合物与相对小部分的丁烯一起经由管线42从该工序中被吹扫出。管线44中的来自脱丙烯反应器38的塔顶馏出物包括高纯度的丙烯产物。
回到脱乙烯反应器34。通常，脱乙烯反应器34的塔顶馏出物在管线46中输送液体循环乙烯。其后，循环乙烯与管线16中的乙烯物料合并(未表示)用于回到复分解反应器28中。通常经由来自脱乙烯反应器34的回流储液器的单独的通风管(未表示)从脱乙烯反应器34吹扫轻质气体。
在本发明的优选实施方案中，管线46中的来自脱乙烯反应器的塔顶蒸气被直接送到催化蒸馏设备或固定床式乙基苯设备48(回头参考图1)，并与苯及其衍生物反应，生成乙基苯和/或多乙基苯。或者，可将乙烯与其它芳烃反应，所述芳烃包括萘、蒽、菲、及其衍生物。可将稀的乙烯物料中包含的乙烷作为副产物排出或作为到乙烯设备的物料循环。在实践中，特别优选将管线46中的来自脱乙烯反应器34的塔顶馏出物直接送到乙基苯设备48，而不回收未反应的循环乙烯，其中管线16中的乙烯物料是稀的(即低于约85mol％乙烯)，管线46中的来自脱乙烯反应器34的塔顶馏出物包括更少的乙烯(即，低于约73mol％)和相对更高浓度的乙烷和轻质气体(即，大于约27mol％)。因此，管线46中稀的乙烯的分馏不是成本有效的，因为随着乙烯浓度降低回流成本显著增加。然而，管线46中的乙烯物流适用于固定床设备或催化蒸馏式乙基苯设备。因此，到达丙烯设备18的管线16中的乙烯浓度最终决定是否有充分的乙烯保留在管线46中的脱乙烯反应器塔顶馏出物中，以进料到乙基苯设备48中。可通过多种方式控制管线16中的乙烯浓度，包括加入一些聚合级乙烯。以下说明控制管线16中的乙烯浓度的另外的方法。管线46中的乙烯还提供复分解反应器28中乙烯与丁烯的适当比例，因为乙烯以超过丙烯生产所需的量过量存在(乙烯量包括丙烯生产需要量和乙基苯生产需要量)。因此，该乙烯的存在排除了对循环乙烯的需要。
上述方法的优点包括显著的能量节约，因为经由管线16进料到丙烯设备18的稀的乙烯没有在乙烯设备中的乙烯分馏塔10中分馏。另外，在丙烯设备中节能，因为排除了循环乙烯步骤。对于与550,000KTA乙基苯设备组合的950,000KTA乙烯设备，估计节约的费用为每年US$750,000。
实施例2-5
实施例2、3、4和5表示可以以非常类似于实施例1所述方法的方式实践的本发明的实施方案。然而，在各个实施例中在进料到丙烯设备18之前，管线8中的乙烯物流的处理方式不同。因此，送到丙烯设备18和乙基苯设备48的物料组成可能随每个实施例而改变。
实施例2
参考图3，来自乙烯设备2的乙烯物流在乙炔除去工序6之后被送到冷凝器50并在那里将物流部分冷凝以提供经由管线52到丙烯设备18的液体物料、经由管线54到乙烯分馏塔10的蒸气物料。管线54中的物流为乙烯浓度比进料到冷凝器50的物流高约1mol％到约3mol％的蒸气。管线52中的液体物流的乙烯浓度比管线8中的物料低约1mol％到约3mol％，并被送到管线16和送到丙烯设备18。在丙烯设备中反应之后，从脱乙烯反应器34(图2)取得剩余的乙烯并经由管线46直接送到乙基苯设备48，如实施例1中那样。因为进料到丙烯设备的乙烯以超过丙烯生产所需的量过量存在(乙烯量包括丙烯生产需要量和乙基苯生产需要量)，排除了在丙烯设备中对循环乙烯的需要。
在乙烯分馏塔10中节能，因为管线8中最初乙烯物料的大部分被转移到丙烯设备18。另外，送到乙烯分馏塔10的乙烯比管线8中的物流更浓，使得更有效地操作乙烯分馏塔10。然而，在从乙烷循环再生时有相对少量的能量损失，即物料中的乙烷被蒸馏到塔底流出物并循环到裂化炉。其在分馏塔的塔底为冷的，使得乙烷需要再加热以恢复制冷值(“再生”)。因为塔塔底有较少的乙烷，所以在乙烯设备中可需要较少的再生和用于补偿较少再生可能需要的较少的额外制冷。
还通过在丙烯设备18中排除乙烯循环步骤而节能。到丙烯设备18的物料纯度为约75mol％，到乙基苯设备48的物料纯度为约69mol％。这种纯度水平适合于固定床或催化蒸馏式乙基苯设备，虽然其可能因为乙基苯反应器产物的冷凝温度由于稀释被降低而使乙基苯设备中蒸汽产量减少，导致热量回收减少，并由此略微升高能源成本。不考虑对乙基苯设备的影响，本实施例可为与550,000KTA乙基苯设备组合的950,000KTA乙烯设备而每年节约约US$800,000的操作成本。
