RU2619113C2 - Способ выделения гексена-1 из смеси продуктов, полученных в зоне тримеризации этилена - Google Patents
Способ выделения гексена-1 из смеси продуктов, полученных в зоне тримеризации этилена Download PDFInfo
- Publication number
- RU2619113C2 RU2619113C2 RU2013130665A RU2013130665A RU2619113C2 RU 2619113 C2 RU2619113 C2 RU 2619113C2 RU 2013130665 A RU2013130665 A RU 2013130665A RU 2013130665 A RU2013130665 A RU 2013130665A RU 2619113 C2 RU2619113 C2 RU 2619113C2
- Authority
- RU
- Russia
- Prior art keywords
- column
- ethylene
- fraction
- hexene
- distillation column
- Prior art date
Links
- VGGSQFUCUMXWEO-UHFFFAOYSA-N Ethene Chemical compound C=C VGGSQFUCUMXWEO-UHFFFAOYSA-N 0.000 title claims abstract description 90
- 239000005977 Ethylene Substances 0.000 title claims abstract description 90
- 238000000034 method Methods 0.000 title claims abstract description 80
- LIKMAJRDDDTEIG-UHFFFAOYSA-N 1-hexene Chemical compound CCCCC=C LIKMAJRDDDTEIG-UHFFFAOYSA-N 0.000 title claims abstract description 54
- 238000005829 trimerization reaction Methods 0.000 title claims abstract description 45
- 239000000203 mixture Substances 0.000 title claims abstract description 20
- 238000004821 distillation Methods 0.000 claims abstract description 82
- VXNZUUAINFGPBY-UHFFFAOYSA-N 1-Butene Chemical compound CCC=C VXNZUUAINFGPBY-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims abstract description 68
- 239000002904 solvent Substances 0.000 claims abstract description 50
- 238000006243 chemical reaction Methods 0.000 claims abstract description 43
- 238000000926 separation method Methods 0.000 claims abstract description 43
- 239000003054 catalyst Substances 0.000 claims abstract description 41
- 238000001704 evaporation Methods 0.000 claims abstract description 22
- 230000036961 partial effect Effects 0.000 claims abstract description 20
- 230000008020 evaporation Effects 0.000 claims abstract description 19
- 239000000047 product Substances 0.000 claims description 20
- 150000001336 alkenes Chemical class 0.000 claims description 15
- 239000012429 reaction media Substances 0.000 claims description 12
- 238000009835 boiling Methods 0.000 claims description 10
- 239000003112 inhibitor Substances 0.000 claims description 10
- 238000007701 flash-distillation Methods 0.000 claims description 7
- 239000006227 byproduct Substances 0.000 claims description 6
- 239000001257 hydrogen Substances 0.000 claims description 5
- 229910052739 hydrogen Inorganic materials 0.000 claims description 5
- JRZJOMJEPLMPRA-UHFFFAOYSA-N olefin Natural products CCCCCCCC=C JRZJOMJEPLMPRA-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 3
- UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N Hydrogen Chemical compound [H][H] UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 2
- 230000003472 neutralizing effect Effects 0.000 claims description 2
- 230000000694 effects Effects 0.000 abstract description 2
- 239000000126 substance Substances 0.000 abstract 1
- 239000002994 raw material Substances 0.000 description 19
- YXFVVABEGXRONW-UHFFFAOYSA-N Toluene Chemical compound CC1=CC=CC=C1 YXFVVABEGXRONW-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 15
- XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N water Substances O XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 13
- 238000006384 oligomerization reaction Methods 0.000 description 11
- CXOWYJMDMMMMJO-UHFFFAOYSA-N 2,2-dimethylpentane Chemical compound CCCC(C)(C)C CXOWYJMDMMMMJO-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 10
- -1 polyethylene Polymers 0.000 description 10
- 239000012190 activator Substances 0.000 description 9
- 150000001875 compounds Chemical class 0.000 description 8
- 239000007791 liquid phase Substances 0.000 description 8
- XDTMQSROBMDMFD-UHFFFAOYSA-N Cyclohexane Chemical compound C1CCCCC1 XDTMQSROBMDMFD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 7
- 230000002829 reductive effect Effects 0.000 description 7
- 125000004432 carbon atom Chemical group C* 0.000 description 6
- 239000007795 chemical reaction product Substances 0.000 description 6
- 229930195733 hydrocarbon Natural products 0.000 description 5
- 239000007788 liquid Substances 0.000 description 5
- 238000002156 mixing Methods 0.000 description 5
- 239000004215 Carbon black (E152) Substances 0.000 description 4
- CTQNGGLPUBDAKN-UHFFFAOYSA-N O-Xylene Chemical group CC1=CC=CC=C1C CTQNGGLPUBDAKN-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- 229910052782 aluminium Inorganic materials 0.000 description 4
- 229910052799 carbon Inorganic materials 0.000 description 4
- 230000000052 comparative effect Effects 0.000 description 4
- 238000010438 heat treatment Methods 0.000 description 4
- NMRPBPVERJPACX-UHFFFAOYSA-N octan-3-ol Chemical compound CCCCCC(O)CC NMRPBPVERJPACX-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- 229920000642 polymer Polymers 0.000 description 4
- 239000012808 vapor phase Substances 0.000 description 4
- UHOVQNZJYSORNB-UHFFFAOYSA-N Benzene Chemical compound C1=CC=CC=C1 UHOVQNZJYSORNB-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- VYZAMTAEIAYCRO-UHFFFAOYSA-N Chromium Chemical compound [Cr] VYZAMTAEIAYCRO-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- 230000003197 catalytic effect Effects 0.000 description 3
- 229910052804 chromium Inorganic materials 0.000 description 3
- 239000011651 chromium Substances 0.000 description 3
- 125000001495 ethyl group Chemical group [H]C([H])([H])C([H])([H])* 0.000 description 3
- 150000002430 hydrocarbons Chemical class 0.000 description 3
- 125000004435 hydrogen atom Chemical group [H]* 0.000 description 3
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 description 3
- VLKZOEOYAKHREP-UHFFFAOYSA-N n-Hexane Chemical compound CCCCCC VLKZOEOYAKHREP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- KBPLFHHGFOOTCA-UHFFFAOYSA-N 1-Octanol Chemical compound CCCCCCCCO KBPLFHHGFOOTCA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- BBMCTIGTTCKYKF-UHFFFAOYSA-N 1-heptanol Chemical compound CCCCCCCO BBMCTIGTTCKYKF-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- YIWUKEYIRIRTPP-UHFFFAOYSA-N 2-ethylhexan-1-ol Chemical compound CCCCC(CC)CO YIWUKEYIRIRTPP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- CETWDUZRCINIHU-UHFFFAOYSA-N 2-heptanol Chemical compound CCCCCC(C)O CETWDUZRCINIHU-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- NMRPBPVERJPACX-QMMMGPOBSA-N 3-Octanol Natural products CCCCC[C@@H](O)CC NMRPBPVERJPACX-QMMMGPOBSA-N 0.000 description 2
- YVBCULSIZWMTFY-UHFFFAOYSA-N 4-Heptanol Natural products CCCC(O)CCC YVBCULSIZWMTFY-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- PAYRUJLWNCNPSJ-UHFFFAOYSA-N Aniline Chemical compound NC1=CC=CC=C1 PAYRUJLWNCNPSJ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- IJGRMHOSHXDMSA-UHFFFAOYSA-N Atomic nitrogen Chemical compound N#N IJGRMHOSHXDMSA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- RTZKZFJDLAIYFH-UHFFFAOYSA-N Diethyl ether Chemical compound CCOCC RTZKZFJDLAIYFH-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- LFQSCWFLJHTTHZ-UHFFFAOYSA-N Ethanol Chemical compound CCO LFQSCWFLJHTTHZ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- RZKSECIXORKHQS-UHFFFAOYSA-N Heptan-3-ol Chemical compound CCCCC(O)CC RZKSECIXORKHQS-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- FYYHWMGAXLPEAU-UHFFFAOYSA-N Magnesium Chemical compound [Mg] FYYHWMGAXLPEAU-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- IMNFDUFMRHMDMM-UHFFFAOYSA-N N-Heptane Chemical compound CCCCCCC IMNFDUFMRHMDMM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- AFBPFSWMIHJQDM-UHFFFAOYSA-N N-methylaniline Chemical compound CNC1=CC=CC=C1 AFBPFSWMIHJQDM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 239000004698 Polyethylene Substances 0.000 description 2
- 239000007983 Tris buffer Substances 0.000 description 2
- 150000001298 alcohols Chemical class 0.000 description 2
- XAGFODPZIPBFFR-UHFFFAOYSA-N aluminium Chemical compound [Al] XAGFODPZIPBFFR-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 150000001412 amines Chemical class 0.000 description 2
- QVGXLLKOCUKJST-UHFFFAOYSA-N atomic oxygen Chemical compound [O] QVGXLLKOCUKJST-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 230000015572 biosynthetic process Effects 0.000 description 2
- IAQRGUVFOMOMEM-UHFFFAOYSA-N butene Natural products CC=CC IAQRGUVFOMOMEM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 238000001816 cooling Methods 0.000 description 2
- PAFZNILMFXTMIY-UHFFFAOYSA-N cyclohexylamine Chemical compound NC1CCCCC1 PAFZNILMFXTMIY-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- MWKFXSUHUHTGQN-UHFFFAOYSA-N decan-1-ol Chemical compound CCCCCCCCCCO MWKFXSUHUHTGQN-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 238000010586 diagram Methods 0.000 description 2
- JQVDAXLFBXTEQA-UHFFFAOYSA-N dibutylamine Chemical compound CCCCNCCCC JQVDAXLFBXTEQA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 239000012467 final product Substances 0.000 description 2
- ZSIAUFGUXNUGDI-UHFFFAOYSA-N hexan-1-ol Chemical compound CCCCCCO ZSIAUFGUXNUGDI-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- QNVRIHYSUZMSGM-UHFFFAOYSA-N hexan-2-ol Chemical compound CCCCC(C)O QNVRIHYSUZMSGM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- ZOCHHNOQQHDWHG-UHFFFAOYSA-N hexan-3-ol Chemical compound CCCC(O)CC ZOCHHNOQQHDWHG-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- NNPPMTNAJDCUHE-UHFFFAOYSA-N isobutane Chemical compound CC(C)C NNPPMTNAJDCUHE-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 229910052749 magnesium Inorganic materials 0.000 description 2
- 239000011777 magnesium Substances 0.000 description 2
- 229910052751 metal Inorganic materials 0.000 description 2
- 239000002184 metal Substances 0.000 description 2
- SJWFXCIHNDVPSH-UHFFFAOYSA-N octan-2-ol Chemical compound CCCCCCC(C)O SJWFXCIHNDVPSH-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 239000001301 oxygen Substances 0.000 description 2
- 229910052760 oxygen Inorganic materials 0.000 description 2
- 229920000573 polyethylene Polymers 0.000 description 2
- VOITXYVAKOUIBA-UHFFFAOYSA-N triethylaluminium Chemical compound CC[Al](CC)CC VOITXYVAKOUIBA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 229930195735 unsaturated hydrocarbon Natural products 0.000 description 2
- 239000004711 α-olefin Substances 0.000 description 2
- QGLWBTPVKHMVHM-KTKRTIGZSA-N (z)-octadec-9-en-1-amine Chemical compound CCCCCCCC\C=C/CCCCCCCCN QGLWBTPVKHMVHM-KTKRTIGZSA-N 0.000 description 1
- 239000005968 1-Decanol Substances 0.000 description 1
- KWKAKUADMBZCLK-UHFFFAOYSA-N 1-octene Chemical compound CCCCCCC=C KWKAKUADMBZCLK-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- ACUZDYFTRHEKOS-SNVBAGLBSA-N 2-Decanol Natural products CCCCCCCC[C@@H](C)O ACUZDYFTRHEKOS-SNVBAGLBSA-N 0.000 description 1
- QNVRIHYSUZMSGM-LURJTMIESA-N 2-Hexanol Natural products CCCC[C@H](C)O QNVRIHYSUZMSGM-LURJTMIESA-N 0.000 description 1
- LTHQZRHTXDZWGX-UHFFFAOYSA-N 2-ethyldecan-1-ol Chemical compound CCCCCCCCC(CC)CO LTHQZRHTXDZWGX-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- QGVFLDUEHSIZIG-UHFFFAOYSA-N 2-methylheptan-3-ol Chemical compound CCCCC(O)C(C)C QGVFLDUEHSIZIG-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- LCFKURIJYIJNRU-UHFFFAOYSA-N 2-methylhexan-1-ol Chemical compound CCCCC(C)CO LCFKURIJYIJNRU-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- DTDMYWXTWWFLGJ-JTQLQIEISA-N 4-Decanol Natural products CCCCCC[C@@H](O)CCC DTDMYWXTWWFLGJ-JTQLQIEISA-N 0.000 description 1
