CN86108600A - 脱氢环化二聚工艺的产品回收 - Google Patents

Abstract

公开了诸如重整或脱氢环化二聚等产氢过程的工艺流程。将一部分C₃或C₄进料物流进行闪蒸，以提供产品回收分馏塔的回流冷却。上述分馏塔的冷塔顶馏出物和第二部分进料物流，可用于冷却部分冷凝的反应区流出物流中仍未冷凝的部分，然后，这些未冷凝物料再通入最后的低温分离段。另一个特征是，利用热的压缩气体进行再沸分馏，以实现产品回收压缩部分的段间冷却。

Description

本发明是关于烃类转化的工艺。确切地说，是关于脱氢环化二聚催化工艺。在该工艺中，两个或多个轻脂肪烃（如丙烷或丁烷）结合在一起，生成芳烃产品，同时产生C⁺ ₆非芳烃（特别是在进料中含有大量烯烃的时候）。本发明侧重论述用于从汽相脱氢环化二聚反应区流出物流中回收氢和C⁺ ₆烃类产品的分离方法。这种分离方法包括将未转化的进料烃类循环到反应区的技术。

许多参考文献都介绍了轻脂肪烃转化为芳烃的方法。例如，J.恩（Eng）的专利（美国专利2，992，283号）介绍丙烯转化为各种高分子量烃类的方法，该法用一种经过处理的结晶硅铝酸盐作催化剂。C.M.德兹（Detz）等人的专利（美国专利4，347，394号）介绍C⁺ ₅烃类转化为芳烃的方法，该法用一种以非酸性沸石载铂化合物的催化剂。P.J.康恩（Conn）等人的专利（美国专利4，329，532号）介绍C₄以下烯烃或烯烃与链烷烃的混合物转化为芳烃的方法，所用催化剂是一种具有特定的组成、晶体尺寸范围和X-射线衍射谱图的结晶硅酸盐。L.M.卡普苏徒（Capsuto）等人的专利（美国专利4，444，988号）介绍以C₂-C₅烯烃为原料的与上述相同工艺的产品回收工艺流程，这份专利的重点在于利用热交换改善了从反应区流出物流中的冷凝烃类之经济性。

E.E.戴维斯（Davies）等人的专利（美国专利4，180，689号）介绍C₃-C₈脂肪烃转化为芳烃的工艺，在该工艺中，采用以硅铝酸盐载镓的催化剂。L.D.罗尔曼（Rollman）等人的专利（美国专利3，761，389号）介绍在ZSM-5型催化剂上将C₂到400°F的烃类转化为芳烃的改进工艺，其改进之处在于使用串联的两个反应段，其中第一反应段要在更苛刻的条件下操作。T.O.米采尔（Mitchell）等人的专利（美国专利3，843，740号）也介绍一种在反应器中使用两种不同催化剂旨在使脂肪烃原料芳构化的工艺。这份参考文献也介绍了用分馏法回收芳烃产品的工艺流程图。

从含有轻烃以及可能含有氢的反应区流出物流中分离烃类产品，对于一些烃转化工艺的成功操作是重要的。例如，W.B.小博斯特（Borst，Jr.）的专利（美国专利3，537，978号）和J.T.福布斯（Forbes）的专利（美国专利3，574，089号）都介绍了催化重整产物中回收石脑油、富氢循环气和轻烃物流的方法。C.W.斯卡尔斯特罗姆（Skarstrom）的专利（美国专利3，101，261号）举例说明了从重整反应区流出物中回收氢、轻馏分和石脑油的方法。这些参考文献介绍了部分冷凝和汽提塔等分离技术的应用。美国专利3，431，195号介绍了反应器流出物的流程;包括部份冷凝的反应器流出物的气相组分的压缩。

众所周知，在将气体通入第二压缩段以前，必须将第一压缩机的流出气体进行冷却。多段压缩通常是更经济的，可能是提高大量气体压力的唯一工业上可行的方法。本技术领域的人都了解，当压缩气体含有可凝烃类时，切实可行的办法是在段间冷却器的下游采用汽-液分离器，以防冷却器中形成的冷凝液进入下一个压缩段。

P.C.斯特希（Steacy）的专利（美国专利4，528，412号）描述了脱氢环化二聚工艺的产品回收方法。在此工艺中，经管线1的C₃或C₄物料流入脱丁烷塔2的上部。该塔的塔顶馏出汽相产物被加料到反应器中。

