RU2764097C2 - Интеграция окислительного сочетания в метановые установки - Google Patents

Интеграция окислительного сочетания в метановые установки Download PDF

Info

Publication number
RU2764097C2
RU2764097C2 RU2019141083A RU2019141083A RU2764097C2 RU 2764097 C2 RU2764097 C2 RU 2764097C2 RU 2019141083 A RU2019141083 A RU 2019141083A RU 2019141083 A RU2019141083 A RU 2019141083A RU 2764097 C2 RU2764097 C2 RU 2764097C2
Authority
RU
Russia
Prior art keywords
stream
reactor
methane
ocm
ethylene
Prior art date
Application number
RU2019141083A
Other languages
English (en)
Other versions
RU2019141083A3 (ru
RU2019141083A (ru
Inventor
Джарод МАККОРМИК
Гвидо РАДАЭЛЛИ
Хумера Абдул РАФИК
Джеймс ХИДАДЖАТ
Сринивас Р. ВУДДАГИРИ
Джошуа Райан МАЙЛЗ
Ричард БЛЭК
Original Assignee
Люммус Текнолоджи Ллс
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Люммус Текнолоджи Ллс filed Critical Люммус Текнолоджи Ллс
Publication of RU2019141083A publication Critical patent/RU2019141083A/ru
Publication of RU2019141083A3 publication Critical patent/RU2019141083A3/ru
Application granted granted Critical
Publication of RU2764097C2 publication Critical patent/RU2764097C2/ru

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms
    • C07C2/76—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by condensation of hydrocarbons with partial elimination of hydrogen
    • C07C2/82—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by condensation of hydrocarbons with partial elimination of hydrogen oxidative coupling
    • C07C2/84—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by condensation of hydrocarbons with partial elimination of hydrogen oxidative coupling catalytic
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/24—Stationary reactors without moving elements inside
    • B01J19/245—Stationary reactors without moving elements inside placed in series
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C11/00—Aliphatic unsaturated hydrocarbons
    • C07C11/02—Alkenes
    • C07C11/06—Propene
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • 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
    • 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
    • C07C2/76—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by condensation of hydrocarbons with partial elimination of hydrogen
    • C07C2/82—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by condensation of hydrocarbons with partial elimination of hydrogen oxidative coupling
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C5/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing the same number of carbon atoms
    • C07C5/32—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing the same number of carbon atoms by dehydrogenation with formation of free hydrogen
    • C07C5/327—Formation of non-aromatic carbon-to-carbon double bonds only
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C6/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a different number of carbon atoms by redistribution reactions
    • C07C6/02—Metathesis reactions at an unsaturated carbon-to-carbon bond
    • C07C6/04—Metathesis reactions at an unsaturated carbon-to-carbon bond at a carbon-to-carbon double bond
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/04—Purification; Separation; Use of additives by distillation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/12—Purification; Separation; Use of additives by adsorption, i.e. purification or separation of hydrocarbons with the aid of solids, e.g. with ion-exchangers
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G11/02—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils characterised by the catalyst used
    • C10G11/04—Oxides
    • C10G11/05—Crystalline alumino-silicates, e.g. molecular sieves
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
    • C10G11/18—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G70/00—Working-up undefined normally gaseous mixtures obtained by processes covered by groups C10G9/00, C10G11/00, C10G15/00, C10G47/00, C10G51/00
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G9/00—Thermal non-catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/20—C2-C4 olefins
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
    • Y02P20/52—Improvements relating to the production of bulk chemicals using catalysts, e.g. selective catalysts
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P30/00—Technologies relating to oil refining and petrochemical industry
    • Y02P30/40—Ethylene production

Abstract

Изобретение относится к способу получения пропилена. Способ включает: (a) подачу первого потока, содержащего метан (CH4), и второго потока, содержащего окислительный агент, в реактор окислительного сочетания метана (ОСМ) при температуре по меньшей мере примерно 400°С и давлении по меньшей мере примерно 3 бар (изб.) с получением потока продуктов ОСМ, содержащего этилен, пропилен, пропан и непревращенный метан (CH4); (b) фракционирование потока продуктов ОСМ с использованием одной или более разделительных установок с получением (i) третьего потока, содержащего этилен, и (ii) четвертого потока, содержащего пропилен и пропан; (c) подачу по меньшей мере части четвертого потока в дополнительную разделительную установку с получением потока пропилена и потока пропана; (d) подачу по меньшей мере части потока пропана в установку дегидрирования пропана (PDH) с получением исходящего потока PDH, содержащего пропилен, метан и водород; (e) разделение исходящего потока PDH на пятый поток, содержащий пропилен, шестой поток, содержащий метан, и седьмой поток, содержащий водород; (f) подачу по меньшей мере части шестого потока в реактор ОСМ; (g) подачу по меньшей мере части третьего потока в реактор димеризации с получением потока бутена, причем менее примерно 50% указанного потока бутена представляет собой изобутен; и (h) подачу указанного потока бутена в реактор метатезиса с получением исходящего потока, содержащего пропилен и непревращенный бутен. Предлагаемый способ позволяет эффективно получать олефины посредством интеграции процесса окислительного сочетания метана (ОСМ) с дополнительным процессом, который может либо обеспечивать сырье для процесса ОСМ, либо может расходовать продукты процесса ОСМ. 17 з.п. ф-лы, 24 ил., 1 табл.

Description

ПЕРЕКРЕСТНАЯ ССЫЛКА
[1] В настоящей заявке заявлен приоритет по предварительной заявке на патент США № 62/510065, поданной 23 мая 2017 года, по предварительной заявке на патент США № 62/536876, поданной 25 июля 2017 года, по предварительной заявке на патент США № 62/584441, поданной 10 ноября 2017 года, и по предварительной заявке на патент США № 62/644098, поданной 16 марта 2018 года, полное содержание которых включено в настоящий документ посредством ссылки.
УРОВЕНЬ ТЕХНИКИ
[2] Олефины, включая этилен и пропилен, являются важным сырьем в химической промышленности. Олефины можно получать крекингом высокомолекулярных углеводородных потоков на более низкомолекулярные потоки. Кроме того, с помощью химических трансформаций олефины можно превращать друг в друга, используя соединения с различным количеством атомов углерода.
РАСКРЫТИЕ СУЩНОСТИ ИЗОБРЕТЕНИЯ
[3] В настоящем документе признается потребность в эффективных и экономически приемлемых системах и способах получения олефинов, а также в способах превращения алканов в олефины при их внедрении в процессы превращения сырья в химические продукты (C2C), такие как процессы каталитического крекинга в псевдоожиженном слое в жестких условиях (HS-FCC) и процессы с использованием операций димеризации и метатезиса.
[4] В настоящем изобретении предложены системы и способы получения олефинов, включая этилен и пропилен, посредством интеграции процесса окислительного сочетания метана (ОСМ) с дополнительным процессом, который может либо обеспечивать сырье для процесса ОСМ, либо может расходовать продукты процесса ОСМ.
[5] В одном аспекте настоящего изобретения предложен способ получения пропилена, включающий: (a) подачу первого потока, содержащего метан (CH4), и второго потока, содержащего окислительный агент, в реактор окислительного сочетания метана (ОСМ) при температуре по меньшей мере примерно 400°С и давлении по меньшей мере примерно 3 бар (изб.) с получением потока продуктов ОСМ, содержащего этилен, водород (H2), диоксид углерода (CO2), монооксид углерода (CO) и непревращенный CH4; (b) подачу по меньшей мере части потока продуктов ОСМ в реактор димеризации с получением бутена, причем менее примерно 50% бутена представляет собой изобутен; и (c) подачу бутена в реактор метатезиса с получением исходящего потока, содержащего пропилен и непревращенный бутен.
[6] В некоторых вариантах реализации (b) и (c) осуществляют в одной емкости. В некоторых вариантах реализации димеризацию и метатезис осуществляют в одном реакторе или над одним катализатором. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере примерно 50% бутена представляет собой 1-бутен или 2-бутен. В некоторых вариантах реализации часть этилена, полученного в реакторе ОСМ, подают в реактор димеризации, а дополнительную часть этилена, полученного в реакторе ОСМ, подают в реактор метатезиса. В некоторых вариантах реализации примерно 70% этилена, полученного в реакторе ОСМ, подают в реактор димеризации, и примерно 30% этилена, полученного в реакторе ОСМ, подают в реактор метатезиса. В некоторых вариантах реализации в реактор метатезиса по существу не подают этилен, не введя его прежде в реактор димеризации. В некоторых вариантах реализации бутен, полученный в реакторе димеризации, содержит соединения C5+, и при этом соединения C5+ удаляют с помощью дебутанизатора до осуществления (c). В некоторых вариантах реализации этилен отделяют из компонентов C3+ в исходящем потоке реактора метатезиса. В некоторых вариантах реализации часть выделенного этилена возвращают в цикл в реактор метатезиса. В некоторых вариантах реализации пропилен в исходящем потоке реактора метатезиса отделяют от непревращенного бутена. В некоторых вариантах реализации непревращенный бутен возвращают в цикл в реактор метатезиса. В некоторых вариантах реализации этилен, который подают в реактор димеризации, имеет чистоту по меньшей мере примерно 99,5% моль. В некоторых вариантах реализации в реакторе димеризации по меньшей мере примерно 95% этилена превращается в бутены. В некоторых вариантах реализации бутен, который подают в реактор метатезиса, дополнительно содержит непревращенный этилен, и указанный непревращенный этилен проходит через реактор димеризации, не превращаясь в бутен. В некоторых вариантах реализации непревращенный этилен является единственным этиленом, который подают в реактор метатезиса. В некоторых вариантах реализации непревращенный метан из реактора ОСМ удаляют способом вакуумной короткоцикловой адсорбции (VPSA) с получение исходящего потока VPSA, который содержит менее примерно 1% метана. В некоторых вариантах реализации исходящий поток VPSA подают в дистилляционную колонну, где удаляют соединения C3+ с получением исходящего потока перегонки, который имеет более высокую концентрацию этилена, чем исходящий поток VPSA. В некоторых вариантах реализации пропилен, полученный в реакторе метатезиса, также разделяют с помощью дистилляционной колонны, в которой удаляют соединения C3+. В некоторых вариантах реализации бутен, полученный в реакторе димеризации, подают, без предварительной очистки, в реактор метатезиса. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу этана в реактор ОСМ на стадии (a). В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу пропана в реактор ОСМ на стадии (a). В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает отделение этилена, полученного в реакторе ОСМ на стадии (a), от этана, метана и водорода, содержащихся в потоке продуктов ОСМ. В некоторых вариантах реализации из потока продуктов ОСМ выделяют CO2. В некоторых вариантах реализации CO2 подают в реактор метанирования с получением дополнительного количества CH4. В некоторых вариантах реализации дополнительный CH4, полученный в реакторе метанирования, подают в реактор ОСМ. В некоторых вариантах реализации используют перегонку для очистки этилена из потока продуктов ОСМ. В некоторых вариантах реализации используют вакуумную короткоцикловую адсорбцию для очистки этилена из потока продуктов ОСМ. В некоторых вариантах реализации используют колонну отгонки C1 для рециркуляции метана в реактор ОСМ. В некоторых вариантах реализации используют колонну отгонки C2 для рециркуляции этана в реактор ОСМ. В некоторых вариантах реализации метан, выделенный в результате вакуумной короткоцикловой адсорбции, возвращают в цикл в реактор ОСМ. В некоторых вариантах реализации реактор димеризации содержит катализатор димеризации. В некоторых вариантах реализации реактор ОСМ содержит катализатор ОСМ. В некоторых вариантах реализации изобретения катализатор ОСМ содержит нанопроводники. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает разделение исходящего потока реактора метатезиса. В некоторых вариантах реализации для очистки исходящего потока используют перегонку. В некоторых вариантах реализации этилен и этан отделяют от продуктов C3+ в дистилляционной колонне. В некоторых вариантах реализации в дистилляционной колонне выделяют пропилен и пропан. В некоторых вариантах реализации в реакторе метатезиса осуществляют взаимодействие этилена и бутена с получением пропилена. В некоторых вариантах реализации бутен приводят во взаимодействие с бутеном с получением пропилена.
[7] В другом аспекте настоящего изобретения предложен способ получения пропилена, включающий: (a) подачу первого потока, содержащего метан, и второго потока, содержащего окислительный агент, в реактор окислительного сочетания метана (ОСМ) с получением потока, содержащего этилен; (b) подачу этилена в реактор димеризации с получением бутенов, включая 1-бутен, 2-бутен и изобутен; и (c) подачу бутенов в реактор метатезиса с получением исходящего потока, содержащего пропилен и непрореагировавшие бутены, причем в реакторе метатезиса 1-бутен и 2-бутен подвергают метатезису с получением пропилена, и при этом этилен не подают непосредственно в реактор метатезиса.
[8] В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает: (d) рециркуляцию части непрореагировавших бутенов в реактор метатезиса. В некоторых вариантах реализации в реактор метатезиса возвращают менее примерно 50% непрореагировавших бутенов. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу этана в реактор ОСМ на стадии (a). В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу пропана в реактор ОСМ на стадии (a). В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает отделение этилена, полученного в реакторе ОСМ на стадии (a), от других компонентов, включая CO2, CO, H2 и непрореагировавший CH4, которые содержатся в указанном потоке. В некоторых вариантах реализации из указанного потока выделяют CO2. В некоторых вариантах реализации CO2 подают в реактор метанирования с получением дополнительного количества CH4. В некоторых вариантах реализации указанное дополнительное количество CH4 подают в реактор ОСМ. В некоторых вариантах реализации используют перегонку для очистки этилена из указанного потока. В некоторых вариантах реализации используют вакуумную короткоцикловую адсорбцию для очистки этилена из указанного потока. В некоторых вариантах реализации используют колонну отгонки C1 для рециркуляции метана в реактор ОСМ. В некоторых вариантах реализации используют колонну отгонки C2 для рециркуляции этана в реактор ОСМ. В некоторых вариантах реализации метан, выделенный в результате вакуумной короткоцикловой адсорбции, возвращают в цикл в реактор ОСМ. В некоторых вариантах реализации используют дебутанизатор для выделения продуктов C5+ из реактора димеризации на стадии (b). В некоторых вариантах реализации дебутанизатор представляет собой дистилляционную колонну. В некоторых вариантах реализации реактор димеризации содержит катализатор димеризации. В некоторых вариантах реализации реактор ОСМ содержит катализатор ОСМ. В некоторых вариантах реализации изобретения катализатор ОСМ содержит нанопроводники. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает очистку исходящего потока реактора метатезиса. В некоторых вариантах реализации для очистки исходящего потока используют перегонку. В некоторых вариантах реализации очистка включает отделение этилена и этана от компонентов C3+ в дистилляционной колонне. В некоторых вариантах реализации очистка включает выделение пропилена и пропана в дистилляционной колонне. В некоторых вариантах реализации бутены не подвергают очистке перед подачей в реактор метатезиса. В некоторых вариантах реализации исходящий поток реактора метатезиса подают в дистилляционную колонну. В некоторых вариантах реализации выделенные компоненты C3+ подают в стабилизатор для удаления компонентов C4+ из пропилена и пропана. В некоторых вариантах реализации пропилен отделяют от пропана в дистилляционной колонне. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере 90% пропилена, полученного в реакторе метатезиса, входят в исходящий поток дистилляционной колонны.