- ISTVDWLOTXIVAP-UHFFFAOYSA-N 7-methyldecan-2-ol Chemical compound CCCC(C)CCCCC(C)O ISTVDWLOTXIVAP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- OYPRJOBELJOOCE-UHFFFAOYSA-N Calcium Chemical compound [Ca] OYPRJOBELJOOCE-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 241000196324 Embryophyta Species 0.000 description 1
- GYHNNYVSQQEPJS-UHFFFAOYSA-N Gallium Chemical compound [Ga] GYHNNYVSQQEPJS-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- REYJJPSVUYRZGE-UHFFFAOYSA-N Octadecylamine Chemical compound CCCCCCCCCCCCCCCCCCN REYJJPSVUYRZGE-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- OAICVXFJPJFONN-UHFFFAOYSA-N Phosphorus Chemical compound [P] OAICVXFJPJFONN-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 238000009825 accumulation Methods 0.000 description 1
- DHKHKXVYLBGOIT-UHFFFAOYSA-N acetaldehyde Diethyl Acetal Natural products CCOC(C)OCC DHKHKXVYLBGOIT-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 125000002777 acetyl group Chemical class [H]C([H])([H])C(*)=O 0.000 description 1
- 125000005595 acetylacetonate group Chemical group 0.000 description 1
- 150000007513 acids Chemical class 0.000 description 1
- 125000003158 alcohol group Chemical group 0.000 description 1
- 125000003545 alkoxy group Chemical group 0.000 description 1
- 125000000217 alkyl group Chemical group 0.000 description 1
- 150000004982 aromatic amines Chemical class 0.000 description 1
- 150000001491 aromatic compounds Chemical class 0.000 description 1
- 125000004104 aryloxy group Chemical group 0.000 description 1
- 229910052788 barium Inorganic materials 0.000 description 1
- DSAJWYNOEDNPEQ-UHFFFAOYSA-N barium atom Chemical compound [Ba] DSAJWYNOEDNPEQ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000010953 base metal Substances 0.000 description 1
- 150000007514 bases Chemical class 0.000 description 1
- 239000001273 butane Substances 0.000 description 1
- 235000014121 butter Nutrition 0.000 description 1
- 125000000484 butyl group Chemical group [H]C([*])([H])C([H])([H])C([H])([H])C([H])([H])[H] 0.000 description 1
- 229910052791 calcium Inorganic materials 0.000 description 1
- 239000011575 calcium Substances 0.000 description 1
- 150000007942 carboxylates Chemical class 0.000 description 1
- 150000001845 chromium compounds Chemical class 0.000 description 1
- 235000019864 coconut oil Nutrition 0.000 description 1
- 239000003240 coconut oil Substances 0.000 description 1
- 238000002485 combustion reaction Methods 0.000 description 1
- 238000010668 complexation reaction Methods 0.000 description 1
- ACUZDYFTRHEKOS-UHFFFAOYSA-N decan-2-ol Chemical compound CCCCCCCCC(C)O ACUZDYFTRHEKOS-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- ICEQLCZWZXUUIJ-UHFFFAOYSA-N decan-3-ol Chemical compound CCCCCCCC(O)CC ICEQLCZWZXUUIJ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- DTDMYWXTWWFLGJ-UHFFFAOYSA-N decan-4-ol Chemical compound CCCCCCC(O)CCC DTDMYWXTWWFLGJ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- SZMNDOUFZGODBR-UHFFFAOYSA-N decan-5-ol Chemical compound CCCCCC(O)CCCC SZMNDOUFZGODBR-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 150000001993 dienes Chemical class 0.000 description 1
- 239000006185 dispersion Substances 0.000 description 1
- 150000002148 esters Chemical class 0.000 description 1
- 238000000605 extraction Methods 0.000 description 1
- 239000011552 falling film Substances 0.000 description 1
- 239000003925 fat Substances 0.000 description 1
- 235000019197 fats Nutrition 0.000 description 1
- 229910052733 gallium Inorganic materials 0.000 description 1
- 150000004820 halides Chemical class 0.000 description 1
- 125000005842 heteroatom Chemical group 0.000 description 1
- 239000002638 heterogeneous catalyst Substances 0.000 description 1
- 239000002815 homogeneous catalyst Substances 0.000 description 1
- 230000002401 inhibitory effect Effects 0.000 description 1
- 238000009434 installation Methods 0.000 description 1
- 239000001282 iso-butane Substances 0.000 description 1
- 229910052746 lanthanum Inorganic materials 0.000 description 1
- FZLIPJUXYLNCLC-UHFFFAOYSA-N lanthanum atom Chemical compound [La] FZLIPJUXYLNCLC-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000003446 ligand Substances 0.000 description 1
- 230000000670 limiting effect Effects 0.000 description 1
- FXAPYULXJOJQMW-UHFFFAOYSA-L magnesium;2,6-diphenylphenolate Chemical compound C=1C=CC=CC=1C=1C=CC=C(C=2C=CC=CC=2)C=1O[Mg]OC1=C(C=2C=CC=CC=2)C=CC=C1C1=CC=CC=C1 FXAPYULXJOJQMW-UHFFFAOYSA-L 0.000 description 1
- 125000002496 methyl group Chemical group [H]C([H])([H])* 0.000 description 1
- 238000012544 monitoring process Methods 0.000 description 1
- 150000005673 monoalkenes Chemical class 0.000 description 1
- IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N n-butane Chemical compound CCCC IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- QQZOPKMRPOGIEB-UHFFFAOYSA-N n-butyl methyl ketone Natural products CCCCC(C)=O QQZOPKMRPOGIEB-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- GMTCPFCMAHMEMT-UHFFFAOYSA-N n-decyldecan-1-amine Chemical compound CCCCCCCCCCNCCCCCCCCCC GMTCPFCMAHMEMT-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- IMBQZPYQVQWPTP-UHFFFAOYSA-N n-ethylhexan-2-amine Chemical compound CCCCC(C)NCC IMBQZPYQVQWPTP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N n-pentane Natural products CCCCC OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 238000006386 neutralization reaction Methods 0.000 description 1
- 229910052758 niobium Inorganic materials 0.000 description 1
- 239000010955 niobium Substances 0.000 description 1
- GUCVJGMIXFAOAE-UHFFFAOYSA-N niobium atom Chemical compound [Nb] GUCVJGMIXFAOAE-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 229910052757 nitrogen Inorganic materials 0.000 description 1
- WOFPPJOZXUTRAU-UHFFFAOYSA-N octan-4-ol Chemical compound CCCCC(O)CCC WOFPPJOZXUTRAU-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 150000002894 organic compounds Chemical class 0.000 description 1
- 239000012071 phase Substances 0.000 description 1
- 229910052698 phosphorus Inorganic materials 0.000 description 1
- 239000011574 phosphorus Substances 0.000 description 1
- 238000002360 preparation method Methods 0.000 description 1
- 150000003141 primary amines Chemical class 0.000 description 1
- 125000001436 propyl group Chemical group [H]C([*])([H])C([H])([H])C([H])([H])[H] 0.000 description 1
- 229910052761 rare earth metal Inorganic materials 0.000 description 1
- 238000005070 sampling Methods 0.000 description 1
- 229930195734 saturated hydrocarbon Natural products 0.000 description 1
- 150000003335 secondary amines Chemical class 0.000 description 1
- 239000007787 solid Substances 0.000 description 1
- 230000003068 static effect Effects 0.000 description 1
- 229910052712 strontium Inorganic materials 0.000 description 1
- CIOAGBVUUVVLOB-UHFFFAOYSA-N strontium atom Chemical compound [Sr] CIOAGBVUUVVLOB-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000013589 supplement Substances 0.000 description 1
- 229910052715 tantalum Inorganic materials 0.000 description 1
- GUVRBAGPIYLISA-UHFFFAOYSA-N tantalum atom Chemical compound [Ta] GUVRBAGPIYLISA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 125000000383 tetramethylene group Chemical group [H]C([H])([*:1])C([H])([H])C([H])([H])C([H])([H])[*:2] 0.000 description 1
- 238000005979 thermal decomposition reaction Methods 0.000 description 1
- 230000007704 transition Effects 0.000 description 1
- 229910052723 transition metal Inorganic materials 0.000 description 1
- 150000003624 transition metals Chemical class 0.000 description 1
- 239000003039 volatile agent Substances 0.000 description 1
- 239000008096 xylene Substances 0.000 description 1
- 150000003738 xylenes Chemical class 0.000 description 1
- 229910052727 yttrium Inorganic materials 0.000 description 1
- VWQVUPCCIRVNHF-UHFFFAOYSA-N yttrium atom Chemical compound [Y] VWQVUPCCIRVNHF-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
Images
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
- C07C7/04—Purification; Separation; Use of additives by distillation
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C11/00—Aliphatic unsaturated hydrocarbons
- C07C11/02—Alkenes
- C07C11/107—Alkenes with six carbon atoms
-
- 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
- C07C2/02—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by addition between unsaturated hydrocarbons
- C07C2/04—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by addition between unsaturated hydrocarbons by oligomerisation of well-defined unsaturated hydrocarbons without ring formation
- C07C2/06—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by addition between unsaturated hydrocarbons by oligomerisation of well-defined unsaturated hydrocarbons without ring formation of alkenes, i.e. acyclic hydrocarbons having only one carbon-to-carbon double bond
- C07C2/08—Catalytic processes
- C07C2/24—Catalytic processes with metals
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
- C07C7/005—Processes comprising at least two steps in series
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Engineering & Computer Science (AREA)
- Analytical Chemistry (AREA)
- Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
- Water Supply & Treatment (AREA)
- Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Low-Molecular Organic Synthesis Reactions Using Catalysts (AREA)
Abstract
Изобретение относится к способу выделения гексена-1 из смеси, полученной в реакционной секции процесса тримеризации этилена, причем указанная смесь содержит этилен, растворитель, катализатор тримеризации этилена и образованные продукты, в том числе гексен-1. Способ включает в себя по меньшей мере следующие этапы: a) разделение в первой дистилляционной колонне смеси, образованной в результате реакции тримеризации этилена, на головную фракцию, содержащую этилен, и кубовую фракцию, b) разделение в по меньшей мере одной другой дистилляционной колонне по меньшей мере части потока кубовой фракции, полученной на этапе а), на головную фракцию, содержащую гексен-1 и бутен-1, и кубовую фракцию, c) разделение в конечной дистилляционной колонне по меньшей мере части фракции, содержащей гексен-1 и бутен-1, полученной на этапе b), на головную фракцию, содержащую главным образом бутен-1, и кубовую фракцию, содержащую главным образом гексен-1, причем в указанном способе: по меньшей мере одну часть потока кубовой фракции, полученной на этапе b), возвращают в реакционную секцию и по меньшей мере одну другую часть указанной кубовой фракции, полученной на этапе b), используют в по меньшей мере одном рециркуляционном контуре, соединяющем реакционную секцию и колонну указанного этапа b), причем указанный рециркуляционный контур позволяет охладить реакционную секцию и обеспечить повторное частичное испарение в указанной колонне с этапа b). Предложенный способ является более энергоэффективным. 17 з.п. ф-лы, 8 пр., 2 ил.