实施例3
参考图4，在除去乙烯之后，将管线8中的乙烯物流的一部分完全冷凝，使得管线52中的乙烯浓度不高于管线8中的物流。乙烯物流经由管线52送到管线16并继续送到丙烯设备18，在丙烯设备中反应之后，保留在脱乙烯反应器34(图2)中的乙烯经由管线46直接送到乙基苯设备48，如实施例1中那样。管线8中的残余乙烯蒸气被进料到乙烯分馏塔10。
到乙烯分馏塔10的总物料减少使得能量节约，但是如上所述，以从乙烷循环的再生形式损失了一些能量。通过在丙烯设备中排除循环乙烯步骤而节约了额外能量。在本实施例中，经由管线16进料到丙烯设备的纯度为约82mol％，经由管线46进料到乙基苯设备的纯度为约77mol％。这种乙烯浓度适合于固定床或催化蒸馏式乙基苯设备，并且不会引起任何能量代价。对于与550,000KTA乙基苯设备结合的950,000KTA乙烯设备，本实施例可每年节约约US$820,000的操作成本。
实施例4
参考图5，在除去乙炔之后，所有的乙烯物流经由管线8送到乙烯分馏塔10。然而，刚好在管线8进入分馏塔10的进料点下方从乙烯分馏塔10的汽提段(未表示)通过使用本领域公知的具有蒸气抽出的泻流板(未表示)抽出一些乙烯。从乙烯分馏塔10抽出的乙烯经由管线56进料到管线16中并进料到丙烯设备18，在丙烯设备中反应之后，残留在脱乙烯反应器34(图2)中的乙烯经由管线46送到乙基苯设备48，如实施例1中那样。经由管线56抽出的乙烯为包括少于约62mol％乙烯的蒸气。在管线46中的离开丙烯设备的乙烯浓度小于约35mol％，其适合于催化蒸馏反应器式乙基苯设备。
通过减少乙烯分馏塔10中的分馏而节能，但是一部分以从乙烷循环的再生形式损失。通过在丙烯设备18中排除循环乙烯步骤而节能。对于与550,000KTA乙基苯设备结合的950,000KTA乙烯设备，本实施例可每年节约约US$850,000的操作成本。
实施例5
参考图6，在除去乙炔之后，所有的乙烯物流经由管线8送到乙烯分馏塔10。然而，刚好在管线8进入分馏塔10的进料点上方从乙烯分馏塔10的精馏段(未表示)通过使用本领域公知的液体抽出用泻流板(未表示)抽出一些乙烯。从乙烯分馏塔10抽出的乙烯经由管线58进料到管线16中并进料到丙烯设备18，在丙烯设备中反应之后，残留在脱乙烯反应器34(图2)中的乙烯经由管线46送到乙基苯设备48，如实施例1中那样。经由管线58抽出的乙烯为包括少于约83mol％乙烯的液体。在管线46中到乙基苯设备的乙烯物流包括约78mol％的乙烯。这种浓度适合于固定床或催化蒸馏反应器乙基苯设备。
通过减少乙烯分馏塔10中的分馏而节能，但是一部分以从乙烷循环的再生形式损失。通过在丙烯设备18中排除乙烯循环步骤而节能。不考虑对乙基苯设备的影响，对于与550,000KTA乙基苯设备结合的950,000KTA乙烯设备，本实施例可每年节约约US$870,000的操作成本。
重要地是，正如以上的讨论，本发明的多个实施方案都可以产生显著的总能量节约，即使在其中在乙基苯设备中发生能量损失的情况中，因为可以排除或减少乙烯设备中的乙烯分馏并排除丙烯设备中的乙烯循环步骤。
虽然已经参考优选实施方案描述了本发明，但是本领域技术人员可以理解，可对其进行多种改变和将其组成部分替换为等价物而不脱离本发明的范围。例如，可使用多种乙烯设备实践本发明，条件是使用的工序使得稀的乙烯可在最终的乙烯-乙烷分馏之前或在分馏过程中作为侧面抽出物被转移。类似地，可使用多种丙烯设备实践本发明，条件是选择的丙烯设备可令人满意地使用来自选择的乙烯设备的稀的乙烯物料进行操作。另外，可使用多种乙基苯设备实践本发明，条件是乙基苯设备可令人满意地使用来自选择的丙烯设备的稀的乙烯物料进行操作。或者，可使用类似的方案生产不同于乙基苯的烷基芳烃如多乙基苯，或在其它已知的烷基芳烃设备中用其它芳香族化合物如萘、蒽、菲、及其衍生物代替苯。因此，本发明不限于本文中公开的具体实施方案，本发明包括处在权利要求范围内的所有实施方案。