[9] В другом аспекте настоящего изобретения предложена система для получения пропилена, содержащая: (a) по меньшей мере одну подсистему окислительного сочетания метана (ОСМ), которая (i) содержит первый входящий поток, содержащий метан (CH4), (ii) содержит второй входящий сырьевой поток, содержащий окислительный агент, и (iii) выполнена с возможностью получения из метана и окислительного агента потока продуктов, содержащего этилен; (b) по меньшей мере одну первую подсистему очистки, которая расположена после и сообщается по текучей среде с подсистемой ОСМ, причем указанная по меньшей мере одна первая подсистема очистки выполнена с возможностью использования потока продуктов подсистемы ОСМ для получения потока этилена, имеющего более высокую концентрацию этилена, чем поток продуктов; (c) по меньшей мере одну подсистему димеризации, расположенную после и сообщающуюся по текучей среде с по меньшей мере одной первой подсистемой очистки, причем указанная по меньшей мере одна подсистема димеризации выполнена с возможностью превращения потока этилена в поток, содержащий бутены; (d) по меньшей мере одну подсистему метатезиса, расположенную после и сообщающуюся по текучей среде с по меньшей мере одной подсистемой димеризации, причем указанная по меньшей мере одна подсистема метатезиса выполнена с возмож»остью превращения потока, содержащего бутены, включая 1-бутен и 2-бутен, в поток продуктов метатезиса, содержащий пропилен и непревращенные бутены; и (e) по меньшей мере одну вторую подсистему очистки, которая расположена после и сообщается по текучей среде с по меньшей мере одной подсистемой метатезиса, причем указанная по меньшей мере одна вторая подсистема очистки выполнена с возможностью отделения непревращенных бутенов от пропилена.
[10] В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит: контур рециркуляции, который сообщается по текучей среде с по меньшей мере одной второй подсистемой очистки и по меньшей мере одной подсистемой димеризации, причем указанный контур рециркуляции выполнен с возможностью возврата непревращенных бутенов из по меньшей мере одной второй подсистемы очистки в по меньшей мере одну подсистему димеризации. В некоторых вариантах реализации контур рециркуляции обеспечивает отвод по меньшей мере примерно 50% непревращенных бутенов из по меньшей мере одной подсистемы метатезиса. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере одна подсистема ОСМ содержит реактор ОСМ. В некоторых вариантах реализации реактор ОСМ содержит катализатор ОСМ. В некоторых вариантах реализации изобретения катализатор ОСМ содержит нанопроводники. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере одна первая подсистема очистки выполнена с возможностью удаления CO2 из потока продуктов подсистемы ОСМ. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере одна первая подсистема очистки выполнена с возможностью подачи CO2 в реактор метанирования. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере одна первая подсистема очистки содержит подсистему, которая обеспечивает удаление метана из потока продуктов подсистемы ОСМ. В некоторых вариантах реализации указанная подсистема содержит по меньшей мере один деметанизатор. В некоторых вариантах реализации деметанизатор представляет собой дистилляционную колонну. В некоторых вариантах реализации указанная подсистема содержит установку вакуумной короткоцикловой адсорбции. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере одна первая подсистема очистки содержит подсистему, которая обеспечивает удаление этана из потока продуктов подсистемы ОСМ. В некоторых вариантах реализации указанная подсистема содержит по меньшей мере одну колонну отгонки C2. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере одна колонна отгонки C2 содержит дистилляционную колонну. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере одна вторая подсистема очистки содержит дистилляционную колонну. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере одна первая подсистема очистки и по меньшей мере одна вторая подсистемы очистки являются одинаковыми. В некоторых вариантах реализации указанная система не содержит подсистему очистки, которая может изменять состав потока по меньшей мере одного реактора димеризации до его подачи в по меньшей мере один реактор метатезиса.
[11] В другом аспекте настоящего изобретения предложен способ получения олефинов, включающий: (a) подачу сырьевого потока, содержащего смесь углеводородов, имеющих первую среднюю молекулярную массу, в емкость, работающую при температуре по меньшей мере примерно 500°С, с получением потока крекированных углеводородов, содержащего смесь углеводородов, имеющих вторую среднюю молекулярную массу, причем вторая средняя молекулярная масса меньше, чем первая средняя молекулярная масса; (b) выделение одного или более легких углеводородов из потока крекированных углеводородов; и (c) подачу одного или более легких углеводородов, выделенных на стадии (b), в реактор окислительного сочетания метана (ОСМ), где осуществляют превращение по меньшей мере части одного или более легких углеводородов в этилен.
[12] В некоторых вариантах реализации один или более легких углеводородов содержат сероводород (H2S). В некоторых вариантах реализации H2S составляет по меньшей мере примерно 5% по массе (% мас.) легких углеводородов. В некоторых вариантах реализации указанная емкость представляет собой установку термического крекинга. В некоторых вариантах реализации указанная емкость представляет собой установку каталитического крекинга с псевдоожиженным слоем (FCC). В некоторых вариантах реализации FCC эксплуатируют как установку каталитического крекинга с псевдоожиженным слоем в жестких условиях (HS-FCC). В некоторых вариантах реализации HS-FCC эксплуатируют при температуре по меньшей мере примерно 500°С. В некоторых вариантах реализации HS-FCC содержит катализатор, который движется относительно реактора. В некоторых вариантах реализации катализатор вводят в верхней части реактора, откуда он падает в нижнюю часть реактора. В некоторых вариантах реализации изобретения катализатор содержит цеолит. В некоторых вариантах реализации цеолит представляет собой ZSM-5. В некоторых вариантах реализации HS-FCC эксплуатируют при времени пребывания в реакторе менее примерно 1 секунды (с), и при этом время пребывания представляет собой период времени, которое проходит с момента введения сырьевого потока в реактор до выхода потока крекированных углеводородов из реактора. В некоторых вариантах реализации один или более легких углеводородов содержат углеводороды, содержащие от одного до трех атомов углерода (C1-C3 углеводороды). В некоторых вариантах реализации один или более легких углеводородов содержат метан. В некоторых вариантах реализации один или более легких углеводородов содержат этан. В некоторых вариантах реализации один или более легких углеводородов содержат пропан. В некоторых вариантах реализации метан из HS-FCC подают в реактор ОСМ. В некоторых вариантах реализации этан из HS-FCC подают в реактор ОСМ. В некоторых вариантах реализации пропан из HS-FCC подают в реактор ОСМ. В некоторых вариантах реализации этилен входит в поток продуктов из реактора ОСМ, и при этом указанный поток продуктов используют для получения потока этилена, который имеет более высокую концентрацию этилена, чем поток продуктов. В некоторых вариантах реализации в реакторе ОСМ получают CO2, причем указанный CO2 отделяют от этилена. В некоторых вариантах реализации CO2 подают в реактор метанирования с получением дополнительного количества CH4. В некоторых вариантах реализации указанное дополнительное количество CH4 подают в реактор ОСМ. В некоторых вариантах реализации используют вакуумную короткоцикловую адсорбцию для получения потока этилена из реактора ОСМ. В некоторых вариантах реализации используют колонну отгонки C1 для рециркуляции метана в реактор ОСМ. В некоторых вариантах реализации метан, выделенный в результате вакуумной короткоцикловой адсорбции, возвращают в цикл в реактор ОСМ. В некоторых вариантах реализации установку термического крекинга эксплуатируют при давлении по меньшей мере примерно 3 бар (изб.). В некоторых вариантах реализации FCC содержит катализатор. В некоторых вариантах реализации изобретения катализатор содержит цеолит. В некоторых вариантах реализации цеолит содержит цеолит в ультрастабильной форме (USY). В некоторых вариантах реализации цеолит содержит цеолит в ультрастабильной форме (USY). В некоторых вариантах реализации реактор ОСМ содержит катализатор ОСМ. В некоторых вариантах реализации изобретения катализатор ОСМ содержит нанопроводники.
[13] В другом аспекте настоящего изобретения предложена система для получения олефинов, содержащая: установку каталитического крекинга с псевдоожиженным слоем (FCC), содержащую катализатор, который может двигаться вниз по установке FCC; первую разделительную подсистему, сообщающуюся по текучей среде с установкой FCC, причем первая разделительная подсистема выполнена с возможностью отделения компонентов, которые имеют температуру кипения выше температуры кипения пропана, от компонентов с температурой кипения ниже температуры кипения пропана; вторую разделительную подсистему, сообщающуюся по текучей среде с установкой FCC, причем вторая разделительная подсистема выполнена с возможностью удаления сероводорода (H2S); и установку окислительного сочетания метана (ОСМ), сообщающуюся по текучей среде с установкой FCC и выполненную с возможностью превращения компонентов, которые имеют температуру кипения ниже температуры кипения пропана, в этилен.
[14] В некоторых вариантах реализации установка FCC представляет собой установку FCC с жесткими условиями (HS-FCC). В некоторых вариантах реализации установку FCC эксплуатируют при температуре по меньшей мере примерно 500 °С. В некоторых вариантах реализации установку FCC эксплуатируют, используя время пребывания менее примерно 1 секунды (с). В некоторых вариантах реализации изобретения катализатор в установке FCC содержит цеолит. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит подсистему рекуперации тепла, которая расположена после и сообщается по текучей среде с установкой ОСМ, причем указанная система рекуперации тепла выполнена с возможностью передачи тепла от установки ОСМ к другой теплообменной среде. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит компрессор технологического газа, который расположен после и сообщается по текучей среде с системой рекуперации тепла, причем указанный компрессор технологического газа выполнен с возможностью повышения давления газа ОСМ, выходящего из установки ОСМ. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит подсистему выделения CO2, которая расположена после и сообщается по текучей среде с компрессором технологического газа, причем указанная подсистема выделения CO2 выполнена с возможностью удаления CO2 из газа ОСМ, выходящего из установки ОСМ. В некоторых вариантах реализации подсистема выделения CO2 содержит абсорбционную установку. В некоторых вариантах реализации подсистема выделения CO2 содержит установку вакуумной короткоцикловой адсорбции. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит подсистему деметанизации, которая расположена после и сообщается по текучей среде с подсистемой выделения CO2, причем указанная подсистема деметанизации выполнена с возможностью удаления метана из газа ОСМ, выходящего из установки ОСМ. В некоторых вариантах реализации указанная подсистема деметанизации содержит установку вакуумной короткоцикловой адсорбции. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит установку метанирования, которая выполнена с возможностью превращения CO2 в метан.
[15] В другом аспекте настоящего изобретения предложен способ получения пропилена, включающий: (a) подачу потока, содержащего метан, и потока, содержащего окислительный агент, в установку окислительного сочетания метана (ОСМ) с получением исходящего потока ОСМ, содержащего этилен, пропилен и пропан; (b) фракционирование исходящего потока ОСМ с использованием одной или более разделительных установок с получением (i) первого потока, содержащего этилен, и (ii) второго потока, содержащего пропилен и пропан; (с) подачу по меньшей мере части второго потока в дополнительную разделительную установку с получением потока пропилена и потока пропана; и (d) подачу по меньшей мере части потока пропана в установку дегидрирования пропана (PDH) с получением исходящего потока PDH, содержащего пропилен и водород.
[16] В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу по меньшей мере части исходящего потока PDH в одну или более дополнительных разделительных установок с получением первого исходящего потока, содержащего водород и C1-C2 углеводороды, и второго исходящего потока, содержащего C3+ углеводороды. В некоторых вариантах реализации окислительный агент содержит кислород. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу по меньшей мере части первого исходящего потока в одну или более дополнительных разделительных установок с получением потока водорода и сырьевого потока ОСМ. В некоторых вариантах реализации сырьевой поток ОСМ содержит водород, метан и этан. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере часть сырьевого потока ОСМ подают в контур рециркуляции ОСМ. В некоторых вариантах реализации контур рециркуляции ОСМ состоит из любой комбинации i) компрессора технологического газа, ii) установки метанирования, iii) установки удаления CO2, iv) установки деметанизации и v) установки ОСМ. В некоторых вариантах реализации контур рециркуляции ОСМ состоит из i)-v). В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает выработку тепла с использованием водорода из потока водорода. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу по меньшей мере части этилена, полученного в установке ОСМ, в установку димеризации с получением потока, содержащего бутен. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу по меньшей мере части потока, содержащего бутен, в установку димеризации с получением потока, содержащего пропилен. В некоторых вариантах реализации одна или более дополнительных разделительных установок содержат дистилляционные колонны. В некоторых вариантах реализации одна или более дополнительных разделительных установок содержат установку вакуумной короткоцикловой адсорбции (PSA).
[17] В другом аспекте настоящего изобретения предложен способ получения метанола (MeOH) и углеводородных соединений, содержащих по меньшей мере два атома углерода (соединения C2+), включающий: (a) выделение CO и/или CO2 из потока продуктов с получением потока CO и/или CO2; (b) подачу потока CO stream CO2 в реактор MeOH с полулчением MeOH; (c) выделение непрореагировавшего CH4 из потока продуктов с получением потока CH4; и (d) подачу по меньшей мере части потока CH4 в установку парового риформинга метана (SMR) с получением водорода (H2) и CO и/или CO2, причем поток CH4 подают в SMR без пропускания через установку предриформинга.