Description
ОБЛАСТЬ ТЕХНИКИ, К КОТОРОЙ ОТНОСИТСЯ ИЗОБРЕТЕНИЕ
Настоящее изобретение относится к получению гексена-1, более точно к способу получения и выделения гексена-1 из смеси продуктов, полученных в зоне тримеризации этилена.
Объектом настоящего изобретения является также установка для получения и выделения гексена-1, содержащая зону тримеризации этилена.
ПРЕДШЕСТВУЮЩИЙ УРОВЕНЬ ТЕХНИКИ
Гексен-1 может быть получен с повышенной селективностью путем олигомеризации этилена, в частности, тримеризацией этилена в каталитической системе, обычно в гомогенной фазе, в присутствии или в отсутствие растворителя. Несмотря на селективность катализатора тримеризации в отношении образования гексена-1, в реакции, помимо непрореагировавшего этилена, образуются побочные продукты. Поток, выходящий с тримеризации этилена, может содержать альфа-олефины, бутен-1, октен-1, децены и главным образом гексен-1, а также растворитель олигомеризации и побочные продукты C12+ (то есть содержащие по меньшей мере 12 атомов углерода на молекулу). Указанный поток содержит также катализатор.
Одна из основных проблем в данной области относится к отделению гексена-1 от других составляющих смеси, полученной в результате реакции тримеризации этилена, до степени чистоты, соответствующей позднейшему применению гексена-1, например, в качестве сомономера для получения полиэтилена.
Было разработано определенное число методик для улучшения отделения гексена-1, одновременно снижающих затраты, связанные с инвестициями, необходимыми для создания разработанных установок.
Типично, разделение продуктов олигомеризации можно реализовать с такими устройствами разделения, как дистилляционные колонны, работающими последовательно и основанными на различиях температур кипения соединений, которые требуется разделить.
Так, первая дистилляционная колонна отделяет этилен - наиболее летучее соединение, которое выходит сверху колонны, а другие более тяжелые компоненты выходят снизу колонны и подаются во вторую колонну, в которой получают гексен-1.
Например, патент US 7476775 описывает способ отделения потока с олигомеризации, содержащий отделение потока, выходящего с реакции олигомеризации, на жидкую фракцию и газообразную фракцию, дистилляцию жидкой фракции и газообразной фракции, чтобы выделить фракции продуктов олигомеризации.
Патент US 5853551 от авторов настоящей заявки описывает схему отделения этилена и бутена-1 от C4+, затем бутена-1 от C6+, затем гексена и октена от C10+ и растворителя и, наконец, два разделения, с одной стороны гексена-1 и октена-1, а с другой стороны растворителя и C10+. Патент US 5853551 описывает схему, состоящую в добавлении дополнительного бутена-1 в первую дистилляционную колонну, чтобы поддерживать температуру внизу колонны на значениях, вблизи которых альфа-олефины являются стабильными, и чтобы в голове колонны можно было выделить этилен с небольшой долей бутена-1.
Способы, предлагавшиеся в уровне техники, имеют недостатки, в частности, недостаточная эффективность селективного разделения, и в отношении энергоэффективности. Таким образом, все еще имеется потребность в улучшении способов разделения продуктов олигомеризации, в частности, тримеризации этилена для получения гексена-1.
Задачей настоящего изобретения является разработка нового способа разделения продуктов олигомеризации, позволяющего устранить вышеуказанные проблемы известного уровня техники.
СУЩНОСТЬ ИЗОБРЕТЕНИЯ
Настоящее изобретение относится к способу выделения гексена-1 из смеси, полученной в реакционной секции процесса тримеризации этилена, причем указанная смесь содержит этилен, растворитель, катализатор тримеризации этилена и образованные продукты, в том числе гексен-1, и причем способ включает в себя по меньшей мере следующие этапы:
a) разделение в первой дистилляционной колонне смеси, образованной в результате реакции тримеризации этилена, на головную фракцию, содержащую этилен, и кубовую фракцию,
b) разделение, в по меньшей мере одной другой дистилляционной колонне, по меньшей мере одной части потока кубовой фракции, полученной на этапе a), на головную фракцию, содержащую гексен-1 и бутен-1, и кубовую фракцию,
c) разделение в конечной дистилляционной колонне по меньшей мере части фракции, содержащей гексен-1 и бутен-1, полученной на этапе b), на головную фракцию, содержащую главным образом бутен-1, и кубовую фракцию, содержащую главным образом гексен-1,
причем в указанном способе:
- по меньшей мере одну часть потока кубовой фракции, полученной на этапе b), возвращают в реакционную секцию, и по меньшей мере одну другую часть указанной кубовой фракции, полученной на этапе b), используют в по меньшей мере одном рециркуляционном контуре, соединяющем реакционную секцию и колонну указанного этапа b), причем указанный рециркуляционный контур позволяет охладить реакционную секцию и обеспечить повторное частичное испарение в указанной колонне этапа b).
В одном варианте согласно изобретению по меньшей мере часть потока кубовой фракции, полученной на этапе b), проводят в по меньшей мере одну дистилляционную колонну для удаления кубовой фракции, содержащей главным образом олефины C8+, прежде чем вернуть по меньшей мере часть головной фракции с указанной дистилляционной колонны в реакционную секцию.
В другом варианте осуществления изобретения по меньшей мере часть потока кубовой фракции, полученной на этапе a), проводят в по меньшей мере одну дистилляционную колонну для удаления кубовой фракции, содержащей главным образом олефины C8+, прежде чем вернуть по меньшей мере часть головной фракции с указанной дистилляционной колонны в дистилляционную колонну этапа b).
Согласно способу по изобретению, предпочтительно возвращать по меньшей мере часть потока кубовой фракции, полученной на этапе b), в голову первой колонны этапа a), чтобы смыть этилен, выходящий сверху указанной первой колонны, и увлечь фракцию олефинов C4+ вниз указанной первой колонны.
Другие характеристики и преимущества изобретения выявятся при изучении следующего подробного описания.
ПОДРОБНОЕ ОПИСАНИЕ ИЗОБРЕТЕНИЯ
Список фигур
Описание и представленные ниже фигуры позволяют более четко проиллюстрировать варианты осуществления способа по изобретению и выявляют все преимущества, связанные с применением этого способа.
Фиг.1 показывает, без ограничений, один вариант осуществления, в котором по меньшей мере одну часть потока кубовой фракции, полученной на этапе a), проводят в дистилляционную колонну для удаления фракции C8+, прежде чем отправить ее в дистилляционную колонну этапа b).
Фиг.2 показывает, без ограничений, один вариант осуществления, в котором по меньшей мере одну часть потока кубовой фракции, полученной на этапе b), проводят в по меньшей мере одну дистилляционную колонну для удаления кубовой фракции, содержащей главным образом олефины C8+, прежде чем вернуть по меньшей мере часть головной фракции, полученной в указанной дистилляционной колонне, в реакционную секцию.
Далее в тексте для большей ясности будем ссылаться на числа, указанные на фиг.1 и 2.
Реакционная секция
Способ по изобретению включает реакционную секцию тримеризации этилена. Во время реакции тримеризации этилен приводят в контакт с катализатором олигомеризации, чтобы получить гексен-1.
Катализаторы, позволяющие осуществить реакцию тримеризации этилена, могут быть гетерогенными или гомогенными в реакционной среде. Они обычно содержат по меньшей мере один из следующих элементов: переходный металл, кислотное соединение или основное соединение.
Обычно разные соединения подразделяют на две части: с одной стороны, главный компонент активированного катализатора, содержащий основной металл, компонент, чаще всего называемый "катализатором", и вспомогательные компоненты, которые служат для активации главного компонента и поддерживают его активность, поэтому их чаще всего называют "активатором".
Согласно способу по изобретению, выгодно хранить различные соединения, участвующие в приготовлении активированного катализатора, в по меньшей мере двух разных баллонах, а катализатор, получаемый от их смешения, хранить в баллоне. В одном варианте осуществления способа согласно изобретению активированный катализатор, уже готовый к применению, переводят в единственный баллон, из которого он снабжает реактор. Катализатор и активатор предпочтительно закачиваются по отдельности с контролируемыми расходами, чтобы регулировать мольные отношения между этими разными соединениями. Реакция тримеризации этилена является экзотермической. Следовательно, необходимо контролировать теплоту реакции. Предпочтительно, этот контроль экзотермичности реализуется посредством одного или нескольких контуров рециркуляции реакционной среды путем проведения указанной реакционной среды через по меньшей мере один теплообменник. Таким образом, катализатор и активатор могут вводиться в рециркуляционные контуры реактора в реакционную секцию, предпочтительно в два разных места.