Claims (34)

1.生产丙烯的方法，其包括：
a)将来自乙烯反应区的包括至多95mol％乙烯的乙烯物流引导到丙烯反应区；
b)将丁烯物流引导到丙烯反应区；
c)使乙烯物流与丁烯物流在丙烯反应区中反应生成丙烯反应物流；和
d)使丙烯反应物流经历回收操作以回收丙烯。
2.权利要求1的方法，其另外包括：在步骤(a)之前将乙烯物流冷凝。
3.权利要求1的方法，其另外包括：在步骤(a)之前从乙烯物流除去乙炔。
4.权利要求1的方法，其另外包括：在步骤(a)之前对乙烯物流进行部分分馏。
5.权利要求1的方法，其中乙烯物流中乙烯的浓度为约60mol％到约95mol％。
6.权利要求5的方法，其中乙烯物流中乙烯的浓度为约65mol％约85mol％。
7.权利要求6的方法，其中乙烯物流中乙烯的浓度为约80mol％约83mol％。
8.权利要求1的方法，其中乙烯反应区包括热裂化装置。
9.权利要求1的方法，其中丙烯反应区包括复分解反应器或催化裂化反应器。
10.权利要求1的方法，其中回收操作包括分馏塔。
11.生产烷基芳烃的方法，其包括：
a)将得自丙烯反应区的乙烯物流引导到烷基芳烃反应区；
b)将芳烃物流引导到烷基芳烃反应区；
c)使乙烯物流与芳烃物流在烷基芳烃反应区中反应生成烷基芳烃反应物流；和
d)使烷基芳烃反应物流经历回收操作以回收烷基芳烃。
12.权利要求11的方法，其另外包括：在将乙烯物流引导到烷基芳烃反应区之前对乙烯物流进行分馏操作。
13.权利要求11的方法，其中乙烯物流中乙烯的浓度为约30mol％到约90mol％。
14.权利要求13的方法，其中乙烯物流中乙烯的浓度为约40mol％到约78mol％。
15.权利要求11的方法，其中丙烯反应区包括复分解反应器或催化裂化反应器。
16.权利要求11的方法，其中烷基芳烃反应区包括固定床反应器或催化蒸馏反应器。
17.权利要求11的方法，其中回收操作包括分馏塔。
18.权利要求11的方法，其中芳烃物流包括选自苯、萘、蒽、菲、及其衍生物组中的芳烃。
19.权利要求11的方法，其中烷基芳烃选自乙基苯、多乙基苯、及其衍生物的组中。
20.生产丙烯和烷基芳烃的方法，其包括：
a)使原料在乙烯反应区中反应生成第一乙烯物流；
b)将第一乙烯物流引导到丙烯反应区；
c)将丁烯物流引导到丙烯反应区；
d)使第一乙烯物流与丁烯物流在丙烯反应区中反应生成丙烯反应物流；
e)使丙烯反应物流经历第一回收操作以回收丙烯和第二乙烯物流；
f)将第二乙烯物流引导到烷基芳烃反应区；
g)将芳烃物流引导到烷基芳烃反应区；
h)使第二乙烯物流与芳烃物流在烷基芳烃反应区中反应生成烷基芳烃反应物流；和
i)使烷基芳烃反应物流经历第二回收操作以回收烷基芳烃。
21.权利要求20的方法，其另外包括：在步骤(b)之前将乙烯物流冷凝。
22.权利要求20的方法，其另外包括：在步骤(b)之前从乙烯物流除去乙炔。
23.权利要求20的方法，其另外包括：在步骤(b)之前对乙烯物流进行部分分馏。
24.权利要求20的方法，其中第一乙烯物流中乙烯的浓度为约60mol％到约95mol％。
25.权利要求24的方法，其中第一乙烯物流中乙烯的浓度为约65mol％到约85mol％。
26.权利要求25的方法，其中第一乙烯物流中乙烯的浓度为约80mol％到约83mol％。
27.权利要求20的方法，其中第二乙烯物流中乙烯的浓度为约30mol％到约90mol％。
28.权利要求27的方法，其中第二乙烯物流中乙烯的浓度为约40mol％到约78mol％。
29.权利要求20的方法，其中乙烯反应区包括热裂化装置。
30.权利要求20的方法，其中丙烯反应区包括复分解反应器或催化裂化反应器。
31.权利要求20的方法，其中烷基芳烃反应区包括固定床反应器或催化蒸馏反应器。
32.权利要求20的方法，其中第一回收操作包括分馏塔。
33.权利要求20的方法，其中第二回收操作包括分馏塔。
34.权利要求20的方法，其中原料选自乙烷、丙烷、丁烷、石脑油、粗柴油和加氢裂化减压瓦斯油的组中。
CN2004800161402A 2003-06-11 2004-06-08 从稀的乙烯物流生产丙烯和乙基苯的方法 Expired - Fee Related CN1805914B (zh)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US10/458,954 2003-06-11
US10/458,954 US20040254414A1 (en) 2003-06-11 2003-06-11 Process for production of propylene and ethylbenzene from dilute ethylene streams
PCT/US2004/018085 WO2004110967A1 (en) 2003-06-11 2004-06-08 Process for production of propylene and ethylbenzene from dilute ethylene streams