[18] В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу MeOH, полученного на стадии (c), в установку превращения метанола в олефины (MTO) с получением первого потока олефинов. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает объединение первого потока олефинов и соединений C2+ с получением объединенного потока олефинов и обогащение олефинов из объединенного потока олефинов. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу CO и/или CO2, полученного в SMR, в реактор MeOH. В некоторых вариантах реализации весь CO и/или CO2 из потока продуктов и весь CO и/или CO2 из SMR превращают в MeOH в реакторе MeOH. В некоторых вариантах реализации непрореагировавший CH4 подают в качестве топлива для SMR. В некоторых вариантах реализации непрореагировавший CH4 подают в качестве сырья в SMR, и при этом в SMR осуществляют превращение непрореагировавшего CH4 в H2 и CO и/или CO2 для превращения в MeOH в реакторе MeOH. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере примерно 95% метана превращается в MeOH или соединения C2+. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу соединений C2+ в крекинг-установку, где осуществляют крекинг или рафинирование соединений C2+. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере 80% метана, расходуемого в SMR, обеспечено из потока CH4. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу части потока CH4 в крекинг-установку. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере 80% метана, расходуемого в SMR и крекинг-установке, обеспечено из потока CH4. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу по меньшей мере части потока CH4 в процесс, расходующий метан. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере 80% метана, расходуемого в SMR, крекинг-установке и процессе, расходующем метан, обеспечено из потока CH4. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO2. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO и CO2. В некоторых вариантах реализации окислительный агент содержит кислород.
[19] В другом аспекте настоящего изобретения предложена система для получения метанола (MeOH) и углеводородных соединений, содержащих по меньшей мере два атома углерода (соединения C2+), содержащая: реактор окислительного сочетания метана (OCM), в который (i) подают метан (CH4) и окислительный агент, и в котором (ii) приводят во взаимодействие CH4 и окислительный агент с получением потока продуктов, содержащего соединения C2+, монооксид углерода (CO) и/или диоксид углерода (CO2) и непрореагировавший CH4; реактор MeOH, в который (i) подают CO и/или CO2, выделенный из потока продуктов, и в котором (ii) приводят во взаимодействие CO и/или CO2 с получением MeOH; и установку парового риформинга метана (SMR), в которую (i) подают непрореагировавший CH4, выделенный из потока продуктов без применения установки предриформинга, расположенной перед SMR, и в которой (ii) получают водород (H2) и по меньшей мере один из монооксида углерода (CO) и CO2 для реактора MeOH для получения MeOH.
[20] В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит реактор превращения метанола в олефины (MTO), в котором осуществляют превращение MeOH в олефины. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит разделительный модуль, обеспечивающий обогащение олефинов из соединений C2+ и олефинов. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит разделительную установку, расположенную после реактора ОСМ и до реактора MeOH, причем указанная разделительная установка обеспечивает выделение CO и/или CO2 из потока продуктов. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит разделительную установку, расположенную после реактора ОСМ и до SMR, причем указанная разделительная установка обеспечивает выделение непрореагировавшего CH4 из потока продуктов. В некоторых вариантах реализации непрореагировавший CH4 используют в качестве топлива для SMR. В некоторых вариантах реализации непрореагировавший CH4 используют в качестве сырья для SMR, где осуществляют превращение непрореагировавшего CH4 в H2 и по меньшей мере один из CO и/или CO2 для превращения в MeOH в реакторе MeOH. В некоторых вариантах реализации в реакторе MeOH осуществляют превращение в MeOH всего CO и/или CO2 из потока продуктов и всего CO и/или CO2 из SMR. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере примерно 95% метана превращается в MeOH или соединения C2+. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит крекинг-установку, в которую (i) подают соединения C2+, и в которой (ii) осуществляют крекинг или рафинирование соединений C2+. В некоторых вариантах реализации непрореагировавший CH4, подаваемый в SMR, обеспечивает по меньшей мере 80% метана, расходуемого в SMR. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит крекинг-установку, в которую подают по меньшей мере часть непрореагировавшего CH4. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере 80% метана, расходуемого в SMR и крекинг-установке, обеспечено из непрореагировавшего CH4. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит модуль, расходующий метан, в который подают непрореагировавший CH4. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере 80% метана, расходуемого в SMR, крекинг-установке и модуле, расходующем метан, обеспечено из непрореагировавшего CH4. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO2. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO и CO2. В некоторых вариантах реализации окислительный агент содержит кислород.
[21] В другом аспекте настоящего изобретения предложен способ получения метанола (MeOH) и углеводородных соединений, содержащих по меньшей мере два атома углерода (соединения C2+), включающий: (a) подачу метана (CH4) и окислительного агента в реактор окислительного сочетания метана (ОСМ) с получением потока продуктов, содержащего соединения C2+, монооксид углерода (CO) и/или диоксид углерода (CO2), и непрореагировавший CH4; (b) выделение CO и/или CO2 из потока продуктов с получением потока CO и/или CO2; и (c) подачу потока CO и/или CO2 в реактор MeOH с получением MeOH, причем потока CO и/или CO2 подают в реактор MeOH, не пропуская его через установку автотермического риформинга (ATR).
[22] В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу MeOH, полученного на стадии (c), в установку превращения метанола в олефины (MTO) с получением первого потока олефинов. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает объединение первого потока олефинов и соединений C2+ с получением объединенного потока олефинов и обогащение олефинов из объединенного потока олефинов. В некоторых вариантах реализации весь CO и/или CO2 из потока продуктов превращают в MeOH в реакторе MeOH. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере примерно 95% метана превращается в MeOH или соединения C2+. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу соединений C2+ в крекинг-установку, где осуществляют крекинг или рафинирование соединений C2+. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO2. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO и CO2. В некоторых вариантах реализации окислительный агент содержит кислород.
[23] В другом аспекте настоящего изобретения предложена система для получения метанола (MeOH) и углеводородных соединений, содержащих по меньшей мере два атома углерода (соединения C2+), содержащая: реактор окислительного сочетания метана (OCM), в который (i) подают метан (CH4) и окислительный агент, и в котором (ii) приводят во взаимодействие CH4 и окислительный агент с получением потока продуктов, содержащего соединения C2+, монооксид углерода (CO) и/или диоксид углерода (CO2), и непрореагировавший CH4; и реактор MeOH, в который (i) подают CO и/или CO2, выделенный из потока продуктов, без использования установки предриформинга, расположенной до реактора MeOH, и в котором (ii) приводят во взаимодействие CO и/или CO2 с получением MeOH.
[24] В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит реактор превращения метанола в олефины (MTO), в котором осуществляют превращение MeOH в олефины. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит разделительный модуль, обеспечивающий обогащение олефинов из соединений C2+ и олефинов. В некоторых вариантах реализации реактор MeOH обеспечивает превращение всего CO и/или CO2 из потока продуктов в MeOH. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит разделительную установку, расположенную после реактора ОСМ и до реактора MeOH, причем указанная разделительная установка обеспечивает выделение CO и/или CO2 из потока продуктов. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере примерно 95% метана превращается в MeOH или соединения C2+. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит крекинг-установку, в которую (i) подают соединения C2+, и в которой (ii) осуществляют крекинг или рафинирование соединений C2+. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит крекинг-установку, в которую подают по меньшей мере часть непрореагировавшего CH4. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO2. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO и CO2. В некоторых вариантах реализации окислительный агент содержит кислород.
[25] В другом аспекте настоящего изобретения предложен способ получения метанола (MeOH) и углеводородных соединений, содержащих по меньшей мере два атома углерода (соединения C2+), включающий: (a) подачу метана (CH4) и окислительного агента в реактор окислительного сочетания метана (ОСМ) с получением потока продуктов, содержащего соединения C2+ и непрореагировавший CH4; (b) выделение непрореагировавшего CH4 из потока продуктов с получением потока CH4; (c) подачу по меньшей мере части потока CH4 в установку парового риформинга метана (SMR) с получением водорода (H2) и CO и/или CO2, причем поток CH4 подают в SMR без пропускания через установку предриформинга; и (d) подачу CO и/или CO2, полученного на стадии (c), в реактор MeOH, с получением MeOH.
[26] В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу MeOH, полученного на стадии (d), в установку превращения метанола в олефины (MTO) с получением первого потока олефинов. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает объединение первого потока олефинов и соединений C2+ с получением объединенного потока олефинов и обогащение олефинов из объединенного потока олефинов. В некоторых вариантах реализации весь CO и/или CO2 из SMR превращают в MeOH в реакторе MeOH. В некоторых вариантах реализации непрореагировавший CH4 обеспечивают в качестве топлива для SMR. В некоторых вариантах реализации непрореагировавший CH4 подают в качестве сырья в SMR, и при этом в SMR осуществляют превращение непрореагировавшего CH4 в H2 и CO и/или CO2 для превращения в MeOH в реакторе MeOH. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере примерно 95% метана превращается в MeOH или соединения C2+. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу соединений C2+ в крекинг-установку, где осуществляют крекинг или рафинирование соединений C2+. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере 80% метана, расходуемого в SMR, обеспечено из потока CH4. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу части потока CH4 в крекинг-установку. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере 80% метана, расходуемого в SMR и крекинг-установке, обеспечено из потока CH4. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу по меньшей мере части потока CH4 в процесс, расходующий метан. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере 80% метана, расходуемого в SMR, крекинг-установке и процессе, расходующем метан, обеспечено из потока CH4. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO2. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO и CO2. В некоторых вариантах реализации окислительный агент содержит кислород.
[27] В другом аспекте настоящего изобретения предложена система для получения метанола (MeOH) и углеводородных соединений, содержащих по меньшей мере два атома углерода (соединения C2+), содержащая: реактор окислительного сочетания метана (OCM), в который (i) подают метан (CH4) и окислительный агент, и в котором (ii) приводят во взаимодействие CH4 и окислительный агент с получением потока продуктов, содержащего соединения C2+ и непрореагировавший CH4; установку парового риформинга (SMR), в которую (i) подают непрореагировавший CH4, выделенный из потока продуктов без применения установки предриформинга, расположенной перед SMR, и в которой (ii) получают водород (H2) и монооксид углерода CO и/или CO2; и реактор MeOH, в который (i) подают CO и/или CO2, и в котором (ii) приводят во взаимодействие CO и/или CO2 с получением MeOH.
[28] В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит реактор превращения метанола в олефины (MTO), в котором осуществляют превращение MeOH в олефины. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит разделительный модуль, обеспечивающий обогащение олефинов из соединений C2+ и олефинов. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит разделительную установку, расположенную после реактора ОСМ и до SMR, причем указанная разделительная установка обеспечивает выделение непрореагировавшего CH4 из потока продуктов. В некоторых вариантах реализации непрореагировавший CH4 используют в качестве топлива для SMR. В некоторых вариантах реализации непрореагировавший CH4 используют в качестве сырья и осуществляют превращение непрореагировавшего CH4 в H2 и CO и/или CO2 для превращения в MeOH в реакторе MeOH. В некоторых вариантах реализации в реакторе MeOH осуществляют превращение в MeOH всего CO и/или CO2 из потока продуктов и всего CO и/или CO2 из SMR. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере примерно 95% метана превращается в MeOH или соединения C2+. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит крекинг-установку, в которую (i) подают соединения C2+, и в которой (ii) осуществляют крекинг или рафинирование соединений C2+. В некоторых вариантах реализации непрореагировавший CH4, подаваемый в SMR, обеспечивает по меньшей мере 80% метана, расходуемого в SMR. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит крекинг-установку, в которую подают по меньшей мере часть непрореагировавшего CH4. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере 80% метана, расходуемого в SMR и крекинг-установке, обеспечено из непрореагировавшего CH4. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит модуль, расходующий метан, в который подают непрореагировавший CH4. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере 80% метана, расходуемого в SMR, крекинг-установке и модуле, расходующем метан, обеспечено из непрореагировавшего CH4. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO2. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO и CO2. В некоторых вариантах реализации окислительный агент содержит кислород.
[29] В другом аспекте настоящего изобретения предложен способ получения этилена и метанола, включающий: (a) подачу сырьевого потока метана и сырьевого потока, содержащего окислительный агент, в подсистему окислительного сочетания метана (ОСМ), в которой получают исходящий поток ОСМ, содержащий этилен, CO2 и/или CO и непрореагировавший метан; (b) подачу исходящего потока ОСМ в подсистему выделения CO2, в которой получают поток, содержащий CO2, и поток, содержащий метан и этилен; (c) подачу по меньшей мере части потока, содержащего CO2, в подсистему синтеза метанола; (d) подачу по меньшей мере части потока, содержащего метан и этилен, в подсистему очистки, в которой получают поток, содержащий метан, и поток, содержащий этилен; и (e) подачу по меньшей мере части потока, содержащего метан, в подсистему установки парового риформинга метана (SMR), причем по меньшей мере часть потока, содержащего метан, подают в подсистему SMR без пропускания через установку предриформинга.
[30] В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает, перед стадией (e), подачу по меньшей мере части потока, содержащего метан, в подсистему гидрирования. В некоторых вариантах реализации подсистема гидрирования содержит реактор гидрирования. В некоторых вариантах реализации в реакторе гидрирования осуществляют гидрирование ацетилена. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу потока, содержащего кислород, и потока, содержащего метан, в установку автотермического риформинга (ATR), в которой получают поток, содержащий CO и H2. В некоторых вариантах реализации поток, содержащий метан, представляет собой исходящий поток подсистемы SMR. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу исходящего потока подсистемы SMR в подсистему рекуперации тепла. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу исходящего потока подсистемы рекуперации тепла в подсистему компрессора синтез-газа. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу исходящего потока подсистемы компрессора синтез-газа в подсистему синтеза метанола. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу исходящего потока подсистемы синтеза метанола в подсистему выделения продукта. В некоторых вариантах реализации подсистема выделения продукта содержит одну или более дистилляционных колонн. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу по меньшей мере части исходящего потока подсистемы синтеза метанола в подсистему SMR. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу сырьевого потока метана в подсистему десульфуризации перед стадией (a). В некоторых вариантах реализации производительность получения метанола увеличена по меньшей мере на примерно 10% по сравнению со способом, не включающим подачу потока, содержащего метан, в подсистему окислительного сочетания метана (ОСМ). В некоторых вариантах реализации CO2, подаваемый в подсистему синтеза метанола, приводят во взаимодействие с H2 с получением метанола. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает нагревание подсистемы SMR с применением по меньшей мере части потока, содержащего метан, полученного на стадии (d). В некоторых вариантах реализации сырьевой поток, содержащий окислительный агент, содержит кислород.