В схеме способа по изобретению может использоваться любой катализатор тримеризации этилена. В частности, катализаторы, описанные в патентной заявке WO07/039851 или в патентных заявках WO04/056479, WO03/053891 или W002/04119. Катализатор, подходящий для применения в способе согласно изобретению, может содержать комплекс переходного элемента. Этот комплекс образован комплексообразованием металла с по меньшей мере одним лигандом, содержащим гетероатомы, такие, как азот, кислород или фосфор, что позволяет солюбилизовать этот металл в углеводородной среде. Комплекс может быть, например, кислородсодержащим органическим соединением: простой эфир, сложный эфир, ацеталь, кеталь и т.д.
Известно, что катализаторы на основе хрома, являются очень активными катализаторами тримеризации этилена, которые ведут к образованию гексена-1 с хорошей селективностью, то есть с меньшим количеством полиэтилена и низкой долей бутенов. Катализаторами и активаторами, которые подходят для применения в способе согласно изобретению, являются, например, смеси соединения хрома (катализатор), такие как галогениды, карбоксилаты, ацетилацетонаты, арилокси или алкокси, с арилокси-соединением такого элемента, как алюминий, магний, кальций, стронций или барий, и алюминийалкильного соединения (активатор). Такие катализаторы и активаторы описаны, например, в патенте FR 2802833. Упомянутое выше алюминийалкильное соединение может также быть заменено любым алкильным соединением другого элемента, такого как алюминий, галлий, ниобий, тантал, иттрий или редкоземельный элемент, как лантан. Алкильное соединение может быть также галогенированным, как описано, например, в патентной заявке WO 2007/039851.
Согласно изобретению, компоненты активированного катализатора предпочтительно приводятся в контакт в растворителе, состоящем из по меньшей мере одного углеводорода, выбранного из следующих насыщенных углеводородов: гексан, циклогексан, гептан, бутан, толуол, ортоксилол, изобутан, 2,2-диметилпентан, или из следующих ненасыщенных углеводородов: моноолефины или диолефины, содержащие от 4 до 10 атомов углерода, или ароматические соединения, такие, например, как бензол, толуол или ксилолы. Очень предпочтительно использовать ненасыщенные углеводороды.
Предпочтительно, используемый растворитель выбран из 2,2-диметилпентана, циклогексана, толуола или ортоксилола, более предпочтительно из 2,2-диметилпентана и циклогексана.
Согласно способу по изобретению, реакция тримеризации этилена проводится в одном или нескольких реакторах. Реактор или реакторы могут быть любого подходящего типа, известного специалисту. Например, в случае твердых гетерогенных катализаторов можно использовать реакторы с неподвижным слоем, реакторы с псевдоожиженным слоем, реакторы с циркулирующим слоем, каталитические колонны, или реакторы, подходящие для использования гомогенных катализаторов, такие, как трубчатые реакторы, корпусные реакторы с перемешиванием, реакторы с равновесием жидкость/пар и т.д.
Реакция тримеризации этилена может проводиться в периодическом, полунепрерывном или непрерывном режиме. Предпочтительно она проводится в непрерывном режиме.
Согласно способу по изобретению, рабочие условия в реакторе тримеризации таковы, чтобы реакционная среда находилась при температуре начала кипения. Эта температура начала кипения обеспечивается непрерывным отбором пара, обычно при низком расходе пара (13), в голове реактора. Согласно изобретению предпочтительно возвращать (14) по меньшей мере часть пара, отобранного (13) в голове реактора, в дистилляционную колонну 25. Предпочтительно, указанный реактор является реактором идеального смешения. Это смешение облегчается, помимо прочего, благодаря контуру рециркуляции (18, 18b) реактора.
Предпочтительно, температура при реакции тримеризации этилена составляет от 0 до 300°C, предпочтительно от 30 до 210°C, более предпочтительно от 100°C до 180°C. Рабочее давление выбирают так, чтобы удерживать реакционную среду в реакции тримеризации этилена на точке начала кипения. Указанное давление благоприятно составляет от 0,1 до 35 МПа, предпочтительно от 1 до 20 МПа и более предпочтительно от 5 до 15 МПа.
Согласно способу по изобретению, после выхода из реакционной секции тримеризации этилена (реактор 12), катализатор и его активатор, содержащиеся в кубовой фракции (21), выходящей из указанного реактора, предпочтительно нейтрализуют путем введения ингибитора (22). Смешение обычно проводят с применением динамического смесителя в линии или статического смесителя в линии. Нейтрализацию катализатора и его активатора проводят любым соединением, известным специалисту своей ингибирующей активностью в отношении катализатора тримеризации. Указанное соединение обычно выбирают из аминов, предпочтительно первичных или вторичных аминов общей формулы R1R2NH, в которой R1 означает водород или углеводородный радикал, и R2 означает углеводородный радикал. Предпочтительно используют ингибитор, выбранный из следующих соединений или их смесей: циклогексиламин, этил-2-гексиламин, ариламин, стеариламин, олеиламин, анилин, N-метиланилин, дибутиламин, дидециламин, смеси аминов, полученные из натуральных жиров, таких, как сало, пальмовое масло или кокосовое масло.
Ингибитор может быть также выбран из линейных или разветвленных спиртов, предпочтительно содержащих от 2 до 20 атомов углерода, более предпочтительно от 5 до 15 атомов углерода. Очень предпочтительно, ингибитор является разветвленным спиртом, содержащим по меньшей мере одно алкильное разветвление, например, спиртом, содержащим по меньшей мере одну метильную, этильную, пропильную или бутильную боковую группу на спиртовой цепочке, предпочтительно содержащей от 2 до 16 атомов углерода и очень предпочтительно от 4 до 10 атомов углерода. Предпочтительно, ингибитор выбран из следующих спиртов и их смесей: 1-гексанол, 2-гексанол, 3-гексанол, 2-метилгексанол, 2-этилгексанол, 3-октанол, 1-гептанол, 2-гептанол, 3-гептанол, 4-гептанол, 2-метил-3-гептанол, 1-октанол, 2-октанол, 3-октанол, 4-октанол, 7-метил-2-деканол, 1-деканол, 2-деканол, 3-деканол, 4-деканол, 5-деканол, 2 этил-1-деканол.
Ингибитор предпочтительно добавляют при температуре, при которой имеет место реакция тримеризации.
Этот этап нейтрализации любой каталитической активности позволяет, в частности, избежать того, чтобы присутствие еще активного катализатора не ухудшило из-за неконтролируемой реакции чистоту продуктов исходной реакции тримеризации.
Нейтрализованную реакционную среду, выходящую из реактора (21), проводят затем на установку разделения (23), в которой разделяют, с одной стороны, нейтрализованный катализатор, а также тяжелые побочные продукты (C12+) реакции, а с другой стороны непрореагировавший этилен, другие образованные продукты и растворитель. Согласно изобретению, фракцию из установки разделения (23), содержащую непрореагировавший этилен, образованные продукты и растворитель, проводят в виде пара (24) в секцию дистилляции. Разделение в установке разделения (23) предпочтительно осуществляется посредством серии ступеней флеш-дистилляции.
Предпочтительно, давление реакционной среды, выходящей (21) из реактора, снижают до уровня от 2 до 5 МПа, предпочтительно от 3 до 4,5 МПа. Указанную реакционную среду со сниженным давлением испаряют затем путем нагрева до температуры в интервале от 150 до 200°C, предпочтительно от 160 до 190°C. Это испарение выгодно проводить в теплообменнике. Затем паровую фазу отделяют от жидкой фазы в баллон. Паровую фазу проводят в секцию дистилляции, а жидкую фазу проводят на вторую флеш-дистилляцию.
Давление жидкой фазы, образованной при первой флеш-дистилляции, снижают до 0,5-2 МПа, предпочтительно до 0,8-1,5 МПа. Указанную жидкую фазу со сниженным давлением испаряют затем путем нагрева до температуры в интервале от 160 до 220°C, предпочтительно от 170 до 210°C. Это испарение выгодно проводить в теплообменнике. Затем паровую фазу отделяют от жидкой фазы в баллон. Паровую фазу проводят в секцию дистилляции, а жидкую фазу проводят на третью флеш-дистилляцию.
Давление жидкой фазы, образованной при второй флеш-дистилляции, снижают до 0,1-0,5 МПа. Указанную жидкую фазу со сниженным давлением испаряют затем путем нагрева до температуры интервале от 160 до 220°C. Это испарение выгодно проводить в теплообменнике, предпочтительно тонкослойном или со стекающей пленкой.
Нейтрализованный катализатор, а также тяжелые побочные продукты (C12+), отделенные в установке разделения (23), выкачивают насосом и проводят (38) на сжигание.
Секция дистилляции
Типично, олигомерные олефины, полученные в результате тримеризации этилена, имеют более высокий молекулярный вес, чем непрореагировавший этилен. Обычно непрореагировавший этилен имеет более низкую температуру кипения, чем олигомеры, полученные в реакции тримеризации, в том числе гексен-1.
Согласно изобретению, может применяться любое устройство разделения, известное специалисту, с пользой использующее эту разницу летучести и молекулярных весов между разделяемыми продуктами. Согласно изобретению, в качестве устройства разделения предпочтительно использовать дистилляционные колонны любого типа.
Согласно способу по изобретению, фракцию, выходящую с установки разделения (23), а именно: непрореагировавший этилен, образованные продукты и растворитель, проводят в виде пара (24) в секцию дистилляции.
Секция дистилляции предпочтительно содержит по меньшей мере три дистилляционные колонны, предпочтительно по меньшей мере четыре дистилляционные колонны. Согласно одному предпочтительному варианту изобретения, секция дистилляции содержит четыре дистилляционные колонны.
Этап a)
Согласно изобретению, фракция, полученная на установке разделения (23), а именно: непрореагировавший этилен, образованные продукты и растворитель, подвергают этапу разделения a). Указанную фракцию проводят в виде пара (24) в первую дистилляционную колонну (25), в которой непрореагировавший этилен выделяется в головной фракции, а остальные соединения в кубовой фракции.
Согласно изобретению предпочтительно, чтобы дистилляционная колонна этапа разделения a) работала при давлении от 0,1 до 1,5 МПа, предпочтительно от 0,5 до 1 МПа, температуре в голове колонны от 0 до 100°C, предпочтительно от 40 до 80°C, и температуре в кубе колонны от 100 до 300°C, предпочтительно от 140 до 220°C. Предпочтительно, этилен, выделенный в голове колонны (25), возвращают в реакционную секцию 12.