本发明是一种能够降低脱氢环化二聚工艺和其它产氢工艺费用的颇具特色的工艺。本发明的特征在于进料物流用作冷却剂，以降低产品回收分馏过程的公用工程费用和有助于反应器流出物的分离。本发明的另一特征在于利用反应器流出汽流的段间压缩所产生的热量以再沸分馏塔。本发明的主要实施方案包括以下步骤：将至少一部分进料物流（含C₃和/或C₄烃）通入第一分馏区的上部，分馏区的操作条件能使通入的进料物流烃类起到第一分馏区的回流液作用，加到第一分馏区的烃类在此被分离为含有C₃和/或C₄烃的净塔顶馏出蒸汽物流和含有C⁺ ₆烃类的净塔底物流，此塔底物流作为本工艺的产品取出;通过与下文所称的第一工艺物流进行间接热交换的方法，加热塔顶蒸汽物流和下文所称的循环物流，然后将塔顶馏出的蒸汽物流和循环物流通入维持在转化条件下，并在此能产生C⁺ ₆烃类和氢气的催化反应区，产生一种含有甲烷、乙烷、C₃和/或C₄烃类、氢以及C⁺ ₆烃类的反应区流出物流;采用冷却、部分冷凝和汽-液分离等串联步骤，将反应区流出物流分离为含有氢、乙烷和C₃和/或C₄烃的汽相第二工艺物流，以及含有C⁺ ₆烃类和C₃和/或C₄烃类的液相第三工艺物流;将第三工艺物流通入第一分馏区;将至少一部分第二工艺物流通过与上述第一工艺物流进行间接热交换，部分冷凝第一工艺物流，同时产生含有氢、乙烷和甲烷的汽相第四工艺物流，以及含有C₃和/或C₄烃类的第五工艺物流;采用包括部分冷凝和汽-液分离在内的串联步骤，将汽相第四工艺物流分离为含有乙烷的汽相第六工艺物流、含有甲烷的富氢第七工艺物流，以及含有C₃和/或C₄烃的液相第八工艺物流;将至少一部分第五和第八工艺物流通入第一分馏区;将至少一部分第六工艺物流进行循环，作为如前面所说的循环物流。

附图系简化工艺流程图。通过管线1加料到干燥塔7的含有丙烷的混合物转化为含有C⁺ ₆芳烃的产品物流，由管线48排出。干燥塔通过来自反应器流出蒸汽的段间压缩所产生的热量加以再沸。至少有一部分由塔7抽出的干燥进料被闪蒸，并通过管线12进入产品塔14，以提供回流，同时利用低温的塔顶馏出蒸汽和另一部分进料（也经过闪蒸），在热交换器19中，对反应器流出蒸汽进行冷却。

本发明能够用于各种产氢的烃转化工艺。例如，本发明能够用于临氢脱烷基工艺或石脑油催化重整工艺，以提高加料到该工艺中的石脑油沸程烃类馏分的辛烷值或芳烃含量。利用本发明的实际工艺的特性会受到选用催化剂、原料、操作条件以及与讨论本发明应用有关的其它因素的明显影响。所实施的工艺也能确定各种工艺物流的组成。例如，在重整工艺中，作为副产品所产生的只有少量丙烷、乙烷和其它轻质烃。因此，反应器流出物的组成主要含有C⁺ ₆烃类和氢，而在气体和液体物流中只有少量的丙烷存在。另一方面，如果本发明用于含有丙烷或丁烷的原料，而且产品为C⁺ ₆烃类，如脱氢环化二聚工艺，可以预计，该工艺所包括的许多工艺物流除去C⁺ ₆烃类和/或氢外，会含有大量的丙烷。本发明的最佳实施方案是把它应用于脱氢环化二聚工艺。因此，关于本发明的这篇描述的其余部分，将侧重于脱氢环化二聚工艺。

将轻脂肪烃转化为芳烃或C⁺ ₆非芳烃的工艺，正如前面引用的参考文献所证实的那样，一直是开发研究工作的重要课题。该工艺的基本效用在于将低价易得的C₃和/或C₄烃类转化为更有价值的芳烃和氢，或将进料烃类转化为高分子量的脂肪烃产品。这对提高烃类的价值可能是理想的。对于正确解决C₃和C₄烃类过剩问题或满足芳烃的实际需要，也是理想的。芳烃在生产范围广泛的石油化学品工艺中十分有用，其中苯是应用最广泛的基本原料烃化学品之一。产品芳烃也可以用作高辛烷值马达燃料的掺合组分。