[31] В другом аспекте настоящего изобретения предложен способ получения олефинов, включающий: (a) подачу метана (CH4) и окислительного агента в реактор окислительного сочетания метана (ОСМ) с получением потока продуктов, содержащего соединения C2+, включая олефины, монооксид углерода (CO) и/или диоксид углерода (CO2) и непрореагировавший CH4; (b) обогащение CO и/или CO2 из потока продуктов с получением потока с повышенным содержанием CO и/или CO2; (c) подачу потока с повышенным содержанием CO и/или CO2 в реактор MeOH с получением MeOH; (d) подачу по меньшей мере части MeOH в реактор превращения метанола в олефины (MTO) с получением второго потока олефинов; (e) обогащение непрореагировавшего CH4 из потока продуктов с получением потока с повышенным содержанием CH4; и (f) подачу по меньшей мере части потока с повышенным содержанием CH4 в установку парового риформинга метана (SMR) с получением водорода (H2) и CO и/или CO2.
[32] В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает выделение олефинов и потока продуктов и второго потока олефинов. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу CO и/или CO2, полученного в SMR, в реактор MeOH. В некоторых вариантах реализации весь CO и/или CO2 из потока продуктов и весь CO и/или CO2 из SMR превращают в MeOH в реакторе MeOH. В некоторых вариантах реализации непрореагировавший CH4 обеспечивают в качестве топлива для SMR. В некоторых вариантах реализации непрореагировавший CH4 подают в качестве сырья в SMR, и при этом в SMR осуществляют превращение непрореагировавшего CH4 в H2 и по меньшей мере один из CO и CO2 для превращения в MeOH в реакторе MeOH. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере примерно 95% метана превращается в MeOH или продукты C2+. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу соединений C2+ в крекинг-установку, где осуществляют крекинг или рафинирование соединений C2+. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере 80% метана, расходуемого в SMR, обеспечено из потока с повышенным содержанием CH4. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу части потока с повышенным содержанием CH4 в крекинг-установку. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере 80% метана, расходуемого в SMR и крекинг-установке, обеспечено из потока с повышенным содержанием CH4. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает подачу по меньшей мере части потока с повышенным содержанием CH4 в процесс, расходующий метан. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере 80% метана, расходуемого в SMR, крекинг-установке и процессе, расходующем метан, обеспечено из потока с повышенным содержанием CH4. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO2. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO и CO2. В некоторых вариантах реализации окислительный агент содержит кислород.
[33] В другом аспекте настоящего изобретения предложена система для получения олефинов, содержащая: реактор окислительного сочетания метана (OCM), в который (i) подают метан (CH4) и окислительный агент, и в котором (ii) приводят во взаимодействие CH4 и окислительный агент с получением потока продуктов, содержащего соединения C2+, включая олефины, монооксид углерода (CO) и/или диоксид углерода (CO2) и непрореагировавший CH4; реактор MeOH, в который (i) подают CO и/или CO2, обогащенный из потока продуктов, и в котором (ii) приводят во взаимодействие CO и/или CO2 с получением MeOH; реактор превращения метанола в олефины (MTO), в котором осуществляют превращение по меньшей мере части MeOH в олефины с получением второго потока олефинов; и установку парового риформинга метана (SMR), в которую (i) подают непрореагировавший CH4, обогащенный из потока продуктов, и в которой (ii) получают водород (H2) и по меньшей мере один из монооксида углерода (CO) и CO2 для реактора MeOH для получения MeOH.
[34] В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит разделительный модуль, обеспечивающий обогащение олефинов из потока продуктов и второго потока олефинов. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит разделительную установку, расположенную после реактора ОСМ и до реактора MeOH, причем указанная разделительная установка обеспечивает обогащение CO и/или CO2 из потока продуктов. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит разделительную установку, расположенную после реактора ОСМ и до SMR, причем указанная разделительная установка обеспечивает обогащение непрореагировавшего CH4 из потока продуктов. В некоторых вариантах реализации непрореагировавший CH4 используют в качестве топлива для SMR. В некоторых вариантах реализации непрореагировавший CH4 используют в качестве сырья для SMR, где осуществляют превращение непрореагировавшего CH4 в H2 и по меньшей мере один из CO и/или CO2 для превращения в MeOH в реакторе MeOH. В некоторых вариантах реализации в реакторе MeOH осуществляют превращение в MeOH всего CO2 из потока продуктов и всего CO2 из SMR. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере примерно 95% метана превращается в MeOH или продукты C2+. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит крекинг-установку, в которую (i) подают соединения C2+, и в которой (ii) осуществляют крекинг или рафинирование соединений C2+. В некоторых вариантах реализации непрореагировавший CH4, подаваемый в SMR, обеспечивает по меньшей мере 80% метана, расходуемого в SMR. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит крекинг-установку, в которую подают по меньшей мере часть непрореагировавшего CH4. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере 80% метана, расходуемого в SMR и крекинг-установке, обеспечено из непрореагировавшего CH4. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит модуль, расходующий метан, в который подают обогащенный CH4. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере 80% метана, расходуемого в SMR, крекинг-установке и модуле, расходующем метан, обеспечено из непрореагировавшего CH4. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO2. В некоторых вариантах реализации поток продуктов содержит CO и CO2. В некоторых вариантах реализации окислительный агент содержит кислород.
[35] В другом аспекте настоящего изобретения предложен способ получения пропилена, включающий: (a) подачу пропана в процесс дегидрирования пропана (PDH), причем в указанном процессе PDH осуществляют превращение пропана в углеводородные соединения, содержащие три или более атомов углерода (соединения C3+), включая пропилен, и отходящий газ PDH, причем указанный отходящий газ PDH содержит углеводородные соединения, содержащие один атом углерода (соединения C1), углеводородные соединения, содержащие два атома углерода (соединения C2), и водород (H2); (b) подачу отходящего газа PDH в процесс окислительного сочетания метана (ОСМ), причем в указанном процессе ОСМ осуществляют превращение соединений C1 в этилен, и в таком процессе ОСМ выделяется тепло; и (c) обеспечение тепла для процесса PDH.
[36] В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает превращение H2 в метан в реакторе метанирования в процессе ОСМ. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает получение из соединений C3+ потока пропилена, содержащего пропилен, причем концентрация пропилена в потоке пропилена выше, чем концентрация пропилена в потоке, содержащем соединения C3+. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает полимеризацию пропилена с получением полипропилена. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает сополимеризацию пропилена с этиленом, полученным в процессе ОСМ, с получением поли(этилен-со-полипропилена). В некоторых вариантах реализации в процессе ОСМ также получают пропилен или 1-бутен. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает получение полипропилена и/или поли(пропилен-со-1-бутена) с использованием пропилена или 1-бутена из процесса ОСМ и/или пропилена из процесса PDH. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает отвод по меньшей мере части пропана из процесса PDH в процесс ОСМ. В некоторых вариантах реализации процесс PDH интегрирован с процессом ОСМ, и при этом такая интеграция уменьшает количество природного газа, необходимого для обеспечения тепла для процесса PDH, по сравнению с количеством природного газа, необходимого для процесса PDH в отсутствие интеграции. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере 85% атомов углерода, подаваемых в процесс PDH и ОСМ, превращаются в пропилен, этилен или полипропилен.
[37] В другом аспекте настоящего изобретения предложена система, содержащая: реактор крекинга, в который подают сырьевой поток углеводородов, содержащий сырьевые углеводороды, и в котором с помощью катализатора крекинга осуществляют крекинг сырьевых углеводородов с получением крекированного потока, содержащего крекированные углеводороды, причем крекированные углеводороды имеют более низкую молекулярную массу, чем сырьевые углеводороды; разделительную установку, сообщающуюся по текучей среде с реактором крекинга, причем в первую разделительную установку подают крекированный поток и разделяют крекированные углеводороды крекированного потока на множество потоков, включая метансодержащий поток, содержащий метан; реактор окислительного сочетания метана (ОСМ), сообщающийся по текучей среде с разделительной установкой, причем в реактор ОСМ подают метансодержащий поток и с помощью катализатора ОСМ осуществляют превращение метана из метансодержащего потока в более высокомолекулярные углеводородные продукты с получением потока продуктов ОСМ, содержащего более высокомолекулярные углеводородные продукты.
[38] В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит одну или более дополнительных установок между реактором крекинга и разделительной установкой или между разделительной установкой и реактором ОСМ.
[39] В другом аспекте настоящего изобретения предложен способ, включающий: (a) подачу сырьевого потока углеводородов, содержащего сырьевые углеводороды, в реактор крекинга, содержащий катализатор крекинга, который облегчает крекинг сырьевых углеводородов, с получением крекированного потока, содержащего крекированные углеводороды, причем крекированные углеводороды имеют более низкую молекулярную массу, чем сырьевые углеводороды; (b) подачу крекированного потока в разделительную установку, в которой разделяют крекированные углеводороды из крекированного потока на множество потоков, включая метансодержащий поток, содержащий метан; и (c) подачу метансодержащего потока в реактор окислительного сочетания метана (ОСМ), содержащий катализатор ОСМ, который облегчает превращение метана из метансодержащего потока в более высокомолекулярные углеводородные продукты, с получением потока продуктов ОСМ, содержащего более высокомолекулярные углеводородные продукты.
[40] В некоторых вариантах реализации (i) крекированный поток подают из реактора крекинга в разделительную установку через одну или более дополнительных установок, или (ii) метансодержащий поток подают из разделительной установки в реактор ОСМ через одну или более дополнительных установок.
[41] Дополнительные аспекты и преимущества настоящего изобретения станут понятны специалистам в данной области техники из следующего подробного описания, где представлены и описаны лишь иллюстративные варианты реализации настоящего изобретения. Следует понимать, что настоящее изобретение допускает другие и различные варианты реализации, и его некоторые детали могут быть модифицированы в различных очевидных аспектах, без отступления от сущности настоящего изобретения. Соответственно, графические материалы и описание следует рассматривать как иллюстративные по своей сути, но не ограничивающие.
ВКЛЮЧЕНИЕ ПОСРЕДСТВОМ ССЫЛКИ
[42] Все публикации, патенты и патентные заявки, упомянутые в данном описании, включены в данный документ посредством ссылки в том же объеме, как если бы каждая отдельная публикация, патент или патентная заявка были специально и по отдельности указаны как включенные посредством ссылки.
КРАТКОЕ ОПИСАНИЕ ГРАФИЧЕСКИХ МАТЕРИАЛОВ
[43] Далее описаны новые признаки настоящего изобретения, в частности, в прилагаемой формуле изобретения. Для лучшего понимания признаков и преимуществ настоящего изобретения ниже представлено подробное описание, в котором изложены иллюстративные варианты реализации, в которых использованы принципы настоящего изобретения, и сопроводительные фигуры (в данном контексте также «фиг.»), где:
[44] На фиг. 1 представлен иллюстративный процесс превращения метана в пропилен с применением окислительного сочетания метана (ОСМ), димеризации и метатезиса этилена и бутенов;
[45] На фиг. 2 представлен иллюстративный процесс превращения метана в пропилен с применением окислительного сочетания метана (ОСМ), димеризации и метатезиса бутенов;
[46] На фиг. 3 представлен иллюстративный процесс превращения метана в пропилен с применением окислительного сочетания метана (ОСМ), вакуумной короткоцикловой адсорбции (VPSA), димеризации и метатезиса бутенов;
[47] На фиг. 4 представлен иллюстративный процесс применения отходящего газа крекинг-установки в качестве сырья для системы окислительного сочетания метана (ОСМ);
[48] На фиг. 5 представлен иллюстративный процесс применения отходящего газа крекинг-установки в качестве сырья для системы окислительного сочетания метана (ОСМ) без применения компрессора технологического газа;
[49] На фиг. 6 представлен иллюстративный процесс применения отходящего газа крекинг-установки в качестве сырья для системы окислительного сочетания метана (ОСМ) без применения компрессора технологического газа или установки короткоцикловой адсорбции (PSA);
[50] На фиг. 7 представлена иллюстративная система для применения отходящего газа подсистемы каталитического крекинга в псевдоожиженном слое в жестких условиях (HS-FCC) в тандеме с подсистемой окислительного сочетания метана (OCM);
[51] На фиг. 8 представлена иллюстративная система для применения отходящего газа подсистемы каталитического крекинга в псевдоожиженном слое в жестких условиях (HS-FCC) в тандеме с подсистемой окислительного сочетания метана (OCM), в которой используют установку короткоцикловой адсорбции (PSA) для очистки этилена;
[52] На фиг. 9A представлен пример процесса дегидрирования пропана;
[53] На фиг. 9B представлен пример процесса дегидрирования пропана, интегрированный с процессом OCM;
[54] На фиг. 9C представлена иллюстративная система для получения пропилена дегидрированием пропана, который получен в процессе окислительного сочетания метана (ОСМ);
[55] На фиг. 10 представлена иллюстративная система для получения пропилена посредством интеграции подсистемы окислительного сочетания метана, подсистемы димеризации и метатезиса и подсистемы дегидрирования пропана;
[56] На фиг. 11 представлено схематическое изображение процесса получения метанола;
[66] На фиг. 12 представлено схематическое изображение ОСМ, интегрированного с процессом получения метанола;
[58] На фиг. 13 представлено схематическое изображение нефтехимического комплекса с установкой получения метанола и установкой крекинга;
[59] На фиг. 14 представлено схематическое изображение интеграции ОСМ с установкой получения метанола и установкой крекинга;
[60] На фиг. 15 представлено схематическое изображение интеграции ОСМ с установкой получения метанола и установкой крекинга;
[61] На фиг. 16 представлено схематическое изображение интеграции ОСМ с установкой получения метанола и установкой крекинга;
[62] На фиг. 17 представлено схематическое изображение интеграции ОСМ с установкой получения метанола и контуром синтез-газа;
[63] На фиг. 18 представлено схематическое изображение интеграции ОСМ с производственным процессом MTO;
[64] На фиг. 19 представлено схематическое изображение иллюстративного процесса окислительного сочетания метана (ОСМ);
[65] На фиг. 20 представлено схематическое изображение добавления этана в иллюстративный реактор ОСМ;
[66] На фиг. 21A представлен пример установки каталитического крекинга в псевдоожиженном слоем (FCC); на фиг. 21B представлен пример разделительной технологической линии; на фиг. 21C представлен пример очистки отходящего газа FCC;
[67] На фиг. 22 представлен пример различных способов получения сырья ОСМ и осуществления реакции ОСМ с применением метана и олефинов из FCC;
[68] На фиг. 23 представлен пример установки замедленного коксования (DCU); и
[69] На фиг. 24 схематически изображена компьютерная система, запрограммированная или иным образом выполненная с возможностью приведения в исполнение систем и способов согласно настоящему изобретению.