Согласно изобретению предпочтительно реализовать (7, 9, 11) возврат этилена, выделенного в голове колонны (25), одновременно с по меньшей мере подачей водорода (4) и свежего этилена (1). Смешение этилена, выделенного в голове колонны (25), водорода и свежего этилена выгодно проводить в по меньшей мере одном рециркуляционном компрессоре (позиции 10 или 8 на фиг.1 и 2). Согласно изобретению, смесь вводят в реактор (12), используя распределитель (на фигурах не показан), чтобы обеспечить хорошую дисперсию капелек этилена в реакционной среде. Этилен можно также вводить в по меньшей мере один из контуров рециркуляции, предусмотренных в способе по изобретению.
Предпочтительно, чтобы избежать использования холода для конденсации головной фракции первой колонны этапа a), по меньшей мере одну часть потока кубовой фракции, полученной на этапе b), возвращают в голову указанной первой колонны этапа a), чтобы смыть этилен, выходящий в голове указанной первой колонны, и увлечь фракцию олефинов C4+ вниз указанной первой колонны. Действительно, кубовая фракция, полученная на этапе b), состоит главным образом из растворителя (по меньшей мере 95 вес.% растворителя). Этот растворитель позволяет поглощать преимущественно тяжелые продукты и увлекать их вниз колонны.
Этап b)
Согласно изобретению, по меньшей мере одну часть потока кубовой фракции, полученной на этапе a), подвергают затем этапу разделения b), на котором в по меньшей мере одной другой дистилляционной колонне (30) по меньшей мере часть указанного потока указанной кубовой фракции, полученной на этапе a), разделяют на головную фракцию (31), содержащую гексен-1 и бутен-1, и кубовую фракцию. Указанная кубовая фракция состоит главным образом из растворителя. Предпочтительно, содержание растворителя в этой фракции больше или равно 95 вес.%, предпочтительно выше 98 вес.% и предпочтительно больше или равно 99,5 вес.%.
Согласно изобретению предпочтительно, чтобы дистилляционная колонна этапа разделения b) работала при давлении от 0 до 0,5 МПа, предпочтительно от 0,01 до 0,3 МПа, температуре в голове колонны от 20 до 150°C, предпочтительно от 40 до 100°C, и температуре в кубе колонны от 50 до 200°C, предпочтительно от 80 до 150°C.
Согласно изобретению, по меньшей мере часть одну потока кубовой фракции, полученной на этапе b), возвращают (37) в реакционную секцию, и по меньшей мере одну другую часть указанной кубовой фракции, полученной на этапе b), используют в рециркуляционном контуре (19) между реакционной секцией и указанной другой колонной указанного этапа b) для охлаждения реакционной секции и повторного частичного испарения на указанном этапе b). Согласно изобретению предпочтительно, чтобы указанная другая часть указанной кубовой фракции, полученной на этапе b), отбиралась либо снизу колонны (30), либо путем отбора сбоку, предпочтительно в точке, находящейся вблизи куба колонны, более предпочтительно, через точку бокового отбора, находящуюся в нижней четверти указанной колонны.
Действительно, реакция тримеризации этилена является экзотермической. Теплоту, выделяющуюся в реакции, необходимо отводить, чтобы не допустить неконтролируемого повышения температуры реакционной среды. В зависимости от достигнутого уровня температуры, последствиями являются потеря селективности из-за термического разложения катализатора и продуктов реакции. Согласно изобретению, теплоту реакции, выделяющуюся в реакторе (12), отводят с применением по меньшей мере одного контура рециркуляции посредством по меньшей мере одной части потока кубовой фракции, полученной на этапе b). Тепло, образованное в реакторе, отводят с помощью контура рециркуляции (18, 18b) реактора. Контур рециркуляции (18, 18b) реактора, осуществленный с использованием теплообменников, предпочтительно типа котла (17), переносит тепло, образованное в реакторе (12), на поток кубовой фракции, полученной на этапе b), что вызывает испарение указанного потока указанной кубовой фракции.
Согласно изобретению, часть потока указанной кубовой фракции, полученной на этапе b), испарившейся на выходе теплообменника (17) возвращают (20) в дистилляционную колонну этапа b) (30), замыкающего рециркуляционный контур. Возврат фракции (20) в дистилляционную колонну этапа b) играет роль бокового испарителя и позволяет уменьшить нагрузку на главный испаритель дистилляционной колонны этапа b) и, следовательно, сэкономить на паре.
Контроль давления выпаривания кубовой фракции, полученной на этапе b), в теплообменнике рециркуляционного контура и контура рециркуляции реактора позволяет регулировать средний перепад температуры между горячим и холодным потоком и, следовательно, обменную способность теплообменника. Предпочтительно использовать теплообменник типа котла.
Другим преимуществом контура рециркуляции является возможность контроля экзотермичности реакции тримеризации в реакторе (12), а также гарантия, что в указанном реакторе будет идеальное перемешивание. Рециркуляционный контур позволяет одновременно обеспечить:
- отвод тепла, выделившегося в реакции, что согласно уровню техники осуществляют, например, путем выпаривания воды в теплообменнике типа котла. Это создаваемый водяной пар имеет слишком низкое давление, чтобы его можно было эффективно использовать в процессе. Поэтому полученный водяной пар необходимо конденсировать в дополнительном теплообменнике (например, воздушном теплообменнике), чтобы вернуть его в теплообменник типа котла. Охлаждение этого пара требует значительного расхода энергии и соответствующего оборудования (теплообменник, баллон, насос), что представляет дополнительные инвестиционные расходы;
- подвод большей части тепла в куб колонны (30) на этапе b) для обеспечения частичного испарения, что в уровне техники осуществляется, например, благодаря теплообменнику, использующему, например, водяной пар в качестве теплоносителя. Получение этого пара требует значительного расхода энергии и оборудования, связанного с его получением (бойлер, насос, водоподготовка), что также представляет значительные инвестиционные расходы.
Согласно изобретению, количество тепла, необходимое для обмена в целях охлаждения реакционной среды и обеспечения частичного повторного испарения кубовой фракции из колонны этапа b), по существу одинаковы, что преимуществом чего является эффективное комплексное использование тепла.
Преимуществом способа согласно изобретению является, с одной стороны, экономия энергии, так как он потребляет меньше пара, а с другой стороны, он выгоден с экономической точки зрения, так как уменьшаются капитальные затраты.
Чтобы избежать скопления углеводородов C8+ в установке, предпочтительно извлекать их с помощью дополнительной дистилляционной колонны, которую можно ввести в технологическую схему в по меньшей мере два разных места.
В одном предпочтительном варианте способа согласно изобретению, какой показан на фиг.1, по меньшей мере одну часть потока кубовой фракции, полученной на этапе a), проводят в по меньшей мере одну дистилляционную колонну (27) для удаления кубовой фракции (29), содержащей главным образом олефины C8+, прежде чем провести головную фракцию (28) из указанной дистилляционной колонны в дистилляционную колонну этапа b) (колонна 30). Согласно изобретению предпочтительно, чтобы указанная дистилляционная колонна работала при давлении от 0 до 1 МПа, предпочтительно от 0,1 до 0,5 МПа, температуре в голове колонны от 60 до 160°C, предпочтительно от 90 до 130°C, и температуре в кубе колонны от 100 до 300°C, предпочтительно от 170 до 240°C. Согласно этому варианту, свежий катализатор (16) и по меньшей мере одну часть потока кубовой фракции, полученной на этапе b) (37), смешивают в контуре рециркуляции (18b) реактора с жидкостью, выкаченной из реактора (12). Поток 16 и поток 37 вводятся со стороны "трубы" теплообменника. Согласно изобретению, по меньшей мере одну другую часть указанной кубовой фракции, полученной на этапе b), соответствующей части в контуре рециркуляции, вводят со стороны "решетки" теплообменника.
В другом варианте осуществления способа согласно изобретению, показанном на фиг.2, по меньшей мере одну часть потока кубовой фракции, полученной на этапе b) (колонна 30), проводят в по меньшей мере одну дистилляционную колонну (колонна 40) для удаления кубовой фракции, содержащей главным образом олефины C8+, прежде чем провести головную фракцию (41) из указанной дистилляционной колонны в реакционную секцию. Согласно этому варианту, свежий катализатор (16) и головную фракцию (41) предпочтительно смешивают в контуре рециркуляции (18b) реактора с жидкостью, закаченной из реактора (12) и вводимой со стороны "трубы" теплообменника (17). Согласно изобретению предпочтительно, чтобы указанная дистилляционная колонна работала при давлении от 0,05 до 1 МПа, предпочтительно от 0,1 до 0,5 МПа, температуре в голове колонны от 70 до 150°C, предпочтительно от 90 до 130°C, и температуре в кубе колонны от 100 до 300°C, предпочтительно от 150 до 220°C. Указанная головная фракции, полученная в указанной дистилляционной колонне, состоит главным образом из растворителя. Предпочтительно, содержание растворителя в этой головной фракции больше или равно 95 вес.%, предпочтительно выше 98 вес.% и предпочтительно больше или равно 99,5 вес.%.
Этап c)
Согласно изобретению, по меньшей мере одну часть головной фракции (31), полученной на этапе b), подвергают этапу c), на котором в конечной дистилляционной колонне (32) указанную фракцию, содержащую главным образом гексен-1 и бутен-1, полученную на этапе b), разделяют на головную фракцию, содержащую главным образом бутен-1 (33), и кубовую фракцию, содержащую главным образом гексен-1 (34). Согласно изобретению, предпочтительно, чтобы дистилляционная колонна на этапе разделения c) работала при давлении от 0,5 до 1,5 МПа, предпочтительно от 0,7 до 1,2 МПа, температуре в голове колонны от 30 до 130°C, предпочтительно от 50 до 90°C, и температуре в кубе колонны от 100 до 300°C, предпочтительно от 130 до 200°C.
ПОДРОБНОЕ ОПИСАНИЕ ФИГУР
Для лучшего понимания на фиг.1 и 2 показано несколько вариантов осуществления способа по изобретению. Эти варианты осуществления даны в качестве примеров и не имеют ограничительного характера. Данные иллюстрации предлагаемого изобретением способа содержат детали не обо всех компонентах, необходимых для его осуществления. Здесь показаны только элементы, необходимые для понимания изобретения, специалист способен дополнить эти представления для осуществления и внедрения изобретения.
Фиг.1 показывает, без ограничений, один вариант осуществления, в котором по меньшей мере одну часть кубовой фракции, полученной на этапе a), проводят в дистилляционную колонну для удаления фракции C8+, прежде чем провести ее в дистилляционную колонну этапа b).