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN1805914A true CN1805914A (zh) 2006-07-19
CN1805914B CN1805914B (zh) 2011-04-13

Family

ID=33510698

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN2004800161402A Expired - Fee Related CN1805914B (zh) 2003-06-11 2004-06-08 从稀的乙烯物流生产丙烯和乙基苯的方法

Country Status (9)

Country Link
US (2) US20040254414A1 (zh)
EP (1) EP1631534A1 (zh)
JP (1) JP4471977B2 (zh)
KR (1) KR101026317B1 (zh)
CN (1) CN1805914B (zh)
AU (1) AU2004247692B2 (zh)
BR (1) BRPI0411130B1 (zh)
CA (1) CA2528320C (zh)
WO (1) WO2004110967A1 (zh)

Cited By (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102070389A (zh) * 2011-01-12 2011-05-25 王伟跃 利用炼厂副产物制丙烯的工艺
CN105408291A (zh) * 2013-03-04 2016-03-16 诺瓦化学品(国际)股份有限公司 包括氧化脱氢单元的综合体
CN107473925A (zh) * 2017-08-31 2017-12-15 北京和利凯石化技术有限公司 一种利用低碳烷烃制备乙苯的方法

Families Citing this family (13)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US7259282B2 (en) * 2003-09-08 2007-08-21 Abb Lummus Global Inc. Process for production of ethylbenzene from dilute ethylene streams
US7268265B1 (en) * 2004-06-30 2007-09-11 Uop Llc Apparatus and process for light olefin recovery
US7576251B2 (en) * 2005-04-15 2009-08-18 Abb Lummus Global Inc. Process for the double bond hydroisomerization of butenes
EP1953129A4 (en) * 2005-11-14 2011-04-20 Mitsui Chemicals Inc PROCESS FOR PREPARING PROPYLENE CONTAINING BIOMASS CARBON
US20110130604A1 (en) 2008-04-04 2011-06-02 Lummus Technology Inc. System and process for producing linear alpha olefins
US20090281364A1 (en) * 2008-05-12 2009-11-12 Halsey Richard B Metathesis process using a moving phase reactor
US8722950B2 (en) 2010-04-26 2014-05-13 Saudi Basic Industries Corporation Process for producing propylene and aromatics from butenes by metathesis and aromatization
US8895793B2 (en) 2010-06-11 2014-11-25 Uop Llc Process for the reduction of gasoline benzene content by alkylation with dilute ethylene
US8414851B2 (en) 2010-06-11 2013-04-09 Uop Llc Apparatus for the reduction of gasoline benzene content by alkylation with dilute ethylene
CN102381927B (zh) * 2010-09-01 2014-04-30 中国石油化工股份有限公司 一种由乙醇合成乙苯的方法
US8889937B2 (en) 2011-06-09 2014-11-18 Uop Llc Process for producing one or more alkylated aromatics
US9688591B2 (en) 2013-01-10 2017-06-27 Equistar Chemicals, Lp Ethylene separation process