ПОДРОБНОЕ ОПИСАНИЕ
[70] Несмотря на то, что в настоящем документе представлены и описаны различные варианты реализации настоящего изобретения, специалистам в данной области техники понятно, что такие варианты реализации приведены лишь в качестве примеров. Специалистам в данной области техники понятны многочисленные варианты, изменения и замены без отступления от сущности настоящего изобретения. Следует понимать, что можно использовать различные альтернативы вариантов реализации настоящего изобретения, описанных в настоящем документе.
[71] Термины «C2+» и «соединение C2+» в данном контексте обычно относятся к соединению, содержащему два или более атомов углерода, например, два атома углерода (C2), три атома углерода (C3) и т.д. Соединения C2+ включают, без ограничения, алканы, алкены, алкины и ароматические соединения, содержащие два или более атомов углерода. В некоторых случаях соединения C2+ включают альдегиды, кетоны, сложные эфиры и карбоновые кислоты. Примеры соединений C2+ включают этан, этилен, ацетилен, пропан, пропен, бутан, бутен и т.д.
[72] Термин «C1-C3 углеводороды» относится к молекулярным соединениям, которые включают углеводороды, содержащие один, два или три атома углерода. Они включают метан, этан, этилен, ацетилен, пропан, пропилен и пропин.
[73] Термин «примеси, не являющиеся C2+» в данном контексте обычно относится к веществу, которое не содержит соединения C2+. Примеры примесей, не являющихся C2+, включают азот (N2), кислород (O2), воду (H2O), аргон (Ar), водород (H2), монооксид углерода (CO), диоксид углерода (CO2) и метан (CH4).
[74] Термин «очевидная селективность» в данном контексте обычно относится к степени, в которой алкановое соединение с данным количеством атомов углерода, превращается в олефин с таким же количеством атомов углерода (например, превращение этана в этилен, превращение пропана в пропилен, превращение бутана в бутилен и т.д.), и выражается в процентах.
[75] Термин «время пребывания» в данном контексте обычно относится к средней продолжительности времени, в течение которого вещество находится в данном положении или состоянии, например, внутри реактора.
[76] Термин «элементарная операция» в данном контексте обычно относится к отдельной операции, которая является основным этапом какого-либо процесса. Элементарные операции включают физическое изменение или химическое превращение, такое как выделение, кристаллизация, выпаривание, фильтрование, полимеризация, изомеризация, трансформирование и другие реакции. Для данного процесса может потребоваться одна или множество элементарных операций для получения требуемого продукта из исходных материалов или сырья.
[77] Термин «более высокомолекулярный углеводород» в данном контексте обычно относится к более высокомолекулярному и/или более длинноцепочечному углеводороду. Более высокомолекулярный углеводород может иметь более высокую молекулярную массу и/или содержание углерода, чем исходный материал(ы) в данном процессе (например, ОСМ или ETL). Более высокомолекулярный углеводород может быть более высокомолекулярным и/или длинноцепочечным углеводородным продуктом, полученным в процессе ОСМ или ETL. Например, этилен является более высокомолекулярным углеводородным продуктом по сравнению с метаном в процессе ОСМ. В качестве другого примера, C3+ углеводород является более высокомолекулярным углеводородом по сравнению с этиленом в процессе ETL. В качестве другого примера, C5+ углеводород является более высокомолекулярным углеводородом по сравнению с этиленом в процессе ETL. В некоторых случаях более высокомолекулярный углеводород представляет собой углеводород с более высокой молекулярной массой.
[78] Термин «процесс ОСМ» в данном контексте обычно относится к процессу, в котором используют или по существу используют реакцию окислительного сочетания метана (ОСМ). Реакция ОСМ может включать окисление метана до более высокомолекулярного углеводорода и воды и может подразумевать экзотермическую реакцию. В реакции ОСМ метан может подвергаться частичному окислению и сочетанию с образованием одного или более соединений C2+, таких как этилен. Например, реакция ОСМ представляет собой 2CH4 + O2 → C2H4 + 2H2O. В реакции ОСМ могут образовываться соединения C2+. Протеканию реакции ОСМ может способствовать катализатор, такой как гетерогенный катализатор. Дополнительные побочные продукты реакций ОСМ могут включать CO, CO2, H2, а также углеводороды, такие как, например, этан, пропан, пропен, бутан, бутен и т.п.
[79] Термин «предмет ценности» в данном контексте обычно относится к деньгам, кредитам, товарам или предметам потребления (например, углеводородам). Предмет ценности можно обменять на другой предмет ценности.
[80] Термин «эффективность по углероду» в данном контексте обычно относится к отношению количества моль углерода, содержащегося во всех технологических входящих потоках (в некоторых случаях включая все углеводородное сырье, такое как, например, природный газ и этан, а также топливные потоки), к количеству моль углерода, содержащегося во всех применимых с точки зрения торговли (или промышленности) или пригодных для продажи продуктах указанного процесса. Такие продукты могут включать углеводороды, которые можно использовать для различного последующего применения, например, в нефтехимической промышленности, или в качестве химических продуктов общего производственного назначения. Такие продукты могут не включать CO и CO2. Продукты указанного процесса могут представлять собой пригодные для продажи продукты, такие как углеводородные продукты C2+, содержащие по меньшей мере примерно 99% C2+ углеводородов, и весь товарный газ или газовые продукты, подаваемые по трубопроводу, содержащие по меньшей мере примерно 90% метана. Технологические входящие потоки могут включать входящие потоки, обеспечивающие энергию для эксплуатации процесса, например, с помощью турбины (например, паровой турбины). В некоторых случаях энергию для эксплуатации процесса можно обеспечивать с использованием тепла, высвобождаемого в результате реакции ОСМ.
Получение пропилена окислительным сочетанием метана и метатезисом
[81] В одном аспекте настоящего изобретения предложены способы интеграции системы окислительного сочетания метана (ОСМ) с системой димеризации и системой метатезиса. В указанном процессе метан можно превращать в этилен в реакторе окислительного сочетания метана. Затем этилен можно использовать в качестве сырья для димеризации в бутены, который затем можно подвергать метатезису с получением пропилена. Часть бутенов можно впоследствии возвращать в реактор метатезиса.
[82] Метан, используемые для любых способов, описанных в настоящем документе, может поступать из любого подходящего источника. В некоторых случаях сырье для ОСМ (включая метан и необязательно этан) поступает из отходящего газа установки каталитического крекинга в псевдоожиженном слое (FCC). В некоторых случаях его получают из угля в процессе превращения угля в олефины (CTO). Метан можно добывать из угольных пластов или получать из угля или любого процесса, в котором используют уголь.
[83] На фиг. 1 показана интеграция системы окислительного сочетания метана (ОСМ) с системой димеризации и системой 100 метатезиса. Входящие и исходящие потоки в соответствующих установках указанных стрелками. В процессе 100 показан источник метана 101 и источник окислительного агента 102, которые подают в реактор 103 окислительного сочетания метана (ОСМ), в котором указанные виды сырья частично превращаются в этилен, водород (H2), диоксид углерода (CO2), монооксид углерода (CO) и непревращенный метан (CH4). Исходящий поток реактора ОСМ можно подавать в систему 104 рекуперации тепла, в которой охлаждают исходящий поток, а затем его можно подавать в компрессор 105 технологического газа, в котором можно повышать давление газа. Сжатый технологический газ можно затем подавать в систему 106 удаления CO2. Из системы 106 удаления CO2 выходят два исходящих потока, включая один поток с повышенным содержанием CO2 и один поток с повышенным содержанием углеводородов. Поток с повышенным содержанием углеводородов можно подавать в дистилляционную колонну 107, в которой можно получать поток, содержащий метан, поток, содержащий углеводороды C2, и поток, содержащий углеводороды C3+. Поток с повышенным содержанием CO2 из системы 106 удаления CO2 и поток, содержащий метан, из дистилляционной колонны 107 можно затем подавать в реактор 108 метанирования. В реакторе метанирования можно осуществлять превращение CO2 в метан. Исходящий поток реактора 108 метанирования можно затем подавать в реактор 103 окислительного сочетания метана (ОСМ). Поток, содержащий углеводороды C2, который может быть исходящим потоком дистилляционной колонны 107, можно затем подавать в колонну 109 отгонки C2, в которой можно отделять этилен от этана. Этан из колонны 109 отгонки C2 можно затем подавать в реактор 103 окислительного сочетания метана (ОСМ). Этилен из колонны 109 отгонки C2 можно затем подавать в реактор 110 димеризации и реактор 112 метатезиса. В реакторе димеризации осуществляют превращение этилена в бутены и более высокомолекулярные углеводороды, включая 1-бутен, 2-бутен, изобутен и C5+ углеводороды. Исходящий поток реактора 110 димеризации можно затем подавать в дебутанизатор 111, где можно отделять компоненты C5+ от бутенов и соединений, более легких, чем бутены. Затем бутены можно подавать в реактор 112 метатезиса, в котором этилен приводят в контакт с бутенами с получением пропилена. Исходящий поток реактора 112 метатезиса можно затем подавать в деэтанизатор 113, где можно отделять этилен от компонентов C3+. Этилен из деэтанизатора 113 можно затем подавать в реактор 112 метатезиса или в реактор 110 димеризации. Компоненты C3+ из деэтанизатора 113 можно затем подавать в депропанизатор 114, где можно удалять компоненты C4+ из компонентов C3. Компоненты C4+ из депропанизатора 114 можно затем подавать в дебутанизатор 111. Компоненты C3 из депропанизатора 114 можно затем подавать в колонну 115 отгонки C3, где можно отделать пропилен от пропана.
[84] Окислительный агент, который можно подавать в реактор окислительного сочетания метана, может представлять собой кислород (O2).
[85] Окислительный агент, который можно подавать в реактор окислительного сочетания метана, может представлять собой пероксид водорода (H2O2).
[86] Температура эксплуатации реактора окислительного сочетания метана (ОСМ) может составлять по меньшей мере примерно 200°С, по меньшей мере примерно 300°С, по меньшей мере примерно 400°С, по меньшей мере примерно 450°С, по меньшей мере примерно 500°С, по меньшей мере примерно 550°С, по меньшей мере примерно 600°С, по меньшей мере примерно 650°С, по меньшей мере примерно 700°С, по меньшей мере примерно 750°С, по меньшей мере примерно 800°С, по меньшей мере примерно 850°С или более.
[87] Рабочее давление реактора окислительного сочетания метана может составлять по меньшей мере примерно 1 бар (изб.), по меньшей мере примерно 2 бар (изб.), по меньшей мере примерно 3 бар (изб.), по меньшей мере примерно 4 бар (изб.), по меньшей мере примерно 5 бар (изб.), по меньшей мере примерно 6 бар (изб.), по меньшей мере примерно 7 бар (изб.), по меньшей мере примерно 8 бар (изб.), по меньшей мере примерно 9 бар (изб.), по меньшей мере примерно 10 бар (изб.), по меньшей мере примерно 11 бар (изб.), по меньшей мере примерно 12 бар (изб.) или более.
[88] Концентрация этилена в исходящем потоке реактора окислительного сочетания метана может составлять по меньшей мере примерно 1%, по меньшей мере примерно 2%, по меньшей мере примерно 3%, по меньшей мере примерно 4%, по меньшей мере примерно 5%, по меньшей мере примерно 6%, по меньшей мере примерно 7%, по меньшей мере примерно 8%, по меньшей мере примерно 9%, по меньшей мере примерно 10%, по меньшей мере примерно 11%, по меньшей мере примерно 12%, по меньшей мере примерно 13%, по меньшей мере примерно 14%, по меньшей мере примерно 15% или более.
[89] Доля этилена, который образуется в реакторе окислительного сочетания метана (ОСМ), который подают в реактор димеризации, может составлять по меньшей мере примерно 10%, по меньшей мере примерно 20%, по меньшей мере примерно 30%, по меньшей мере примерно 40%, по меньшей мере примерно 50%, по меньшей мере примерно 60%, по меньшей мере примерно 70%, по меньшей мере примерно 80%, по меньшей мере примерно 90% или примерно 100%.
[90] Доля бутенов, которые образуются в реакторе димеризации, может составлять менее или ровно примерно 90%, 80%, 70%, 60%, 50%, 40%, 30%, 20%, 10%, 5% (% об., % мас. или % мол.) или менее.
[91] Из бутенов, образующихся в реакторе димеризации, доля 1-бутена или 2-бутена составляет по меньшей мере примерно 10%, по меньшей мере примерно 20%, по меньшей мере примерно 30%, по меньшей мере примерно 40%, по меньшей мере примерно 50%, по меньшей мере примерно 60%, по меньшей мере примерно 70%, по меньшей мере примерно 80%, по меньшей мере примерно 90% (% об., % мас. или % мол.) или более от общего количества бутенов.
[92] Этилен, полученный в реакторе окислительного сочетания метана (ОСМ), можно разделять между реактором димеризации и реактором метатезиса, например, примерно 90% подают в реактор димеризации и 10% подают в реактор метатезиса, примерно 80% подают в реактор димеризации и 20% подают в реактор метатезиса, примерно 70% подают в реактор димеризации и 30% подают в реактор метатезиса, примерно 60% подают в реактор димеризации и 40% подают в реактор метатезиса, примерно 50% подают в реактор димеризации и 50% подают в реактор метатезиса, примерно 40% подают в реактор димеризации и 60% подают в реактор метатезиса, примерно 30% подают в реактор димеризации и 70% подают в реактор метатезиса, примерно 20% подают в реактор димеризации и 80% подают в реактор метатезиса или примерно 10% подают в реактор димеризации и 90% подают в реактор метатезиса.