脱氢环化二聚工艺的原料是每个分子含二到四个碳原子的轻脂肪烃。进料物流可以是单个的化合物，或者由两个或更多个化合物所组成的混合物。比较好的进料化合物是丙烷、丙烯、丁烷和丁烯，其中饱和烃是最好的。进入工艺过程中的进料物流也可以含有一些C₂和C₅烃类。脱氢环化二聚工艺的进料物流中的C₅烃浓度，最好维持在尽可能最低的水平。该过程的最佳产品是C⁺ ₆芳烃。然而，脱氢环化二聚工艺的选择性并不是100%，即使使用饱和烃进料，也能产生一些C⁺ ₆非芳烃。当加工由丙烷和/或丁烷所组成的进料时，C⁺ ₆烃类产品中的很大部分是苯、甲苯和各种二甲苯异构体，同时也生成少量C⁺ ₉芳烃产品。进料物流中存在着烯烃，会导致C⁺ ₆长链烃类产量的增加，选用合适催化剂体系也可得此产品。进料中烯烃浓度大，会显著降低芳烃产量。

本发明的目标在于从反应区流出物流中回收产品烃类。因此，反应区的结构和所用催化剂的组成，并不是本发明的主要内容和特征。尽管如此，为了提供本发明的背景情况，有必要对本发明的实施方案即重整工艺和脱氢环化二聚工艺所使用的反应器系统加以描述。这种反应器系统，正如下面一些专利所介绍的那样，包括一种移动床径向流动多段反应器。美国专利3，652，231号、3，692，496号、3，706，536号、3，785，963号、3，825，116号、3，839，196号、3，839，197号、3，854，887号、3，856，662号、3，918，930号、3，981，824号、4，094，814号、4，110，081号和4，403，909号。描述了这种反应器、催化剂再生系统和移动催化剂床操作及设备的各个方面情况。这种反应器系统在工业上已经广泛地应用于石脑油馏分重整工艺。也应用于轻质链烷烃脱氢工艺。

较佳的移动床反应器系统使用一种直径约为1/64到1/8英寸（0.4到3.2毫米）的球形催化剂。催化剂最好含有载体材料和金属组分，通过浸渍和共沉淀将金属组分沉积在载体材料上。前面所引用的参考文献指出，当前的发展趋势是使用沸石载体材料，其中，ZSM-5型催化剂，通常被认为是较好的催化剂材料。对于有关含有沸石的脱氢环化二聚催化剂的信息，可以参阅E.P.基弗（kieffer）的专利（欧洲专利说明书832011422.9号）。当配方合适时，这种沸石材料本身就具有很高的脱氢环化二聚反应的活性。不过，最好还是在催化剂系统中使用金属组分，以提高催化剂的活性和/或选择性。正如在前面引用的美国专利4，180，689号中所叙述的那样，较好的催化金属组分是镓。脱氢环化二聚反应区最好是在温度约为920～1100°F（487～593℃）之间、压力为100磅/英寸²（689千帕（表压））的条件下进行操作。比较低的操作压力一般有利于氢反应，反应区出口压力低于70磅/英寸²（483千帕（表压））是较好的。对于另外一些反应，采用另外一些条件，可能是最好的。

附图说明了本发明采用的较好实施方案。专门技术人员可以了解此工艺流程图是通过删去许多工艺设备而加以简化的，这些设备包括一些热交换器、工艺控制系统、泵类、分馏塔顶馏出物系统及再沸器系统，也有一些对于了解本工艺过程无必要的设备。不难看出，附图所提出的工艺流程在许多方面，在不脱离本发明整个基本构思的情况下，可以进行改进。例如，为了简化目的，附图中的热交换器缩简到最小程度。熟悉这些技术的人们会了解，为了在工艺过程中，在不同地方如何进行必要的加热和冷却，要选用各种不同的热交换方法。在一个与此同样复杂的过程中，对于不同工艺物流之间的间接热交换，存在着许多可能性。根据工艺装置的安装及其环境的具体情况，也有可能利用蒸汽、热油或来自其它加工装置（附图中尚未注明）的工艺物流来进行热交换。

现请参阅附图。较高纯度的丙烷物流通过管线1进入工艺过程中，并与通过管线2输送的干燥塔7塔顶馏出蒸汽相混合。这种混合物流经管线3而进入塔顶馏出物接受罐4。通过进料物流和通过冷却设备（附图中未标出）所提供的冷却，使得基本上全部进入塔顶接受罐的丙烷冷凝。液化的丙烷通过管线6转入干燥塔。进料物流和塔顶馏出蒸汽物流中存在的水分也被冷凝，通过倾析法将其与低密度液态丙烷分离开，并由管线5排出。干燥过的原料丙烷作为液体通过管线9由干燥塔7塔底排出。第一部分丙烷通过管线10送到再沸器46，至少有一部分在这里被汽化。将蒸汽产物通过管线8送入干燥塔7的较低部分。