KR102397644B1 (ko) * 2017-06-16 2022-05-13 에스케이이노베이션 주식회사 유동층접촉분해 오프-가스와 벤젠의 알킬화 생성물로부터 에틸벤젠을 회수하는 방법

Family Cites Families (18)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4707465A (en) * 1980-10-09 1987-11-17 Phillips Petroleum Company Olefin disproportionation and catalyst therefor
US4629719A (en) 1980-11-17 1986-12-16 Phillips Petroleum Company Olefin disproportionation catalyst
US4629718A (en) * 1982-08-30 1986-12-16 Atlantic Richfield Company Alkali promoted manganese oxide compositions containing silica and/or alkaline earth oxides
US4663304A (en) * 1984-07-20 1987-05-05 Phillips Petroleum Company Acid-treated catalysts for olefin conversion and method for preparing the catalysts
US5003119A (en) * 1988-05-09 1991-03-26 Lummus Crest, Inc. Manufacture of alkylbenzenes
US5026935A (en) * 1989-10-02 1991-06-25 Arco Chemical Technology, Inc. Enhanced production of ethylene from higher hydrocarbons
US5026936A (en) * 1989-10-02 1991-06-25 Arco Chemical Technology, Inc. Enhanced production of propylene from higher hydrocarbons
US5162597A (en) * 1991-11-18 1992-11-10 Phillips Petroleum Company Olefin disproportionation and application thereof
US5430211A (en) * 1993-10-29 1995-07-04 The Dow Chemical Company Process of preparing ethylbenzene or substituted derivatives thereof
US5981818A (en) * 1995-03-21 1999-11-09 Stone & Webster Engineering Corp. Integrated cracking and olefins derivative process utilizing dilute olefins
US5602290A (en) * 1995-05-30 1997-02-11 Raytheon Engineers & Constructors, Inc. Pretreatment of dilute ethylene feedstocks for ethylbenzene production
US5856607A (en) * 1996-05-03 1999-01-05 Amoco Corporation Process for production of ethylbenzene frome dilute ethylene streams
US6002057A (en) * 1996-09-06 1999-12-14 Exxon Chemical Patents Inc. Alkylation process using zeolite beta
US5880320A (en) * 1997-08-05 1999-03-09 Netzer; David Combination process for manufacturing ethylene ethylbenzene and styrene
US5977423A (en) * 1998-06-19 1999-11-02 Netzer; David Mixed phase ethylation process for producing ethylbenzene
CN1150142C (zh) * 1999-12-10 2004-05-19 北京服装学院 由苯和炼厂干气催化蒸馏法烷基化制乙苯的方法和设备
US6783659B2 (en) * 2001-11-16 2004-08-31 Chevron Phillips Chemical Company, L.P. Process to produce a dilute ethylene stream and a dilute propylene stream
US7238843B2 (en) * 2003-02-28 2007-07-03 Abb Lummus Global, Inc. Process for the production of alkylaromatics