[93] На фиг. 2 показана интеграция системы окислительного сочетания метана (ОСМ) с системой димеризации и системой 200 метатезиса. Входящие и исходящие потоки в соответствующих установках указанных стрелками. В процессе 200 показан источник метана 201 и источник окислительного агента 202, которые подают в реактор 203 окислительного сочетания метана (ОСМ), в котором указанные виды сырья частично превращаются в этилен. Исходящий поток реактора ОСМ можно подавать в систему 204 рекуперации тепла, в которой охлаждают исходящий поток, а затем его можно подавать в компрессор 205 технологического газа, в котором можно повышать давление газа. Сжатый технологический газ можно затем подавать в систему 206 удаления CO2. Из системы 206 удаления CO2 выходят два исходящих потока, включая один поток с повышенным содержанием CO2 и один поток с повышенным содержанием углеводородов. Поток с повышенным содержанием углеводородов можно подавать в дистилляционную колонну 207, в которой можно получать поток, содержащий метан, поток, содержащий углеводороды C2, и поток, содержащий углеводороды C3+. Поток с повышенным содержанием CO2 из системы 206 удаления CO2 и поток, содержащий метан, из дистилляционной колонны 207 можно затем подавать в реактор 208 метанирования. В реакторе метанирования можно осуществлять превращение CO2 в метан. Исходящий поток реактора 208 метанирования можно затем подавать в реактор 203 окислительного сочетания метана (ОСМ). Поток, содержащий углеводороды C2, который представляет собой исходящий поток дистилляционной колонны 207, можно затем подавать в колонну 209 отгонки C2, в которой можно отделять этилен от этана. Этан из колонны 209 отгонки C2 можно затем подавать в реактор 203 окислительного сочетания метана (ОСМ). Этилен из колонны 209 отгонки C2 можно затем подавать в реактор 210 димеризации. В реакторе димеризации осуществляют превращение этилена в бутены и более высокомолекулярные углеводороды, включая 1-бутен, 2-бутен, изобутен и C5+ углеводороды. Исходящий поток реактора 210 димеризации можно затем подавать в дебутанизатор 211, где можно отделять компоненты C5+ от бутенов и соединений, более легких, чем бутены. Затем бутены можно подавать в реактор 212 метатезиса, в котором этилен приводят в контакт с бутенами с получением пропилена. Исходящий поток реактора 212 метатезиса можно затем подавать в деэтанизатор 213, где можно отделять этилен от компонентов C3+. Этилен из деэтанизатора 213 можно затем подавать в реактор 210 димеризации. Компоненты C3+ из деэтанизатора 213 можно затем подавать в депропанизатор 214, где можно удалять компоненты C4+ из компонентов C3. Часть компонентов C4+ из депропанизатора 214 можно затем подавать в дебутанизатор 211, при этом некоторую часть не подают в дебутанизатор. Компоненты C3 из депропанизатора 214 можно затем подавать в колонну 215 отгонки C3, где можно отделать пропилен от пропана.
[94] Этилен из колонны отгонки C2 можно подавать в реактор димеризации, при этом в реактор метатезиса по существу не подают этилен.
[95] Доля бутенов, которые содержатся в исходящем потоке депропанизатора, которые возвращают в реактор метатезиса, может составлять менее или ровно примерно 90%, 80%, 70%, 60%, 50%, 40%, 30%, 20%, 10%, 5% (% об., % мас. или % мол.) или менее.
[96] Чистота этилена, который подают в реактор димеризации, может составлять по меньшей мере примерно 10% мол., по меньшей мере примерно 20% мол., по меньшей мере примерно 30% мол., по меньшей мере примерно 40% мол., по меньшей мере примерно 50% мол., по меньшей мере примерно 60% мол., по меньшей мере примерно 70% мол., по меньшей мере примерно 80% мол., по меньшей мере примерно 90% мол., по меньшей мере примерно 95% мол., по меньшей мере примерно 99% мол., по меньшей мере примерно 99,5% мол., по меньшей мере примерно 99,9% мол. или более.
[97] В некоторых вариантах реализации конверсия этилена в бутены в реакторе димеризации может составлять по меньшей мере примерно 10%, по меньшей мере примерно 20%, по меньшей мере примерно 30%, по меньшей мере примерно 40%, по меньшей мере примерно 50%, по меньшей мере примерно 60%, по меньшей мере примерно 70%, по меньшей мере примерно 80%, по меньшей мере примерно 90%, по меньшей мере примерно 95%, по меньшей мере примерно 99% или более.
[98] В некоторых вариантах реализации непревращенный этилен, который содержится в исходящем потоке реактора димеризации, может составлять по существу весь этилен, который подают в реактор метатезиса.
[99] На фиг. 3 представлена система для получения пропилена, в которой интегрирована система окислительного сочетания метана (ОСМ) с системой вакуумной короткоцикловой адсорбции (VPSA), системой димеризации и системой 300 метатезиса. В процессе 300 показан источник метана 301 и источник окислительного агента 302, которые подают в реактор 303 окислительного сочетания метана (ОСМ), в котором указанные виды сырья частично превращаются в этилен. Исходящий поток реактора ОСМ можно подавать в систему 304 рекуперации тепла, в которой охлаждают исходящий поток, а затем его можно подавать в компрессор 305 технологического газа, в котором можно повышать давление газа. Сжатый технологический газ можно затем подавать в систему 306 удаления CO2. Из системы 306 удаления CO2 выходят два исходящих потока, включая один поток с повышенным содержанием CO2 и один поток с повышенным содержанием углеводородов. Поток с повышенным содержанием углеводородов можно подавать в установку 307 вакуумной короткоцикловой адсорбции, в которой можно получать поток, содержащий метан, и поток, содержащий углеводороды C2+. Поток, содержащий углеводороды C2+, который может представлять собой исходящий поток установки вакуумной короткоцикловой адсорбции (VPSA), можно подавать в деэтанизатор 309, в котором отделяют компоненты C2 от компонентов C3+. Компоненты C3+ из деэтанизатора 309 подают в стабилизатор 310, где отделают компоненты C5+ от компонентов C3 и C4. Компоненты C3 и C4, которые содержатся в исходящем потоке стабилизатора 310, подают в депропанизатор 311, в котором отделяют компоненты C3 от компонентов C4. Компоненты C3 затем подают в колонну 314 отгонки C3, в которой отделяют пропилен от пропана. Компоненты C2 из деэтанизатора 309 подают в реактор 312 димеризации, в котором этилен превращают в бутены. Бутены, которые образуются в реакторе 312 димеризации, затем подают в реактор 313 метатезиса, в котором превращают бутены в пропилен. Исходящий поток реактора метатезиса можно затем подавать в деэтанизатор 309.
[100] В некоторых вариантах реализации система вакуумной короткоцикловой адсорбции обеспечивает получение исходящего потока, который содержит менее примерно 10% метана, менее примерно 8% метана, менее примерно 5% метана, менее примерно 3% метана, менее примерно 1% метана, менее примерно 0,5% метана, менее примерно 0,1% (% об., % мас. или % мол.) метана или менее.
[101] Исходящий поток колонны отгонки C3 может содержать по меньшей мере примерно 50%, по меньшей мере примерно 60%, по меньшей мере примерно 70%, по меньшей мере примерно 80%, по меньшей мере примерно 90%, по меньшей мере примерно 95% или по меньшей мере примерно 99% (% об., % мас. или % мол.) пропилена, который образуется в реакторе метатезиса.
[102] В некоторых вариантах реализации реактор окислительного сочетания метана содержит катализатор. Катализаторы ОСМ могут действовать как инициаторы радикализации. Примеры катализаторов ОСМ представлены в публикации патента США с серийным № 2012/0041246, в патенте США № 8921256, в публикации патента США № US 2015/0314267 или в публикации патента США № 2016/0074844, полное содержание которых включено в настоящий документ посредством ссылки.
Получение олефинов окислительным сочетанием метана и крекингом
[103] В одном аспекте настоящего изобретения предложены способы интеграции процесса окислительного сочетании метана (ОСМ) с процессом термического крекинга, которые можно использовать для получения олефинов, включая этилен и этан. Превращение потока высокомолекулярных углеводородов в поток с более низкой молекулярной массой можно осуществлять посредством выдерживания указанного потока при повышенной температуре в течение заданного времени. Такое превращение может происходить без твердого катализатора. Часть потока со сниженной средней молекулярной массой представляет собой C1-C3 углеводороды. Указанные C1-C3 углеводороды отделяют от более высокомолекулярных компонентов и используют в качестве сырья для процесса окислительного сочетания метана (ОСМ).
[104] На фиг. 4 представлена система для получения этилена, которая включает процесс окислительного сочетания метана (ОСМ) с процессом 400 термического крекинга. В процессе 400 показан источник метана 401 и источник окислительного агента 402, которые подают в реактор 403 окислительного сочетания метана (ОСМ), в котором указанные виды сырья частично превращаются в этилен. Исходящий поток реактора ОСМ можно подавать в систему 404 рекуперации тепла, в которой охлаждают исходящий поток, а затем его можно подавать в компрессор 405 технологического газа, в котором можно повышать давление газа. Сжатый технологический газ можно затем подавать в систему 406 удаления CO2. Из системы 406 удаления CO2 выходят два исходящих потока, включая один поток с повышенным содержанием CO2 и один поток с повышенным содержанием углеводородов. Поток с повышенным содержанием углеводородов можно подавать в установку 407 короткоцикловой адсорбции, в которой можно получать поток, содержащий метан, и поток, содержащий углеводороды C2+. Поток, содержащий метан, можно подавать в реактор 408 метанирования. Поток с повышенным содержанием CO2 из установки 406 удаления CO2 также можно подавать в реактор 408 метанирования. Поток с повышенным содержанием углеводородов, который может представлять собой исходящий поток установки 407 короткоцикловой адсорбции, можно подавать в подсистему крекинга, которая содержит разделительные установки, в которых можно дополнительно очищать этилен из исходящего газа.
[105] На фиг. 5 представлена система для получения этилена, которая включает процесс окислительного сочетания метана (ОСМ) с процессом 500 термического крекинга. В процессе 500 показан источник метана 501 и источник окислительного агента 502, которые подают в реактор 503 окислительного сочетания метана (ОСМ), в котором указанные виды сырья частично превращаются в этилен. Исходящий поток реактора ОСМ можно подавать в систему 504 рекуперации тепла, причем температура исходящего газа ОСМ может быть снижена. Охлажденный технологический газ можно затем подавать в систему 505 удаления CO2. Из системы 505 удаления CO2 выходят два исходящих потока, включая один поток с повышенным содержанием CO2 и один поток с повышенным содержанием углеводородов. Поток с повышенным содержанием углеводородов можно подавать в установку 506 короткоцикловой адсорбции, в которой можно получать поток, содержащий метан, и поток, содержащий углеводороды C2+. Поток, содержащий метан, можно подавать в реактор 507 метанирования. Поток с повышенным содержанием CO2 из установки 507 удаления CO2 также можно подавать в реактор 507 метанирования. Поток с повышенным содержанием углеводородов, который может представлять собой исходящий поток установки 506 короткоцикловой адсорбции, можно подавать в подсистему крекинга, которая содержит разделительные установки, в которых можно дополнительно очищать этилен из исходящего газа.
[106] На фиг. 6 представлена система для получения этилена, которая включает процесс окислительного сочетания метана (ОСМ) с процессом 600 термического крекинга. В процессе 600 показан источник метана 601 и источник окислительного агента 602, которые подают в реактор 603 окислительного сочетания метана (ОСМ), в котором указанные виды сырья частично превращаются в этилен. Исходящий поток реактора ОСМ можно подавать в систему 604 рекуперации тепла, причем температура исходящего газа ОСМ может быть снижена. Охлажденный технологический газ можно затем подавать в систему 605 удаления CO2. Из системы 605 удаления CO2 выходят два исходящих потока, включая один поток с повышенным содержанием CO2 и один поток с повышенным содержанием углеводородов. Поток с повышенным содержанием углеводородов можно подавать в установку 606 крекинга, которая содержит дополнительные системы очистки этилена. Поток, содержащий метан, можно подавать в реактор 607 метанирования. Поток с повышенным содержанием CO2 из системы 605 удаления CO2 также можно подавать в реактор 607 метанирования.
[107] В некоторых вариантах реализации рабочая температура установки термического крекинга может составлять по меньшей мере примерно 300°С, по меньшей мере примерно 400°С, по меньшей мере примерно 500°С, по меньшей мере примерно 600°С, по меньшей мере примерно 700°С, по меньшей мере примерно 800°С, по меньшей мере примерно 900°С, по меньшей мере примерно 1000°С или более.
Получение олефинов с использованием ОСМ и каталитического крекинга в псевдоожиженном слое в жестких условиях
[108] В одном аспекте настоящего изобретения предложены способы интеграции процесса окислительного сочетании метана (ОСМ) с системой каталитического крекинга в псевдоожиженном слое в жестких условиях, которые можно использовать для получения олефинов, включая этилен и этан. Превращение потока высокомолекулярных углеводородов в поток с более низкой молекулярной массой можно осуществлять посредством выдерживания указанного потока при повышенной температуре в течение заданного времени. Такое превращение может происходить в присутствии твердого катализатора, движущегося вниз по реактору. Благодаря использованию высоких температур и короткого времени пребывания может быть достигнута высокая селективность по C1-C3 и высокая селективность по олефинам. Часть потока со сниженной средней молекулярной массой представляет собой C1-C3 углеводороды. Указанные C1-C3 углеводороды отделяют от более высокомолекулярных компонентов и используют в качестве сырья для процесса окислительного сочетания метана (ОСМ).
[109] В каталитическом крекинге в псевдоожиженном слое (FCC) в жестких условиях можно использовать традиционную технологию FCC в жестких условиях (более высокое отношение катализатора к нефти, более высокая скорость подачи пара, более высокие температуры и т.д.) для максимизации количества пропена и других легких продуктов. В установку FCC в жестких условиях можно подавать газойль (парафины) и остаточные продукты, и можно получать примерно 20-25% мас. пропена относительно сырья вместе с более существенными объемами автомобильного бензина и побочных продуктов перегонки.