Подача свежего этиленового сырья проводится по линии 1 в реактор 12 тримеризации этилена. Согласно фиг.1, водород 4 и/или свежий этилен 1 смешивают с этиленом 7 на уровне промежуточной ступени 9 рециркуляционных компрессоров (8, 10) или на уровне всасывания 7 первой ступени компрессора 8. Катализатор и активатор, приготовленные и хранящиеся в баллоне 15, вводят в реактор 12 по линии 16, более точно на уровне контура рециркуляции реактора (18b, 18).
Продукт реакции тримеризации этилена отбирают снизу реактора 12 по линии 21, чтобы провести его на установку разделения 23. Куб реактора 12, в частности, активированный катализатор, нейтрализуют путем введения ингибитора 22 в линию 21. Смешение обычно проводят, используя динамический смеситель в линии. В установке разделения 23 как кубовую фракцию 38 отбирают нейтрализованный катализатор, а также тяжелые побочные продукты (C12+). Фракцию, содержащую непрореагировавший этилен, другие образованные продукты и растворитель, проводят в виде пара по линии 24 в первую дистилляционную колонну 25 этапа a). Этот этап разделения, обозначенный позицией 23, обычно осуществляется путем одной или нескольких последовательных ступеней флеш-дистилляции (баллонные сепараторы с равновесием жидкость-пар) с этапами промежуточного нагрева посредством теплообменников.
Как правило, и независимо от фиг.1, паровую фракцию, выходящую из установки разделения 23 (линия 24) разделяют в первой дистилляционной колонне 25 на головную фракцию 7, содержащую главным образом непрореагировавший этилен, и кубовую фракцию, содержащую олефины C4+. Как правило, и независимо от фиг.1, кубовую фракцию из дистилляционной колонны 25 проводят затем по линии 26 прямо в дистилляционную колонну 30, в которой ее разделяют, с одной стороны, на головную фракцию 31, содержащую главным образом гексен-1 и бутен, а с другой стороны, на кубовую фракцию 35, содержащую остальные продукты и растворитель.
В варианте согласно изобретению, представленном на фиг.1, поток кубовой фракции из дистилляционной колонны 25 сначала проводят в другую, промежуточную дистилляционную колонну 27, в которой его разделяют на головную фракцию 28 (которая проводится в дистилляционную колонну 30) и кубовую фракцию, содержащую продукты C8+, которую отводят по линии 29. Эта промежуточная колонна не является обязательной для изобретения, но представляет один вариант осуществления способа по изобретению, выгодный в некоторых случаях применения.
По меньшей мере одну часть потока кубовой фракции из колонны 30 возвращают по линии 36 в голову первой дистилляционной колонны 25. По меньшей мере одну часть потока кубовой фракции из колонны 30 возвращают по линии 37 в реактор, более точно, в контур рециркуляции (18b, 18) реактора. По меньшей мере одну другую часть потока кубовой фракции из колонны 30 используют в контуре рециркуляции (линии 19, 20) для охлаждения реакционной секции с помощью теплообменника 17. Испарившуюся часть рециркулирующей фракции (выходящей из теплообменника 17) возвращают в колонну 30 для повторного частичного испарения. Головную фракцию 31 из дистилляционной колонны 30 проводят в конечную дистилляционную колонну 32, где ее разделяют на головную фракцию 33, содержащую главным образом бутен-1, и кубовую фракцию, содержащую главным образом искомый конечный продукт, а именно гексен-1, отбираемый по линии 34.
Фиг.2 показывает другой вариант осуществления способа по изобретению, в котором нет промежуточной дистилляционной колонны (позиция 27 на фиг.1). Из колонны 30 отбирают, с одной стороны, головную фракцию 31, содержащую главным образом гексен-1 и бутен, а с другой стороны кубовую фракцию 35, содержащую остальные продукты и растворитель. По меньшей мере одну часть потока кубовой фракции из колонны 30 используют в контуре рециркуляции (линии 19, 20) для охлаждения реакционной секции 12 с помощью теплообменника 17. Испарившуюся часть рециркулирующей фракции (выходящей из теплообменника 17) возвращают в колонну 30 для обеспечения повторного испарения.
По меньшей мере одну другую часть потока кубовой фракции из дистилляционной колонны 30 возвращают по линии 36 в первую дистилляционную колонну 25. Головную фракцию 31 из дистилляционной колонны 30 проводят в конечную дистилляционную колонну 32, в которой ее разделяют на головную фракцию 33, содержащую главным образом бутен-1, и кубовую фракцию, содержащую главным образом искомый конечный продукт, а именно гексен-1, отбираемый по линии 34.
Третья дистилляционная колонна 40 получает по линии 39 другую часть потока кубовой фракции, полученной в дистилляционной колонне 30 (35). Головную фракцию из колонны 40 (состоящую главным образом из растворителя) возвращают по линии 41 в реактор 12, более точно в контур рециркуляции (18b, 18) реактора. Кубовую фракцию из колонны 40, содержащую олефины C8+, отводят по линии 42.
Следующие примеры иллюстрируют настоящее изобретение, не ограничивая его объем.
ПРИМЕРЫ
Пример 1 (согласно изобретению)
Схема применяемого способа показана на фиг.1.
Используемое сырье 1 состоит из этилена качества для полимеров (по-английски polymer grade), то есть содержит около 99,9% этилена. Каталитическая система, используемая в реакторе олигомеризации 12, содержит следующие компоненты: трис(этил-2-гексаноат) хрома, бис(2,6-дифенилфенокси)магний и триэтилалюминий в следующих мольных отношениях: 1/1/3. В качестве ингибитора используется этил-2-гесанол. Эти компоненты катализатора приводят в контакт в сухом и деаэрированном циклогексане (растворитель). Реактор работает при 135°C и при температуре начала кипения. Температура в реакторе поддерживается постоянной. Теплоту реакции отводят благодаря контуру рециркуляции (18, 18b) и теплообменнику 17, который позволяет осуществить теплообмен с контуром рециркуляции (19, 20).
Колонна 25 работает в соответствии с нормами, известными специалисту, таким образом, чтобы отделить остаточный этилен от растворителя и продуктов реакции.
Колонна 27 позволяет выделить в кубе колонны фракцию, содержащую олефины C8+, а в голове колонны растворитель, гексен-1 и бутен-1. Она работает при давлении 0,23 МПа в голове колонны, температуре в голове колонны 108°C и температуре в кубе колонны 190°C.
Колонна 30 позволяет отделить бутен-1 и гексен-1 от растворителя. Она работает при температуре в голове колонны 75°C и температуре в кубе колонны 110°C. Давление в голове колонны равно 0,15 МПа.
Колонна 32 позволяет выделить в кубе колонны полученный гексен-1, а в голове колонны фракцию, обогащенную бутеном-1. Она работает при давлении 1,06 МПа в голове колонны, температуре в голове колонны 73°C и температуре в кубе колонны 165°C.
После разделения в колоннах 25, 27, 30, 32 получают 0,86 тонн гексена-1 (34), 0,015 тонн фракции, обогащенной бутеном-1 (33), и 0,066 тонн фракции C8+ (29) на тонну этилена, введенного по линии 1.
Для осуществления повторного частичного испарения в колонне 30 требуется 1,12 тонн пара низкого давления (0,4 МПа) на тонну сырья.
Пример 2 (сравнительный)
Как и в примере 1, в качестве растворителя используется циклогексан.
Применяемый способ отличается от способа, применявшегося в примере 1, тем, что теплообменник 17 снабжается не растворителем, выделенным из дистилляционной колонны 30, а водой. Таким образом, отсутствует возврат растворителя в колонну 30 после теплообмена.
Теплообменник 17 снабжается водой, которая испаряется. В результате получается пар очень низкого давления (0,17 МПа), который нельзя использовать в другой части процесса. Поэтому этот пар конденсируют, откачивают и возвращают в теплообменник 17.
Колонны 25, 27, 30 и 32 работают в тех же условиях, что и в примере 1.
После разделения в колоннах 25, 27, 30, 32 получают 0, 86 тонн гексена-1 (34), 0,015 тонн фракции, обогащенной бутеном-1 (33), и 0,066 тонн фракции C8+ (29) на тонну сырья (этилен).
Для осуществления повторного частичного испарения в колонне 30 требуется 1,75 тонн пара низкого давления (0,4 МПа) на тонну сырья. Из сравнения со способом согласно изобретению, пример 1, ясно, что требуется дополнительно 0,63 тонны пара низкого давления (0,4 МПа) на тонну сырья.
Пример 3 (согласно изобретению)
Применяемый способ отличается от способа согласно примеру 1 тем, что в качестве растворителя используется 2,2-диметилпентан.
Колонна 25 работает в соответствии с нормами, известными специалисту, таким образом, чтобы отделить остаточный этилен от растворителя и продуктов реакции.
Колонна 27 работает при давлении 0,23 МПа в голове колонны, температуре в голове колонны 107°C и температуре в кубе колонны 191°C.
Колонна 30 работает при температуре в голове колонны 76°C и температуре в кубе колонны 108°C. Давление в голове колонны равно 0,15 МПа.
Колонна 32 работает при давлении 1,06 МПа в голове колонны, температуре в голове колонны 73°C и температуре в кубе колонны 165°C.
После разделения в колоннах 25, 27, 30, 32 получают 0,86 тонн гексена-1 (34), 0,015 тонн фракции, обогащенной бутеном-1 (33), и 0,066 тонн фракции C8+ (29) на тонну этилена, вводимого по линии 1.
Для осуществления повторного частичного испарения в колонне 30 необходимо 1,04 тонн пара низкого давления (0,4 МПа) на тонну сырья.
Пример 4 (сравнительный)
Как и в примере 3, в качестве растворителя используется 2,2-диметилпентан.
Применяемый способ отличается от способа, применявшегося в примере 3, тем, что теплообменник 17 снабжается не растворителем, выделенным из дистилляционной колонны 30, а водой. Таким образом, отсутствует возврат растворителя в колонну 30 после теплообмена.
Теплообменник 17 снабжается водой, которая испаряется. В результате получается пар очень низкого давления (0,17 МПа), который нельзя использовать в другой части процесса. Поэтому этот пар конденсируют, откачивают и возвращают в теплообменник 17.
Колонны 25, 27, 30 и 32 работают в тех же условиях, что и в примере 3.
После разделения в колоннах 25, 27, 30, 32 получают 0,86 тонн гексена-1 (34), 0,015 тонн фракции, обогащенной бутеном-1 (33), и 0,066 тонн фракции C8+ (29) на тонну сырья (этилен).
Для осуществления повторного частичного испарения в колонне 30 требуется 1,67 тонн пара низкого давления (0,4 МПа) на тонну сырья. Из сравнения со способом согласно изобретению, пример 3, ясно, что дополнительно требуется 0,63 тонн пара низкого давления (0,4 МПа) на тонну сырья.
Пример 5 (согласно изобретению)
Схема применяемого способа показана на фиг.1.