剩余的净塔底物流则为工艺过程的进料，该物流流经管线11，然后分为由管线12输送的第一部分和由管线16输送的第二部分，流经管线12的进料丙烷部分，当它通过流量控制阀13时被闪蒸到较低压力。这个步骤产生了温度较低的蒸汽和液体，并都通入产品分馏塔14的上部。冷液体在这个分馏塔顶起到了所必需的回流作用。冷的蒸汽从塔顶离去。从分馏塔14脱除的、经由管线15的塔顶馏出蒸汽主要含有丙烷，但也会含有一些丁烷、氢、乙烷或溶解在经管线47加料到分馏塔14的液相物流中的甲烷。

经由管线15较冷的塔顶馏出蒸汽物流与经过一个阀而被闪蒸以产生温度较低的蒸汽和液体的第二部分进料物流（如果全部进料物流并不都流经管线12的话）相混合，然后通入管线17。流经管线17的烃类与来自管线44的富含乙烷的物流相混合，然后通入管线18。流经管线18的物料温度很低，用作间接热交换设备19的冷却剂。在这个热交换设备中，流经管线18的物料被加热到接近于所要求的下游催化反应区21的入口温度。同时，流经管线32的物料被冷却，从而有助于该物料进行部分冷凝，并在高压分离器36中分为蒸汽和液体部分。流经管线18的烃类在进料一流出物热交换设备20中以及可能通过其它的热交换设备（附图中尚未标出）中进一步加热。所得到的已被加热的物料，倘若需要的话，则与一些循环氢一起通过催化反应区，例如，在脱氢环化二聚反应区，丙烷和其它轻烃至少有一部分转化为C⁺ ₆烃类产品。在脱氢环化二聚和重整工艺中，也会同时生产出氢气。

因此，催化反应区21的流出物流最好是含有由诸如丙烷和/或丁烷等进料物流的残余部分，氢，诸如苯、甲苯和二甲苯等C⁺ ₆芳烃，副产品或循环的乙烷，以及副产品甲烷所组成的混合物。反应区流出物流首先在热交换器20中、然后在辅助间接热交换设备23中进行冷却。这就导致流经管线22的物料进行部分冷凝，以至于它们在低压分离器24中能够分离为汽相和液相产物。从分离器24中排出的液相产物作为工艺物流通过管线27和34输送到分馏塔14。

在低压分离区所收集的汽相物料通过管线25排出，在压缩机26中提高压力。汽相物料加压，提高了温度。流经管线25的部分或全部物料可以通过操作阀29进入管线28，以用作再沸器设备46的加热介质。冷却的汽相物料或部分冷凝的物料经由管线28′，流入管线30。附加的间接热交换器可以安装在管线30上，使流经的物料更进一步冷却。然后，所得到的部分冷凝的混合物流入中压分离区31。被冷凝的丙烷和/或丁烷以及C⁺ ₆烃类等液相物料由中压分离器排出，通过管线33输送而作为另一种工艺物流，并通过管线34和47加到分馏塔14中。由低压分离区和中压分离区排出的液相物流，其中已溶解了平衡量的乙烷、甲烷和氢等比较容易挥发的烃类。

在中压分离器中所分离的汽相物料通过管线32作为汽相工艺物流被排出，在压缩机35中被加压。提高了压力的物料流经管线32到间接热交换设备19，在此被冷却。在这条线路中通常使用附加的间接热交换设备（在附图中尚未标明），以使流经热交换器19上游管线32的物料进一步冷却和部分冷凝。流经管线32的物料在通入高压分离器36以前被部分冷凝。将这种进料物流进行分离就会产生由管线38输送的含有冷凝丙烷和/或丁烷、溶解了轻烃的额外液相工艺物流，以及汽相物流，其中除含有大量氢和轻烃外，还含有较低浓度C⁺ ₆烃类。