[110] На фиг. 7 представлена система для получения этилена, которая включает процесс окислительного сочетания метана (ОСМ) с системой 700 каталитического крекинга в псевдоожиженном слое в жестких условиях. В процессе 700 показан источник метана 701 и источник окислительного агента 702, которые подают в реактор 703 окислительного сочетания метана (ОСМ), в котором указанные виды сырья частично превращаются в этилен. Исходящий поток реактора ОСМ можно подавать в систему 704 рекуперации тепла, в которой охлаждают исходящий поток, а затем его можно подавать в компрессор 705 технологического газа, в котором можно повышать давление газа. Сжатый технологический газ можно затем подавать в систему 706 удаления CO2. Из системы 706 удаления CO2 выходят два исходящих потока, включая один поток с повышенным содержанием CO2 и один поток с повышенным содержанием углеводородов. Поток с повышенным содержанием углеводородов можно подавать в установку 707 деметанизатора, в которой можно получать поток, содержащий метан, и поток, содержащий углеводороды C2+. Поток, содержащий метан, можно подавать в реактор 708 метанирования. Поток с повышенным содержанием CO2 из установки 706 удаления CO2 также можно подавать в реактор 708 метанирования. Поток с повышенным содержанием углеводородов, который может представлять собой исходящий поток установки 707 деметанизатора, можно подавать в подсистему 709 каталитического крекинга в псевдоожиженном слое в жестких условиях (HS-FCC), которая содержит разделительные установки, в которых можно дополнительно очищать этилен из исходящего газа. Подсистема каталитического крекинга в псевдоожиженном слое в жестких условиях (HS-FCC) имеет исходящие потоки, которые подают в реактор 703 ОСМ. Указанные исходящие потоки включают поток, содержащий пропан, поток, содержащий этан, и поток, содержащий метан. Поток, содержащий метан, можно подавать в установку 710 десульфуризации, в которой из потока метана удаляют серу. Метан после десульфуризации можно затем подавать в деметанизатор 707.
[111] На фиг. 8 показана система для получения этилена, которая включает процесс окислительного сочетания метана (ОСМ) и систему 800 каталитического крекинга в псевдоожиженном слое в жестких условиях. В процессе 800 показан источник метана 801 и источник окислительного агента 802, которые подают в реактор 803 окислительного сочетания метана (ОСМ), в котором указанные виды сырья частично превращаются в этилен. Исходящий поток реактора ОСМ можно подавать в систему 804 рекуперации тепла, в которой охлаждают исходящий поток, а затем его можно подавать в компрессор 805 технологического газа, в котором можно повышать давление газа. Сжатый технологический газ можно затем подавать в систему 806 удаления CO2. Из системы 806 удаления CO2 выходят два исходящих потока, включая один поток с повышенным содержанием CO2 и один поток с повышенным содержанием углеводородов. Поток с повышенным содержанием углеводородов можно подавать в установку 807 короткоцикловой адсорбции (PSA), в которой можно получать поток, содержащий метан, и поток, содержащий углеводороды C2+. Поток, содержащий метан, можно подавать в реактор 808 метанирования. Поток с повышенным содержанием CO2 из установки 806 удаления CO2 также можно подавать в реактор 808 метанирования. Поток с повышенным содержанием углеводородов, который может представлять собой исходящий поток установки 807 PSA, можно подавать в подсистему 809 каталитического крекинга в псевдоожиженном слое в жестких условиях (HS-FCC), которая содержит разделительные установки, в которых можно дополнительно очищать этилен из исходящего газа. Подсистема каталитического крекинга в псевдоожиженном слое в жестких условиях (HS-FCC) имеет исходящие потоки, которые подают в реактор 803 ОСМ. Указанные исходящие потоки включают поток, содержащий пропан, поток, содержащий этан, и поток, содержащий метан. Поток, содержащий метан, можно подавать в установку 810 десульфуризации, в которой из потока метана удаляют серу. Метан после десульфуризации можно затем подавать в деметанизатор 807.
[112] Исходящий поток метана из установки HS-FCC может содержать сероводород (H2S) или дисульфид водорода (H2S2). H2S и/или H2S2 могут присутствовать в концентрации по меньшей мере примерно 0,1% мас., по меньшей мере примерно 0,5% мас., по меньшей мере примерно 1% мас., по меньшей мере примерно 2% мас., по меньшей мере примерно 3% мас., по меньшей мере примерно 4% мас., по меньшей мере примерно 5% мас., по меньшей мере примерно 7% мас., по меньшей мере примерно 10% мас., по меньшей мере примерно 12% мас. или более.
[113] В некоторых вариантах реализации установку каталитического крекинга в псевдоожиженном слое в жестких условиях (HS-FCC) эксплуатируют при температуре по меньшей мере примерно 400°С, по меньшей мере примерно 450°С, по меньшей мере примерно 500°С, по меньшей мере примерно 550°С, по меньшей мере примерно 600°С, по меньшей мере примерно 650°С, по меньшей мере примерно 700°С, по меньшей мере примерно 750°С, по меньшей мере примерно 800°С, по меньшей мере примерно 850°С, по меньшей мере примерно 900°С или более.
[114] Установку каталитического крекинга в жестких условиях (HS-FCC) может содержать катализатор HS-FCC. Катализатор HS-FCC может содержать цеолит. Цеолитный катализатор HS-FCC может содержать катализатор на основе цеолита ZSM-5. Цеолитный катализатор HS-FCC может содержать цеолит в ультрастабильной форме (USY).
[115] В некоторых случаях HS-FCC содержит катализатор, который способствует уменьшению молекулярной массы углеводородного сырья. Такая реакция крекинга может протекать в газовой фазе, в некоторых случаях гомогенно.
[116] Установку каталитического крекинга в псевдоожиженном слое в жестких условиях (HS-FCC) можно эксплуатировать при времени пребывания менее примерно 10 секунд (с), менее примерно 5 секунд (с), менее примерно 4 секунд (с), менее примерно 3 секунд (с), менее примерно 2 секунд (с), менее примерно 1 секунды (с), менее примерно 0,5 секунды (с), менее примерно 0,2 секунды (с), менее примерно 0,1 секунды (с) или менее. В некоторых случаях время пребывания представляет собой период времени, которое походит между подачей сырьевого потока в реактор и до выхода потока крекированного углеводорода из реактора.
[117] В некоторых случаях установка HS-FCC содержит сливную трубу, по которой сливают реагент и катализатор, после чего может следовать регенерация катализатора. В некоторых случаях катализатор не является псевдоожиженным.
Интеграция окислительного сочетания метана с дегидрированием пропана
[118] В некоторых случаях процесс ОСМ интегрирован с процессом дегидрирования пропана (PDH). Процесс PDH может обеспечивать превращение пропана в пропен и побочный продукт водород. Выход пропена из пропана может составлять примерно 85% мас. Побочные продукты реакции (главным образом, водород) можно использовать в качестве топлива для реакции PDH. В результате пропен может быть единственным продуктом, если отсутствует локальный спрос на водород. Такой способ можно использовать в различных регионах, таких как Ближний Восток, где может быть много пропана, получаемого при переработке нефти/газа. В данном регионе можно ожидать, что производство пропана может обеспечивать не только внутренние потребности, но и спрос из других регионов (таких как Китай), где могут быть введены в эксплуатацию многочисленные проекты PDH. Процесс PDH можно осуществлять различными промышленными технологиями. Различия между указанными технологиями могут включать используемый катализатор, конструкцию реактора и стратегии для достижения более высокой степени конверсии.
[119] В некоторых случаях интеграция процесса PDH с процессом ОСМ, как описано в настоящем документе, может увеличивать мощность процесса PDH на 40-100 тыс. тонн в год. В некоторых случаях весь углерод, содержащийся в отходящем газе PDH, можно превращать в олефины посредством ОСМ и метанирования, что обеспечивает почти 100% использование пропана. В некоторых случаях интеграция процесса ОСМ с процессом PDH может обеспечивать стабильную мощность промышленной установки в течение всего срока эксплуатации катализатора PDH, поскольку увеличение количества отходящего газа PDH может обеспечивать увеличение мощности ОСМ. Установка ОСМ может быть выполнена с возможностью получения этилена и 1-бутена в качестве побочных продуктов для применения в качестве сомономеров в установке получения полипропилена, что может обеспечивать возможность получения всех марок полипропилена. В некоторых случаях экзотермичность ОСМ можно использовать для получения пара и снижения общих объемов сжигания в нагревателях PDH, что обеспечивает более высокое общее использование углерода в указанном процессе.
[120] На фиг. 9A представлен пример установки PDH с получением полипропилена (ПП). Пропан 900 можно подавать в установку 902 PDH, в которой можно получать C3+ фракцию 904 и отходящий газ 906. Отходящий газ может содержать молекулы C1, такие как метан, диоксид углерода и монооксид углерода, а также молекулы C2, такие как этан и этилен, а также водород (H2). Отходящий газ можно дополнять природным газом 908 и сжигать с получением тепла и пара 910 для установки PDH. Продукт C3+ можно фракционировать 912 с получением пропилена 914. Пропилен можно полимеризовать в установке 916 получения полипропилена с получением полипропилена 918. Одним из ограничений установки PDH может быть снижение производительности в течение срока эксплуатации катализатора, что приводит к уменьшению мощности установки до момента, когда можно заменить катализатор. Можно использовать примерно 90% пропана при наличии природного газа в качестве топлива, но его количество может быть существенно ниже, если единственным топливом является отходящий газ PDH. Кроме того, без внешней подачи этилена единственный полимер, который может быть получен, представляет собой гомополипропилен, который является самой низким сортом полипропилена. Указанные ограничения могут быть смягчены посредством интеграции PDH с процессом ОСМ.
[121] Например, на фиг. 9B представлен пример OCM, интегрированного с PDH. Пунктирные линии демонстрируют необязательные потоки. Часть природного газа 920 и/или часть пропана 922 может быть отведена в процесс 924 ОСМ. В ОСМ также можно подавать отходящий газ 906 PDH. Процесс ОСМ может быть экзотермическим и может обеспечивать получение потока 926. В процессе ОСМ можно получать продукты C3+, которые можно добавлять к пропиленовому продукту 928 или дополнительно очищать 930 с получением пропилена, в случае необходимости. В процессе ОСМ также можно получать этилен и/или 1-бутен, которые также можно использовать в качестве сомономера 932 при получении более высоких марок полипропилена.
[122] На фиг. 9C представлена иллюстративная система для получения пропилена дегидрированием пропана, который получен в процессе 940 окислительного сочетания метана. Источник, содержащий метан 941, и источник, содержащий кислород 942, можно подавать в подсистему 943 окислительного сочетания метана. Источник, содержащий метан, может быть источником из отходящего газа установки каталитического крекинга в псевдоожиженном слое. Источник, содержащий кислород, может поступать из блока разделения воздуха. В некоторых вариантах реализации источник, содержащий кислород, является тем же, что и источник метана. Кроме того, источник метана может содержать другие углеводороды, например, этан и пропан. Подсистема окислительного сочетания метана может обеспечивать превращение метана и кислорода в этилен. Подсистема окислительного сочетания метана также может обеспечивать получение пропилена. Подсистема окислительного сочетания метана может содержать один реактор или несколько реакторов. Подсистема окислительного сочетания метана может содержать одну или более установок термического пост-крекинга (post-bed cracking). Исходящий поток подсистемы 947 ОСМ можно подавать в разделительную подсистему 944, в которой можно получать по меньшей мере один поток, содержащий этилен 949, и по меньшей мере один поток, содержащий пропилен и пропан 948. Разделительная подсистема может содержать одну или более дистилляционных колонн, одну или более адсорбционных подсистем или их комбинации. В некоторых вариантах реализации используют адсорбционную подсистему, содержащую материал на основе металлорганического каркаса. В некоторых вариантах реализации используют адсорбционную подсистему, содержащую цеолитный материал. Разделительная подсистема 944 также может содержать одну или более установок для выделения газообразного CO2. Поток, содержащий пропилен и пропан 948, можно затем подавать в разделительную подсистему 945, в которой можно отделять пропилен от пропана с получением потока, содержащего пропилен 950, и потока, содержащего пропан 951. Разделительная подсистема 945 может содержать одну или более дистилляционных колонн, одну или более адсорбционных установок, одну или более мембранных установок или их комбинации. Поток, содержащий пропан 951, подают в установку 946 дегидрирования пропана (PDH), в которой пропан превращают в пропилен и H2.
[123] На фиг. 10 представлена иллюстративная система для получения пропилена посредством интеграции подсистемы окислительного сочетания метана, подсистемы димеризации и метатезиса и подсистемы 1000 дегидрирования пропана. Источник, содержащий метан 1001, и источник, содержащий кислород 1002, подают в подсистему 1003 окислительного сочетания метана (ОСМ). Источник, содержащий метан, может поступать из контура рециркуляции в иллюстративной системе 1000. Источник, содержащий кислород, может поступать из подсистемы разделения воздуха. Система разделения воздуха может содержать одну или более дистилляционных колонн, одну или более адсорбционных подсистем, одну или более мембранных подсистем или их комбинации. Источник, содержащий метан, может поступать из системы каталитического крекинга в псевдоожиженном слое (FCC). Источник, содержащий метан, может поступать из потока отходящего газа нефтеперерабатывающего завода. Источник, содержащий метан, может быть источником из природного газа. Источник, содержащий метан, может также содержать более тяжелые углеводороды, например, этан, этилен, пропан, пропилен, и также может содержать дополнительные компоненты, например, воду, N2, CO2 или CO. Источник, содержащий метан, может быть тем же, что и источник, содержащий кислород. Источник, содержащий кислород, и источник, содержащий метан, можно смешивать в смесительном устройстве отдельно от подсистемы ОСМ или внутри нее. Подсистема ОСМ может содержать катализатор ОСМ. Подсистема ОСМ может содержать установку термического пост-крекинга (PBC).
[124] Исходящий поток подсистемы ОСМ подают в подсистему 1004 компрессора технологического газа (PGC). Подсистема PGC может обеспечивать повышение давления исходящего газа ОСМ с получением сжатого исходящего газа ОСМ. Подсистема PGC может обеспечивать сжатие газа до давления более 1 бар, более 2 бар, более 3 бар, более 4 бар, более 5 бар, более 6 бар, более 7 бар, более 10 бар или более 15 бар. Сжатый исходящий газ ОСМ можно подавать в подсистему 1005 выделения CO2. Подсистема выделения CO2 может содержать одну или более абсорбционных установок, одну или более десорбционных установок, одну или более адсорбционных установок, одну или более мембранных установок или их комбинации. Подсистема выделения CO2 может обеспечивать получение потока, содержащего CO2 1017, потока, содержащего CO2 для рециркуляции 1018, и потока, содержащего метан 1019. Поток, содержащий метан, может содержать менее 1% CO2, менее 0,5% CO2, менее 0,1% CO2 или менее 0,05% CO2. Поток, содержащий метан, подают в подсистему 1006 деметанизатора. Подсистема деметанизатора может содержать одну или более дистилляционных колонн, одну или более адсорбционных установок, одну или более мембранных установок или их комбинации. Подсистема деметанизатора обеспечивает получение потока, содержащего метан 1020, и потока, содержащего углеводороды C2+. Поток, содержащий метан, может содержать дополнительные газы, например, CO, CO2, H2, N2, Ar или C2H2. Поток, содержащий метан, можно необязательно подавать в установку гидрирования, обеспечивающую превращение C2H2 в C2H4. Поток, содержащий метан 1020, и поток, содержащий CO2 для рециркуляции 1018, подают в подсистему 1007 метанирования. Подсистема метанирования может содержать катализатор метанирования. Подсистема метанирования может обеспечивать превращение H2 и CO2 в CH4. Исходящий поток подсистемы 1021 метанирования может быть тем же, что и источник метана 1001. Исходящий поток подсистемы метанирования подают в подсистему 1003 ОСМ. Подсистема ОСМ, подсистема PGC, подсистема удаления CO2, подсистема деметанизатора, подсистема метанирования и необязательная подсистема гидрирования содержат контур 1016 рециркуляции ОСМ.