Используемое сырье 1 состоит из этилена качества для полимеров (по-английски polymer grade), то есть содержит около 99,9% этилена. Каталитическая система, используемая в реакторе олигомеризации 12, содержит следующие компоненты: трис(этил-2-гексаноат) хрома, бис(трет-бутил-2-фенил-6-фенокси)магний и триэтилалюминий в следующих мольных отношениях: 1/1/3. В качестве ингибитора используется этил-2-гесанол. Эти компоненты катализатора вводят в сухой и деаэрированный циклогексан (растворитель). Реактор работает при 135°C и при температуре начала кипения. Температура в реакторе поддерживается постоянной. Теплоту реакции отводят благодаря контуру рециркуляции (18, 18b) и теплообменнику 17, который позволяет осуществить теплообмен с контуром рециркуляции (19, 20).
Колонна 25 работает в соответствии с нормами, известными специалисту, таким образом, чтобы отделить остаточный этилен от растворителя и продуктов реакции.
Колонна 27 позволяет выделить в кубе колонны фракцию, содержащую олефины C8+, а в голове колонны растворитель, гексен-1 и бутен-1. Она работает при давлении 0,23 МПа в голове колонны, температуре в голове колонны 108°C и температуре в кубе колонны 190°C.
Колонна 30 позволяет отделить бутен-1 и гексен-1 от растворителя. Она работает при температуре в голове колонны 75°C и температуре в кубе колонны 110°C. Давление в голове колонны равно 0,15 МПа.
Колонна 32 позволяет выделить в кубе колонны полученный гексен-1, а в голове колонны фракцию, обогащенную бутеном-1. Она работает при давлении 1,06 МПа в голове колонны, температуре в голове колонны 73°C и температуре в кубе колонны 165°C.
После разделения в колоннах 25, 27, 30, 32 получают 0,87 тонн гексена-1 (34), 0,007 тонн фракции, обогащенной бутеном-1 (33), и 0,064 тонн фракции C8+ (29) на тонну сырья (этилен).
Для осуществления повторного частичного испарения в колонне 30 необходимо 1,13 тонн пара низкого давления (0,4 МПа) на тонну сырья.
Пример 6 (сравнительный)
Как и в примере 5, в качестве растворителя используется циклогексан.
Применяемый способ отличается от способа, применявшегося в примере 5, тем, что теплообменник 17 снабжается не растворителем, выделенным из дистилляционной колонны 30, а водой. Таким образом, отсутствует возврат растворителя в колонну 30 после теплообмена.
Теплообменник 17 снабжается водой, которая испаряется. В результате образуется пар очень низкого давления (0,17 МПа), который нельзя использовать в другой части процесса. Поэтому этот пар конденсируют, откачивают и возвращают в теплообменник 17.
Колонны 25, 27, 30 и 32 работают в тех же условиях, что и в примере 5.
После разделения в колоннах 25, 27, 30, 32 получают 0,87 тонн гексена-1 (34), 0,007 тонн фракции, обогащенной бутеном-1 (33), и 0,064 тонн фракции C8+ (29) на тонну сырья (этилен).
Для осуществления повторного частичного испарения в колонне 30 необходимо 1,76 тонн пара низкого давления (0,4 МПа) на тонну сырья. Из сравнения со способом согласно изобретению, пример 5, ясно, что дополнительно требуется 0,63 тонн пара низкого давления (0,4 МПа) на тонну сырья.
Пример 7 (согласно изобретению)
Используемый способ отличается от способа из примера 5 тем, что в качестве растворителя используется толуол.
Реактор работает при 165°C и при температуре начала кипения. Температура в реакторе поддерживается постоянной.
Колонна 25 работает, в соответствии с нормами, известными специалисту, таким образом, чтобы отделить остаточный этилен от растворителя и продуктов реакции.
Колонна 27 работает при давлении 0,23 МПа в голове колонны, температуре в голове колонны 136°C и температуре в кубе колонны 205°C.
Колонна 30 работает при температуре в голове колонны 76°C и температура в кубе колонны 140°C. Давление в голове колонны равно 0,15 МПа.
Колонна 32 работает при давлении 1,06 МПа в голове колонны, температуре в голове колонны 73°C и температуре в кубе колонны 165°C.
После разделения в колоннах 25, 27, 30, 32 получают 0,87 тонн гексена-1 (34), 0,007 тонн фракции, обогащенной бутеном-1 (33), и 0,064 тонн фракции C8+ (29) на тонну сырья (этилен).
Для осуществления повторного частичного испарения в колонне 30 добавления пара низкого давления не требуется.
Пример 8 сравнительный
Как и в примере 7, в качестве растворителя используется толуол.
Применяемый способ отличается от способа, применявшегося в примере 7, тем, что теплообменник 17 снабжается не растворителем, выделенным из дистилляционной колонны 30, а водой. Таким образом, отсутствует возврат растворителя в колонну 30 после теплообмена.
Теплообменник 17 снабжается водой, которая испаряется. В результате образуется пар очень низкого давления (0,17 МПа), который нельзя использовать в другой части процесса. Поэтому этот пар конденсируют, откачивают и возвращают в теплообменник 17.
Реактор работает при 165°C и при температуре начала кипения. Температура в реакторе поддерживается постоянной.
Колонна 25 работает, в соответствии с нормами, известными специалисту, таким образом, чтобы отделить остаточный этилен от растворителя и продуктов реакции.
Колонна 27 работает при давлении 0,23 МПа в голове колонны, температуре в голове колонны 136°C и температуре в кубе колонны 205°C.
Колонна 30 работает при температуре в голове колонны 76°C и температуре в кубе колонны 140°C. Давление в голове колонны составляет 0,15 МПа.
Колонна 32 работает при давлении 1,06 МПа в голове колонны, температуре в голове колонны 73°C и температуре в кубе колонны 165°C.
После разделения в колоннах 25, 27, 30, 32 получают 0,87 тонн гексена-1 (34), 0,007 тонн фракции, обогащенной бутеном-1 (33), и 0,064 тонн фракции C8+ (29) на тонну сырья (этилен).
Для осуществления повторного частичного испарения в колонне 30 необходимо 0,61 тонн пара низкого давления (0,4 МПа) на тонну сырья. Из сравнения со способом по изобретению, пример 7, ясно, что дополнительно требуется 0,61 тонн пара низкого давления (0,4 МПа) на тонну сырья.
Claims (23)
1. Способ выделения гексена-1 из смеси, полученной в реакционной секции процесса тримеризации этилена, причем указанная смесь содержит этилен, растворитель, катализатор тримеризации этилена и образованные продукты, в том числе гексен-1, причем способ включает в себя по меньшей мере следующие этапы:
a) разделение в первой дистилляционной колонне смеси, образованной в результате реакции тримеризации этилена, на головную фракцию, содержащую этилен, и кубовую фракцию,
b) разделение в по меньшей мере одной другой дистилляционной колонне по меньшей мере части потока кубовой фракции, полученной на этапе а), на головную фракцию, содержащую гексен-1 и бутен-1, и кубовую фракцию,
c) разделение в конечной дистилляционной колонне по меньшей мере части фракции, содержащей гексен-1 и бутен-1, полученной на этапе b), на головную фракцию, содержащую главным образом бутен-1, и кубовую фракцию, содержащую главным образом гексен-1,
причем в указанном способе:
- по меньшей мере одну часть потока кубовой фракции, полученной на этапе b), возвращают в реакционную секцию и по меньшей мере одну другую часть указанной кубовой фракции, полученной на этапе b), используют в по меньшей мере одном рециркуляционном контуре, соединяющем реакционную секцию и колонну указанного этапа b), причем указанный рециркуляционный контур позволяет охладить реакционную секцию и обеспечить повторное частичное испарение в указанной колонне с этапа b).
2. Способ по п.1, в котором по меньшей мере одну часть потока кубовой фракции, полученной на этапе b), проводят в по меньшей мере одну дистилляционную колонну для удаления кубовой фракции, содержащей главным образом олефины С8+, прежде чем вернуть по меньшей мере часть головной фракции, полученной в указанной дистилляционной колонне, в реакционную секцию.
3. Способ по п.1, в котором по меньшей мере одну часть потока кубовой фракции, полученной на этапе а), проводят в по меньшей мере одну дистилляционную колонну для удаления кубовой фракции, содержащей главным образом олефины С8+, прежде чем провести по меньшей мере одну часть головной фракции, полученной в указанной дистилляционной колонне, в дистилляционную колонну этапа b).
4. Способ по одному из предыдущих пунктов, в котором по меньшей мере одну часть потока кубовой фракции, полученной на этапе b), возвращают в голову первой колонны этапа а), чтобы смыть этилен, выходящий сверху указанной первой колонны, и увлечь фракцию олефинов С4+ в куб указанной первой колонны.
5. Способ по одному из пп.1-3, в котором непрореагировавший этилен, выделенный в дистилляционной колонне этапа а), возвращают в реакционную секцию.
6. Способ по п.4, в котором непрореагировавший этилен, выделенный в дистилляционной колонне этапа а), возвращают в реакционную секцию.
7. Способ по п.6, в котором свежий этилен смешивают с этиленом, возвращаемым в реакционную секцию.
8. Способ по п.6 или 7, в котором водород смешивают с непрореагировавшим этиленом, возвращаемым в реакционную секцию.
9. Способ по одному из пп.1-3, в котором реакционная секция содержит по меньшей мере один реактор тримеризации.
10. Способ по одному из пп.6 или 7, в котором реакционная секция содержит по меньшей мере один реактор тримеризации.
11. Способ по п.10, в котором рабочие условия в реакторе тримеризации таковы, что реакционная среда находится при температуре начала кипения.
12. Способ по п.11, причем сверху реактора тримеризации непрерывно отбирают пар (13).
13. Способ по п.12, причем по меньшей мере часть пара, отобранного сверху реактора (13), проводят (14) в дистилляционную колонну этапа а).
14. Способ по одному из пп.1-3, в котором реакция тримеризации этилена проводится при температуре, составляющей от 0 до 300°С, и давлении от 0,1 до 35 МПа.
15. Способ по одному из пп.6, 12, 13, в котором реакция тримеризации этилена проводится при температуре, составляющей от 0 до 300°С, и давлении от 0,1 до 35 МПа.
16. Способ по одному из пп.1-3, содержащий этап, на котором проводится нейтрализация катализатора, содержащегося в смеси, полученной в реакционной секции тримеризации этилена, путем ввода ингибитора.
17. Способ по п.16, в котором по меньшей мере одну часть нейтрализованной кубовой фракции (21) проводят в установку разделения (23), в которой разделяют, с одной стороны, нейтрализованный катализатор, а также тяжелые побочные продукты (C12+) реакции, а с другой стороны непрореагировавший этилен, другие образованные продукты и растворитель.