管线37输送的汽相工艺物流通入“冷箱”39，在这里，通过深冷分离，产生了流经管线37的不同组分的高纯度物流。这就导致生成由管线40排出的高浓度甲烷物流、由工艺过程中排出并经管线41的富氢汽相物流、由管线44排出且主要含有乙烷的汽相物流以及由管线43排出且主要含有丙烷和/或丁烷的液相物流。可控制的乙烷部分能够通过管线42加以抽出。管线43的液相物流与管线38的工艺物流相混合，通过管线45和47而进入产品分馏塔14。产品分馏塔14是按照如下方法操作的：能将进入塔中的烃类物流分离为从该过程中抽出且由管线48输送的C⁺ ₆净塔底物流和由经管线15的塔顶馏出蒸汽物流。

本发明降低了供给本工艺操作的公用工程费用，也能降低所需装置的投资费。本发明无需在产品分馏塔上设置和操作塔顶馏出物冷凝器。降低进料物流温度使得被加料到高压分离器的剩余蒸汽通过间接热交换得到比较深度的冷却。使用等量的外冷，物流能得到额外冷凝。这可用于降低进到冷箱的气流量和减少所需要的冷箱容量。换句话说，当保持冷凝和全部冷却都恒定时，外冷量是可以减少的。最后，将段间压缩热用于再沸分馏塔，可以减少或消除用于事先进行这种必要的加热所要求的燃料费。

如前所述，本发明能够用于从各种不同工艺过程以生产和回收氢和C⁺ ₆烃类，这些工艺过程包括重整和脱氢环化二聚等主要生产芳烃产品的工艺过程，在前面所引用的参考文献中介绍了一些这样的工艺。在某些情况下，反应器流出物的组成在很大程度上取决于进料组成。例如，使用上述反应条件和含镓的催化剂体系，进行加工高烯烃含量的进料物流，结果产生50%（摩尔）以上的脂肪烃而不是脱氢环化二聚反应伴生的芳烃的产品分布，因此，回收的C⁺ ₆烃类可能含有己烷、庚烷、辛烷、壬烷以及每个分子含有六到十二个碳原子的其它链烷化合物。但所采用的工艺流程仍然是相同的。

本发明的较好实施方案是脱氢环化二聚工艺，其中包括下列一些步骤：将至少一部分含有C₃和/或C₄原料烃类的进料物流通入第一分馏塔的上部，该分馏塔的操作条件是将所加入的对分馏塔起到回流液作用的进料物流烃类和将加料到第一分馏塔的烃类加以分离，由此分离为含有C₃和/或C₄烃类的净塔顶馏出蒸汽物流和含有C⁺ ₆烃类（由过程中抽出作为产品）的净塔底物流;在与下文所称的第一工艺物流进行间接热交换，加热塔顶馏出蒸汽物流和在下文所称的循环物流，然后，将塔顶馏出蒸汽物流和循环物流通入维持在转化条件下、并在这里能产生C⁺ ₆烃类和氢的催化反应区，产生了含有甲烷、乙烷、C₃和/或C₄烃类、氢和C⁺ ₆芳烃的反应区流出物流;将反应区流出物流用包括冷却、部分冷凝和汽-液分离在内的串联步骤，分离为含有C⁺ ₆芳烃、氢、甲烷、乙烷和C₃和/或C₄烃类的汽相第二工艺物流，以及含有C⁺ ₆芳烃、C₃和/或C₄烃类的液相第三工艺物流;将第二工艺物流进行压缩、冷却和部分冷凝，产生了含有氢、甲烷、乙烷、C₃和/或C₄烃类和C⁺ ₆芳烃的汽相第四工艺物流，和含有C₃和/或C₄烃类、C⁺ ₆芳烃的液相第五工艺物流;将第三和第五工艺物流通入第一分馏塔;将至少一部分第四工艺物流通过一个与上述的第一工艺物流进行间接热交换的设备中，将第一工艺物流进行部分冷凝，产生含有C₃和/或C₄烃类、氢、甲烷和乙烷的汽相第六工艺物流，和含C₃和/或C₄烃类和C⁺ ₆烃类的液相第七工艺物流;将汽相第六工艺物流通过包括部分冷凝和汽-液分离在内的串联步骤而分离为含乙烷的汽相第八工艺物流、富氢的第九工艺物流以及含C₃和/或C₄烃类的液相第十工艺物流;将至少一部分第七和第十工艺物流通入第一分馏塔;将至少一部分第八工艺物流作为循环物流循环到反应区。可以将氢加到富乙烷的物流中，以使氢循环到反应区，或者将一部分富氢物流本身进行循环。