Cited By (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102070389A (zh) * 2011-01-12 2011-05-25 王伟跃 利用炼厂副产物制丙烯的工艺
CN105408291A (zh) * 2013-03-04 2016-03-16 诺瓦化学品(国际)股份有限公司 包括氧化脱氢单元的综合体
CN105408291B (zh) * 2013-03-04 2018-12-14 诺瓦化学品(国际)股份有限公司 包括氧化脱氢单元的综合体
CN107473925A (zh) * 2017-08-31 2017-12-15 北京和利凯石化技术有限公司 一种利用低碳烷烃制备乙苯的方法

Also Published As

Publication number Publication date
US7608745B2 (en) 2009-10-27
JP2007503471A (ja) 2007-02-22
EP1631534A1 (en) 2006-03-08
US20080119676A1 (en) 2008-05-22
US20040254414A1 (en) 2004-12-16
BRPI0411130B1 (pt) 2013-10-08
AU2004247692A1 (en) 2004-12-23
KR101026317B1 (ko) 2011-03-31
BRPI0411130A (pt) 2006-07-18
CN1805914B (zh) 2011-04-13
CA2528320C (en) 2011-08-30
AU2004247692B2 (en) 2010-12-16
CA2528320A1 (en) 2004-12-23
KR20060018252A (ko) 2006-02-28
JP4471977B2 (ja) 2010-06-02
WO2004110967A1 (en) 2004-12-23

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN1805914B (zh) 从稀的乙烯物流生产丙烯和乙基苯的方法
CN1237036C (zh) 用于生产链烯基取代的芳香族化合物的综合方法
TWI426067B (zh) 藉由使用高壓產物分流器塔在丙烷去氫單元中的高減能
CN1990435A (zh) 经含氧物转化的烯烃生成
CN101548147A (zh) 先进的c2-分流器进料精馏器
CN1727317A (zh) 消除乙烯装置瓶颈的二级脱乙烷塔
JPH0411529B2 (zh)
CN1273575A (zh) 生产乙烯、乙苯和苯乙烯的联合方法
US20070255080A1 (en) Process for production of ethylbenzene from dilute ethylene streams
CN1263715C (zh) 制备烷基和烯基取代的芳族化合物的综合工艺
CN1019007B (zh) 烷基苯的制造
CN104557425A (zh) 芳烃烷基化生产对二甲苯的催化蒸馏方法
CN101045666A (zh) 含碳烯烃生产丙烯乙烯的方法
US5877384A (en) Apparatus and process for separating reaction effluent in the manufacture of cumene
CN1258509C (zh) 含有2－6个碳原子的烯烃的醛化方法
CN1230405C (zh) 一种乙苯的生产方法
CN1055912C (zh) 烷基苯的生产工艺
CN1074398C (zh) 低浓度烯烃与芳烃反应制取烷基芳烃的催化精馏和吸收组合工艺
CN1315761C (zh) 一种催化干气中乙烯与苯分离制备乙基苯的方法
CN1939882B (zh) 一种催化干气中乙烯与苯变相催化分离制备乙苯的方法
CN1227196C (zh) 一种由不纯的低碳烯烃与苯生产烷基苯的方法
CN1151106C (zh) 一种烯烃与芳烃反应制取烷基芳烃的方法
CN100348562C (zh) 一种自热式低浓度乙烯与苯烃化生产乙基苯的方法
CN1927782A (zh) 含碳烯烃混合物催化裂解增产丙烯乙烯的方法
CN107915568A (zh) 生产烷基化芳族化合物的方法

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

Granted publication date: 20110413

Termination date: 20150608

EXPY Termination of patent right or utility model