18. Способ по п.11, причем разделение осуществляется как последовательность ступеней флеш-дистилляции.
Applications Claiming Priority (2)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
FR12/01886 | 2012-07-04 | ||
FR1201886A FR2992962B1 (fr) | 2012-07-04 | 2012-07-04 | Procede de separation de l'hexene-1 a partir d'un melange de produits issus d'une zone de trimerisation de l'ethylene |
Publications (2)
Publication Number | Publication Date |
---|---|
RU2013130665A RU2013130665A (ru) | 2015-01-10 |
RU2619113C2 true RU2619113C2 (ru) | 2017-05-12 |
Family
ID=46754512
Family Applications (1)
Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
---|---|---|---|
RU2013130665A RU2619113C2 (ru) | 2012-07-04 | 2013-07-03 | Способ выделения гексена-1 из смеси продуктов, полученных в зоне тримеризации этилена |
Country Status (9)
Country | Link |
---|---|
US (1) | US8816147B2 (ru) |
EP (1) | EP2703373B1 (ru) |
JP (1) | JP6122713B2 (ru) |
KR (1) | KR102073426B1 (ru) |
CA (1) | CA2819921C (ru) |
ES (1) | ES2655920T3 (ru) |
FR (1) | FR2992962B1 (ru) |
RU (1) | RU2619113C2 (ru) |
TW (1) | TWI594980B (ru) |
Families Citing this family (21)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
MX369759B (es) * | 2015-01-19 | 2019-11-20 | Evonik Operations Gmbh | Preparación combinada de buteno y octeno a partir de eteno. |
EP3045438B1 (de) * | 2015-01-19 | 2017-11-29 | Evonik Degussa GmbH | Kombinierte Herstellung von zumindest Buten und Octen aus Ethen |
JP6711029B2 (ja) * | 2015-03-25 | 2020-06-17 | 三菱ケミカル株式会社 | α−オレフィン低重合体の製造方法 |
FR3045652B1 (fr) * | 2015-12-22 | 2018-01-12 | Axens | Procede de fractionnement pour un procede d'oligomerisation d'olefines legeres |
WO2017115255A1 (en) * | 2015-12-29 | 2017-07-06 | Sabic Global Technologies B.V. | Fractional distillation systems and methods for linear alpha olefin production |
WO2017115309A1 (en) * | 2015-12-30 | 2017-07-06 | Sabic Global Technologies B.V. | Method of separating hexene |
WO2017115308A1 (en) * | 2015-12-30 | 2017-07-06 | Sabic Global Technologies B.V. | Method of separating hexene |
TWI641590B (zh) * | 2015-12-30 | 2018-11-21 | 薩比克全球科技公司 | 生產己烯之方法 |
US9707549B1 (en) | 2016-05-26 | 2017-07-18 | Chevron Phillips Chemical Company Lp | Ethylene oligomerization catalyst systems using chemically-treated solid oxides |
WO2018116174A1 (en) * | 2016-12-19 | 2018-06-28 | Sabic Global Technologies B.V. | Method of separating linear alpha olefins |
RU2754264C2 (ru) * | 2016-12-19 | 2021-08-31 | Сабик Глобал Текнолоджис Б.В. | Способ разделения линейных альфа-олефинов |
WO2020114745A1 (en) | 2018-12-04 | 2020-06-11 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Methods for separating linear alpha olefins from combined product streams |
KR102383417B1 (ko) * | 2018-12-10 | 2022-04-07 | 주식회사 엘지화학 | 에틸렌 올리고머화 반응 생성물의 분리방법 |
KR102602865B1 (ko) | 2019-08-21 | 2023-11-16 | 주식회사 엘지화학 | 올리고머 제조 방법 및 올리고머 제조 장치 |
FR3102685B1 (fr) | 2019-11-06 | 2021-10-29 | Ifp Energies Now | Procédé d’oligomérisation d’oléfines dans un réacteur d’oligomérisation |
FR3103485B1 (fr) | 2019-11-26 | 2023-03-24 | Ifp Energies Now | Procédé de séparation d’un effluent issu d’une étape d’oligomérisation |
FR3108264B1 (fr) | 2020-03-19 | 2022-04-08 | Ifp Energies Now | Installation d’oligomérisation d’éthylène pour produire des alpha-oléfines |
WO2022050788A1 (ko) | 2020-09-07 | 2022-03-10 | 주식회사 엘지화학 | 올리고머 제조방법 |
FR3121439B1 (fr) | 2021-03-30 | 2023-03-24 | Ifp Energies Now | Procede d'oligomerisation comprenant une etape de recyclage d'un solvant prealablement refroidi |
FR3123354B1 (fr) | 2021-05-28 | 2023-05-26 | Ifp Energies Now | Procede d'oligomerisation dans un reacteur a zones de diametres variables comprenant une etape de recyclage d'un solvant prealablement refroidi |
CN114917608A (zh) * | 2022-06-30 | 2022-08-19 | 中国天辰工程有限公司 | 一种低能耗的丙烯寡聚体分离系统及分离方法 |
Citations (3)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
RU2200725C1 (ru) * | 2001-08-24 | 2003-03-20 | Попов Валерий Георгиевич | Способ получения тримеров и тетрамеров пропилена |
EP2098542A1 (en) * | 2006-12-28 | 2009-09-09 | Mitsubishi Chemical Corporation | Process for production of -olefin low polymers |
WO2011112184A1 (en) * | 2010-03-09 | 2011-09-15 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | System and method for selective trimerization |
Family Cites Families (10)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
JP3540827B2 (ja) * | 1993-11-30 | 2004-07-07 | 三菱化学株式会社 | 1−ヘキセンの製造方法 |
US20020182124A1 (en) * | 1997-10-14 | 2002-12-05 | William M. Woodard | Olefin production process |
GB0016895D0 (en) * | 2000-07-11 | 2000-08-30 | Bp Chem Int Ltd | Olefin oligomerisation |
JP2002256007A (ja) * | 2000-12-26 | 2002-09-11 | Idemitsu Petrochem Co Ltd | α−オレフィン低重合体の製造方法 |
US7476775B2 (en) * | 2004-03-03 | 2009-01-13 | Chevron Phillips Chemical Company Lp | Method and system for separating an oligomerization reactor effluent |
JP2005314268A (ja) * | 2004-04-28 | 2005-11-10 | Sumitomo Chemical Co Ltd | 1−ヘキセンの製造方法 |
US7858833B2 (en) * | 2006-02-03 | 2010-12-28 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Process for generating linear alpha olefin comonomers |
US20100036185A1 (en) * | 2006-12-28 | 2010-02-11 | Mitsubishi Chemical Corporation | Production method of ethylene low polymer |
EP2196444A1 (en) * | 2008-12-11 | 2010-06-16 | Total Petrochemicals Research Feluy | Process to make alpha olefins from ethanol |
EP2295474A1 (en) * | 2009-09-11 | 2011-03-16 | Total Petrochemicals Research Feluy | Process for recycling product streams separated from a hydrocarbon-containing feed stream. |
-
2012
- 2012-07-04 FR FR1201886A patent/FR2992962B1/fr not_active Expired - Fee Related
-
2013
- 2013-06-04 ES ES13305742.2T patent/ES2655920T3/es active Active
- 2013-06-04 EP EP13305742.2A patent/EP2703373B1/fr active Active
- 2013-07-01 TW TW102123501A patent/TWI594980B/zh active
- 2013-07-01 US US13/932,032 patent/US8816147B2/en active Active
- 2013-07-02 CA CA2819921A patent/CA2819921C/fr active Active
- 2013-07-02 JP JP2013138513A patent/JP6122713B2/ja active Active
- 2013-07-03 RU RU2013130665A patent/RU2619113C2/ru active
- 2013-07-04 KR KR1020130078445A patent/KR102073426B1/ko active IP Right Grant
Patent Citations (3)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
RU2200725C1 (ru) * | 2001-08-24 | 2003-03-20 | Попов Валерий Георгиевич | Способ получения тримеров и тетрамеров пропилена |
EP2098542A1 (en) * | 2006-12-28 | 2009-09-09 | Mitsubishi Chemical Corporation | Process for production of -olefin low polymers |
WO2011112184A1 (en) * | 2010-03-09 | 2011-09-15 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | System and method for selective trimerization |
Also Published As
Publication number | Publication date |
---|---|
FR2992962A1 (fr) | 2014-01-10 |
US8816147B2 (en) | 2014-08-26 |
EP2703373B1 (fr) | 2017-10-25 |
JP2014012665A (ja) | 2014-01-23 |
ES2655920T3 (es) | 2018-02-22 |
US20140012059A1 (en) | 2014-01-09 |
KR102073426B1 (ko) | 2020-02-04 |
CA2819921C (fr) | 2020-08-25 |
KR20140005115A (ko) | 2014-01-14 |
FR2992962B1 (fr) | 2015-06-26 |
TWI594980B (zh) | 2017-08-11 |
CA2819921A1 (fr) | 2014-01-04 |
TW201402543A (zh) | 2014-01-16 |
RU2013130665A (ru) | 2015-01-10 |
EP2703373A1 (fr) | 2014-03-05 |
JP6122713B2 (ja) | 2017-04-26 |
Similar Documents
Publication | Publication Date | Title |
---|---|---|
RU2619113C2 (ru) | Способ выделения гексена-1 из смеси продуктов, полученных в зоне тримеризации этилена | |
US10370307B2 (en) | Process for the oligomerization of olefins employing a cleaning device | |
RU2635551C9 (ru) | Способ олигомеризации этилена | |
KR100972263B1 (ko) | C₄ 분획의 연속적 분별 방법 | |
US10011541B2 (en) | Recovery of ethylene from methanol to olefins process | |
FI64135B (fi) | Foerfarande foer framstaellning av alkylaromatiska kolvaeten | |
CA2739724C (en) | System and process for producing linear alpha olefins | |
US9012577B2 (en) | Method for preparing linear alpha-olefins with improved heat removal | |
KR102074753B1 (ko) | 적어도 하나의 공단량체 생성물을 형성하기 위한 탄화수소 올리고머화 방법 | |
KR101771270B1 (ko) | 선택성 용매를 이용한 추출 증류에 의한 c₄ 분획물 분리 방법 | |
CN115108878B (zh) | 一种用于乙烯齐聚产物和催化剂的分离方法 | |
CN109689597B (zh) | 异丁烯的分离纯化方法和异丁烯的制造方法 | |
FI72116C (fi) | Katalytisk kondensationsprocess med en propanproduktstroem. | |
US20240150259A1 (en) | Process for producing olefins from oxygenates with variable production of ethylene and propylene | |
SU831069A3 (ru) | Способ переработки углеводородовпуТЕМ АлКилиРОВАНи | |
JP2014159464A (ja) | 直鎖アルファオレフィンを製造するためのシステムおよびプロセス |