可以相信，熟悉石油和石油化学工艺设计领域的人们，在评价了全部工艺流程之后，使用标准的工艺设计技术，能确定本工艺过程的最佳操作条件、容器设备设计和操作方法。这些设计技术应考虑不要将易于冻结或固化的化合物通入本工艺过程的低温部分，由于这个原因，就得提供一个干燥区。干燥区的作用是防止水进入低温设备。对干燥区的基本要求在于脱除可能溶解在工艺原料物流中的少量水分和/或本工艺过程再生催化剂出现的一些水分。干燥区最好是摆动（Swing）床干燥型系统，而且最好是使用两个装有适宜的氧化铝吸附剂的床层。其中一个床层进行再生，而另一个运行。

工艺过程中所使用的汽-液分离区最好是包括大小合适的竖向容器，该容器要具有除雾器（demisting    pad）或在容器上端装有其它脱除液体雾沫的设备。在本工艺过程中所使用的分馏区包括装有筛型塔盘以及设计比较标准的单一板式分馏塔。例如，一个设计得合理且具有30块塔盘的分馏塔是能够作为干燥塔的。产品回收塔也可以装有30块塔盘。如果需要的话，当然也可以利用多塔分馏。熟悉本领域的技术人员可容易地设计出合适的分馏区。分馏区所要求的操作条件取决于被分离的化合物和所要求的分离程度。

为了更充分地表征和描述本发明，特提出如下实例。该实例是以附图所示的较好工艺流程为基础，并基于一个工业装置的详细工程研究，使用最佳数据以预测装置的操作。进料物流是10，000桶/天（BPD）纯丙烷物流，相当于1680摩尔/小时。物流通入装有30块塔盘干燥塔的塔顶馏出物接受罐。将混合的回流液和进料通入温度为38℃（100°F）之下的塔顶，该塔在顶部压力为1248千帕（181磅/英寸²（表压））和回流比为2.0的条件下进行操作。利用第一段压缩机进行压缩未冷凝的反应器流出蒸汽所提供的热量，来再沸干燥塔。干燥塔是在塔底温度为40℃（104°F）、压力为1282千帕（186磅/英寸²（表压））的条件下进行操作。净塔底物流流速为1680摩尔/小时，是该工艺过程其余部分的进料物流。

将约为640摩尔/小时的一部分干燥塔净塔底物流进行闪蒸，以提供冷的液体和加料到脱丙烷塔塔顶的蒸汽，以提供塔顶所需要的冷却。脱丙烷塔塔顶馏出蒸汽物流的流速约为1262摩尔/小时，温度为18℃（65°F），压力为690千帕（100磅/英寸²（表压））。脱丙烷塔塔顶馏出蒸汽含有流速为1.0摩尔/小时的氢气，其余的则为烃类。脱丙烷塔塔顶馏出蒸汽物流与其它部分的进料物流以及与来自冷箱的流速为1456摩尔/小时（其中氢气为20摩尔/小时）的富含乙烷的物流相混合。这三种物流的混合物形成一种温度约为-9℃（15°F）的混合相物流。这种混合相物流被用于冷却由第二压缩段排出的压缩气体，然后通入进料物流热交换器中，在此加热到463℃（866°F）。混合的进料物流然后被加热到约579℃（1075°F），通入由四个反应段组成的、在各个反应段之间有段间加热器的反应区的第一反应段。需要段间加热器的原因在于脱氢环化二聚反应具有吸热的特性。在每个反应段中，反应物与脱氢环化二聚催化剂进行接触，以生产C⁺ ₆芳烃和氢气。

从压力约为83千帕（12磅/英寸²（表压））的最后反应段排出的反应区流出物流，其流速约为5，938摩尔/小时，在混合的进料物流热交换器中冷却到约56℃（132°F）。物流通过另外的热交换设备进一步冷却到约38℃（100°F），并通入低压分离器中。冷却这种物流，会引起大量C⁺ ₆烃类的冷凝，从而脱除了具有流速约为199摩尔/小时的液体物流，剩余的蒸汽在27.6千帕（4磅/英寸²（表压））的压力下被排出，通入第一压缩段。这种蒸汽物流压缩到约758千帕（110磅/英寸²（表压）），在允许回溢（Spillback）之后，则产生一种蒸汽物流，其流速约为5738摩尔/小时，温度约为180℃（356°F）。一部分被压缩的这种气体物流用于再沸干燥塔。在按照这种方法进行冷却之后，所压缩的气体与第二段回溢气体相混合，产生了具有温度为108℃（227°F）、压力接近于724千帕（105磅/英寸²（表压））的气体。该气体在冷却器中冷到38℃（100°F），然后通入中段分离区。额外的233摩尔/小时液态烃类被排出而送到脱丙烷塔。来自汽-液分离区的净蒸汽被压缩到约3827千帕（555磅/英寸²（表压））。压缩蒸汽通过与混合的进料物流进行间接热交换和一个附加的冷却器（附图中未标明）冷却，引起蒸汽部分冷凝，结果产生混合相物流，并在温度为5℃（40°F）下通入高压分离器。从高压分离器排出的、流速约为5404摩尔/小时的蒸汽物流通入冷箱。流速约为101摩尔/小时的液体物流也从高压分离器中排出，通入脱丙烷塔。进到冷箱的物料被分离为具有流速为2100摩尔/小时的氢产品物流、流速约为841摩尔/小时的甲烷产品物流、流速约为1855摩尔/小时的乙烷物流以及流速约为608摩尔/小时的富丙烷物流。富丙烷物流通入脱丙烷塔，将乙烷分为乙烷循环物流部分及其净产品物流部分。

脱丙烷塔的总进料约为1141摩尔/小时。送到塔中的各种物流，当然不包括用作回流的丙烷，在送进塔以前，要加热到99℃（210°F）。净塔底物流平均分子量为92.1，流速约为511摩尔/小时，温度接近于193℃（379°F）。这种净的塔底物流除了含有C⁺ ₆芳烃和少量C⁺ ₆无环化合物之外，还含有在工艺过程中所产生的C⁺ ₄烃类，例如戊烷。净塔底物流的主要组分是苯、甲苯和二甲苯。

“冷箱”这个术语广泛用于工艺设计，以说明用于从含有大量挥发性高的气体（例如甲烷和氢）中回收挥发性低（可冷凝的）的化合物之设备。可以从许多厂商购到冷箱，其设计和装置各家不一。典型的冷箱必定将送入的化合物暴露在比较低的温度下，以使送入的挥发性低的化合物进行额外冷凝，从而产生主要含有氢的第一物流和主要含有乙烷、丙烷以及较重质烃类的第二工艺物流。为此所需要的低温，可以采用吸附致冷法、或循环流体或冷箱本身的流体的膨胀法或闪蒸法加以提供。因此，冷箱通常至少有一个间接热交换器以及一个或多个汽-液分离容器。氢和甲烷的分离，基本上是采用将主要含有氢和甲烷的气体暴露于足以低至冷凝甲烷的温度下的方法加以实现的。正如上面所指出的那样，进入冷箱的乙烷和丙烷也浓缩于主要含有这两种化合物的物流中。它们可在脱乙烷塔中通过分馏的方法加以分离。

附图所示压缩机组是最佳排列结构。然而，应该承认，如果压缩机组仅含有单一压缩机，或者含有串联的三台或更多台压缩机，那么通过冷却按这种方法处理工艺物流的压缩机流出物所得到的益处，也是令人满意的。因此，重新压缩的反应区流出物流的未冷凝部分之中的热量，可以抽出来，在附图中指明的点上或在诸如压缩机35下游的另一个点上，用来再沸分馏区。另一种可供选择的设备配置方案是利用压缩两种不同压缩机流出物所产生的热量。这种热量可用于再沸同一分馏塔、再沸不同的分馏塔或在单一分馏塔内的不同高度上供热。

通过使用压缩过程中产生的高温气体物流进行再沸的分馏塔，最好是一种如附图所指出那样的进料干燥塔。气体物流中可供利用的热量，也能用于再沸其它目的分馏塔。例如，分馏塔可置于不同的工艺装置中，或许是干燥，或许是按照其它方法制备进入其它工艺装置的原料物流。根据压缩气体的温度和分馏塔的操作压力，压缩气体中可供利用的热量，可用在干燥其它烃类的塔器中或用在从如丁烷等较重质烃类中分离乙烷或丙烷的旨在进行分离两种或多种烃类的塔器中。压缩气体中可利用的热量，作为进料制备步骤的一部分，用于从烃类混合物中汽提出诸如氧或含氧烃类等其它杂质。也可利用存在于压缩气中的热量以助产品分馏塔的操作。

这种实施方案，它在再沸分馏塔过程中使用段间加热，其产氢过程包括以下步骤：将进料物流通入维持在转化条件下、在此能产生C⁺ ₆烃类和氢气的催化反应区，产生含有乙烷、氢和C⁺ ₆烃类的反应区流出物流;将反应区流出物流用包括冷却、部分冷凝和汽-液分离在内的串联步骤而分离为含有氢和乙烷的汽相第一工艺物流和含有C⁺ ₆烃类的液相第二工艺物流;将第二工艺物流通入第一分馏区，从第一分馏区回收C⁺ ₆烃类;用压缩的方法加热汽相第一工艺物流;第一工艺物流用作再沸第二分馏区的加热介质，通过间接热交换的方法冷却第一工艺物流，同时部分冷凝第一工艺物流;将部分冷凝的第一工艺物流分离为液相第三工艺物流，和具有氢浓度高于第一工艺物流的汽相第四工艺物流。

Claims (8)

1、产氢的烃转化工艺，包括下列步骤：

a)将进料物流通入维持在转化条件下的催化反应区，所选择的转化条件能够产生含乙烷、氢和C⁺ ₆烃类的反应区流出物流；

b)使用包括冷却、部分冷凝和汽-液分离在内的串联步骤，将反应区流出物流分离为含氢和乙烷的汽相第一工艺物流以及含C₆烃类的液相第二工艺物流；

c)将第二工艺物流通入第一分馏区，回收C⁺ ₆烃类；

d)用压缩的方法加热汽相第一工艺物流；

e)第一工艺物流用作再沸第二分馏区的加热介质，用间接热交换的方法冷却第一工艺物流，同时部分冷凝第一工艺物流；

f)将部分冷凝的第一工艺物流分离为液相第三工艺物流和氢浓度高于第一工艺物流的汽相第四工艺物流。

2、根据权利要求1的工艺，进一步的特征在于第四工艺物流中的氢被循环到反应区，或作为产品物流从工艺过程中排出。

3、根据权利要求1的工艺，进一步的特征在于将第三工艺物流通入第一分馏区。

4、根据权利要求1的工艺，进一步的特征在于进料物流、第二工艺物流和第三工艺物流都含有C₃和/或C₄烃类。

5、根据权利要求1的工艺，进一步的特征在于在反应区通过烃类进料进行脱氢环化二聚生成C₆烃类和氢气。

6、烃类转化工艺，包括下列步骤：

a）将至少一部分含有C₃和/或C₄进料烃类的进料物流通入第一分馏区的上部，分馏区的操作条件是这样：进料物流烃类作为第一分馏区的回流液，在此将进料物流和下文所称的第三工艺物流分离为含有C₃和C₄烃类的净塔顶馏出蒸汽物流和含有C⁺ ₆烃类（作为产品从工艺过程中排出）的净塔底物流;

b）通过与下文所称的第一工艺物流进行间接热交换而加热塔顶馏出蒸汽物流和下文所称的乙烷循环物流，然后，将塔顶馏出蒸汽物流和循环物流通入维持在脱氢环化二聚条件的催化反应区，所选择的反应条件能够产生含乙烷、C₃和/或C₄烃类、氢和C⁺ ₆烃类的反应区流出物流;

c）采用包括冷却、部分冷凝和汽-液分离在内的串联步骤，将反应区流出物流分离为含氢、乙烷和C₃和/或C₄烃类的汽相第二工艺物流以及含C⁺ ₆烃类和C₃和/或C₄烃类的液相第三工艺物流;

d）将第三工艺物流通入第一分馏区;

e）采用压缩的方法加热汽相第二工艺物流，将至少一部分加热的第二工艺物流通过与上述的第一工艺物流进行间接热交换设备，部分冷凝第一工艺物流，同时产生含有C₃和/或C₄烃类、氢和乙烷的汽相第四工艺物流和含有C₃和/或C₄烃类的液相第五工艺物流;

f）采用包括部分冷凝和汽-液分离在内的串联步骤，将汽相第四工艺物流分离为含乙烷的第六工艺物流、富氢的第七工艺物流和含C₃和/或C₄烃类的液相第八工艺物流;

g）将至少一部分第五和第八工艺物流通入第一分馏区;

h）将至少一部分第六工艺物流进行循环作为前面所称之为的乙烷循环物流。

7、根据权利要求6的工艺，进一步的特征在于，进料物流在通入第一分馏区以前，通入包括单一分馏塔在内的第二分馏区，并加以干燥，其干燥方法是：用压缩方法加热第二工艺物流之后，进料物流通过与至少一部分汽相第二工艺物流进行间接热交换，使之至少有一部分再沸。

8、根据权利要求6的工艺，进一步的特征在于，当步骤（f）中的第四工艺物流进行分离时，便产生了富甲烷的汽相物流，并从工艺过程排出。

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