[125] Исходящий поток подсистемы деметанизатора, который содержит углеводороды C2+, подают в подсистему 1008 деэтанизатора, в которой получают поток, содержащий этилен и этан 1021, и поток, содержащий C3+ углеводороды 1027. Поток, содержащий этилен и этан 1021, подают в колонну 1009 отгонки C2, в которой получают поток, содержащий этан 1022, и поток, содержащий этилен 1023. Поток, содержащий этан 1022, можно смешивать с источником, содержащим метан 1001. В некоторых вариантах реализации поток, содержащий этан, подают в подсистему 1003 ОСМ, подсистему 1004 the PGC или в обе подсистемы. В некоторых вариантах реализации поток, содержащий этан, используют в качестве топливного газа в другой установке. Поток, содержащий этилен 1023 разделяют, причем часть указанного потока подают в подсистему 1010 димеризации, а другую часть указанного потока отводят в обходной контур 1024 и подают в подсистему 1011 метатезиса. Подсистема 1010 димеризации может обеспечивать превращение этилена в поток, содержащий бутены 1025, причем часть бутенов представляет собой 1-бутен. Селективность по 1-бутену может составлять по меньшей мере 1%, по меньшей мере 5%, по меньшей мере 10%, по меньшей мере 20%, по меньшей мере 30%, по меньшей мере 40%, по меньшей мере 50%, по меньшей мере 60%, по меньшей мере 70%, по меньшей мере 80%, по меньшей мере 90%, по меньшей мере 95%, по меньшей мере 99% или по меньшей мере 100%. Селективность по 1-бутену представляет собой скорость потока 1-бутена, деленную на скорость потока всех углеводородов C4 в исходящем потоке подсистемы димеризации. Подсистема димеризации может содержать один или более реакторов димеризации. Один или более реакторов димеризации могут содержать катализатор димеризации. Катализатор димеризации может представлять собой гетерогенный катализатор или растворенный гомогенный катализатор. Из всего этилена в исходящем потоке колонны отгонки C2 в подсистему димеризации можно подавать по меньшей мере 5%, по меньшей мере 10%, по меньшей мере 15%, по меньшей мере 20%, по меньшей мере 25%, по меньшей мере 30%, по меньшей мере 35%, по меньшей мере 40%, по меньшей мере 45% или по меньшей мере 50%. Поток, содержащий бутены 1025, и этилен из обходного контура 1024 подают в подсистему 1011 метатезиса, в которой получают поток, содержащий пропилен 1026. Подсистема метатезиса может содержать один или более реакторов метатезиса. Реакторы метатезиса могут содержать катализатор метатезиса. Конверсия бутенов в полипропилен в подсистеме метатезиса может составлять по меньшей мере 10%, по меньшей мере 20%, по меньшей мере 3%, по меньшей мере 40%, по меньшей мере 50%, по меньшей мере 60%, по меньшей мере 70%, по меньшей мере 80%, по меньшей мере 90%, по меньшей мере 95% или по меньшей мере 99%.
[126] Поток, содержащий C3+ углеводороды 1027, подают в подсистему 1012 депропанизатора, в которой получают поток, содержащий пропилен и пропан 1028, и поток, содержащий C4+ углеводороды 1034. Подсистема депропанизатора может содержать одну или более дистилляционных колонн. Поток, содержащий пропилен и пропан 1028, подают в подсистему 1013 колонны отгонки C3, в которой получают поток, содержащий пропилен 1029, и поток, содержащий пропан 1030. Подсистема колонны отгонки C3 может содержать одну или более дистилляционных колонн, одну или более адсорбционных установок, одну или более мембранных установок или их комбинации. Поток, содержащий пропан 1030, подают в подсистему 1014 дегидрирования пропана (PDH). Подсистема PDH может обеспечивать дегидрирование пропана с получением потока, содержащего пропилен 1030, потока, содержащего пропан 1031, и потока, содержащего водород и метан 1035. Поток, содержащий пропилен, поступающий из подсистемы 1030 PDH, можно объединять с потоком, содержащим пропилен, поступающим из подсистемы 1026 метатезиса. В некоторых вариантах реализации подсистема колонны отгонки C3 находится в подсистеме PDH. Подсистема PDH может содержать один или более реакторов PDH. Один или более реакторов PDH могут содержать катализатор PDH. Поток, содержащий водород и метан 1035, можно необязательно объединять с отходящим газом системы каталитического крекинга в псевдоожиженном слое (FCC). Поток, содержащий водород и метан 1035, подают в разделительную подсистему 1015, в которой отделяют водород от метана. Разделительная подсистема 1015 может содержать одну или более установок короткоцикловой адсорбции, одну или более мембранных установок или их комбинации. Разделительная подсистема 1015 обеспечивает получение потока, содержащего водород 1032, и потока, содержащего метан 1033. Поток, содержащий водород 1032, можно использовать в качестве источника топливного газа, подавать в реактор 1007 метанирования или использовать оба варианта. Поток, содержащий метан 1033, подают в подсистему 1003 окислительного сочетания метана (ОСМ).
[127] Получение дополнительного количества водорода в подсистеме PDH увеличивает эффективность по углероду контура 1016 рециркуляции ОСМ. Эффективность по углероду контура рециркуляции ОСМ может составлять более 10%, более 20%, более 30%, более 40%, более примерно 50%, более примерно 60%, более примерно 70%, более примерно 75%, более примерно 80%, более примерно 85%, более примерно 90%, более примерно 95% или более примерно 99%.
Интеграция процессов ОСМ с метанольными процессами
[128] Во всем мире существует инфраструктура химического производства. Указанная инфраструктура расположена почти на каждом континенте, охватывает самые разные отрасли промышленности и использует широкий ряд различных вариантов сходных или существенно отличающихся технологий.
[129] В настоящем изобретении предложены системы и способы интеграции систем и способов ОСМ с различными химическими процессами, такими как получение метанола (MeOH), получение хлора (Cl2) и гидроксида натрия (NaOH) (например, хлор-щелочной процесс), получение мономера винилхлорида (ВХМ), получение аммиака (NH3), процессы, включающие применение синтез-газа (например, смесей водорода (H2) и монооксида углерода (CO) в любом соотношении) или получение олефиновых производных.
[130] Следует понимать, что капитальные затраты, связанные с каждым типом производства, описанного выше, могут составлять от десятков миллионов до сотен миллионов долларов. Кроме того, существуют входящие и исходящие потоки указанных производств, как с позиции энергии, так и с позиции материалов, которые несут дополнительные затраты, сопряженные с ними, как финансовые, так и иные, которые можно дополнительно оптимизировать с точки зрения стоимости и эффективности. Кроме того, поскольку различные производства обычно оптимизируют для конкретных условий (например, продуктов, условий переработки) рынка, на котором они существуют, то они, как правило, работают негибко, в некоторых случаях без приспособляемости или возможности оптимизации к данному конкретному рынку. Авторами настоящего изобретения обнаружен неожиданный синергетический эффект при интеграции ОСМ с вышеупомянутыми химическими процессами, что может обеспечивать улучшенные экономические показатели и/или эксплуатационную гибкость.
[131] В некоторых случаях процессы ОСМ, описанные в настоящем документе, интегрируют с процессом олигомеризации олефинов, таким как процесс превращения этилена в жидкие продукты («ETL»), описанный в патенте США № 9598328 и в публикации патента США № 2015/0232395, полное содержание каждого из которых включено в настоящий документ посредством ссылки во всех отношениях.
[132] В некоторых случаях можно изменять масштаб процесса ОСМ для удовлетворения потребностей завода по производству производных этилена. Такая синергия может освобождать производителя указанных производных от необходимости покупки этилена, что обеспечивает возможность производителю быть более уверенным в стоимости и поставках этилена. Примеры производных этилена включают полиэтилен, включая полиэтилен низкой плотности (ПЭНП), линейный полиэтилен низкой плотности (ЛПЭНП) и полиэтилен высокой плотности (ПЭВП). Дополнительные производные этилена включают этилбензол, стирол, уксусную кислоту, мономер винилацетата, этилендихлорид, мономер винилхлорида, этиленоксид и альфа-олефины.
[133] Процессы ОСМ можно интегрировать с процессами получения метанола для достижения неожиданного синергетического эффекта, потенциально включающего, но не ограничиваясь ими, (a) дополнительную мощность по метанолу с минимальной модификацией или без модификации метанольного завода и (b) дополнительную мощность по этилену с малыми инвестициями и экологическим следом.
[134] На фиг. 11 представлен пример технологической блок-схемы метанольного завода (например, традиционного процесса получения метанола, с учетом того, что допустимы альтернативные варианты реализации, и для ясности опущены некоторые детали). Показано, что в качестве сырья и топлива для данного процесса можно использовать природный газ 300. Сырье 302 (например, природный газ, обеспечивающий атомы углерода для метанольного продукта) может содержать серосодержащие соединения, которые удаляют в модуле 304 десульфуризации до его подачи в установку 306 парового риформинга метана (SMR, установка, полностью закрашенная серым цветом). В SMR также можно подавать природный газ в качестве топлива 308 (например, природный газ, обеспечивающий энергию для метанольного завода), который необязательно подвергать десульфуризации. Исходящий поток установки парового риформинга метана представляет собой синтез-газ, который может нести тепло, которое рекуперируют в модуле 310 рекуперации тепла, и который подвергают сжатию в модуле 312 сжатия. Сжатый синтез-газ можно подавать в модуль 314 синтеза, где происходит его превращение в метанол. Один из подходящих модулей синтеза метанола может содержать катализатор, который представляет собой смесь меди, цинка и оксида алюминия, и его эксплуатируют при давлении от примерно 50 до примерно 100 атмосфер и при температуре примерно 250°С. Производство синтез-газа обеспечивает получение 3 моль H2 на один моль CH4, а стехиометрия образования метанола из синтез-газа характеризуется расходом лишь 2 моль H2. Таким образом, избыточный H2 (и непрореагировавший CH4) можно выводить 316 из модуля синтеза и разделять в модуле 318 разделения газов (например, в установке короткоцикловой адсорбции). Разделительный модуль может обеспечивать получение дополнительного топлива 320 для SMR и попутного продукта 322 H2. Метанольный продукт 324 можно подвергать обогащению (например, в дистилляционном модуле 326). В некоторых случаях избыток H2 используют в качестве топлива (не показано).
[135] Объединенный процесс, в котором интегрирован ОСМ с получением метанола, представлен на фиг. 4, где подобные числовые обозначения означают подобные элементы. В ОСМ часть объединенного процесса можно подавать сырье 414, представляющее собой природный газ после десульфуризации, и указанная часть включает реакционный модуль 400 ОСМ, модуль 402 сжатия технологического газа, модуль 404 удаления CO2 (например, очистки технологического газа), сушильный модуль 406 и разделительный модуль (например, криогенный деметанизатор) 408. В некоторых случаях разделительный модуль обеспечивает получение C2+ соединений 410. C2+ соединения можно подвергать дополнительной очистке и/или подавать в крекинг-установку (например, в разделительную секцию крекинг-установки). Следует отметить, что процесс ОСМ не требует наличия модуля метанирования. Реакция ОСМ может обеспечивать получение перегретого пара высокого давления (HPSH) 412, который можно использовать в процессе и/или для получения энергии с помощью паровой турбины.
[136] Как показано на фиг. 12, ОСМ часть процесса может обеспечивать получение потока метана, не превращенного в C2+ соединения 416 в реакции ОСМ. Указанный поток 416, помимо метана, может содержать H2 и CO, и его можно использовать в качестве сырья для процесса получения метанола (например, в SMR) и/или в качестве топлива для процесса (пунктирная линия) 418. Поток CO2 420 из процесса ОСМ также можно использовать в модуле 314 синтеза метанола для получения одного моль метанола и одного моль воды из одного моль CO2 и 3 моль H2. Сопутствующий продукт, воду, можно удалять в дистилляционном модуле 326.
[137] Объединенный процесс ОСМ и получения метанола может иметь существенные экономические и экологические преимущества. В некоторых случаях CO2 из OCM 420 можно использовать для восполнения подпиточного газа для модуля синтеза и для превращения части или всего избыточного H2 в метанол (например, скорость потока 322 может быть нулевой или очень низкой по сравнению со скоростью потока без интеграции ОСМ). Кроме того, мощность установки риформина 306 может автоматически увеличиваться благодаря «предварительно подготовленному» составу потока 416 из верхней части деметанизатора ОСМ (например, он уже содержит некоторое количество H2 и CO). Это можно использовать для замены контура смешанного сырья. В некоторых случаях единственная статья расходов, связанных с получением дополнительного количества метанола в результате интеграции ОСМ, представляет собой потерю ценности сопутствующего продукта, H2 322 в тех ситуациях, если указанный поток в действительности продавали за деньги или если его можно продавать за деньги. Такие схемы интеграции могут обеспечивать повышенную эффективность существующей метанольной системы, например, благодаря использованию избытка H2 посредством его взаимодействия с CO2, полученным в установке ОСМ, с получением более ценного продукта, метанола. В зависимости от мощности процесса ОСМ, интегрированная система ОСМ и получения метанола, может стать процессом с низким уровнем выбросов и высокой эффективностью по углероду.
[138] При переоснащении существующего метанольного завода можно изменить масштаб процесса ОСМ до требуемого объема производства дополнительного количества метанола. С точки зрения OCM, строительство установки OCM для интеграции с метанольным заводом может потребовать значительно меньших капиталовложений, чем строительство отдельной установки OCM, например, благодаря уменьшению или устранению необходимости в оборудовании для фракционирования и метанирования. Для процесса ОСМ также можно использовать инженерные сети существующих метанольных заводов, например, пар. В некоторых случаях в комбинированном процессе не образуется или образуется минимальное количество соединений NOx и SOx.
[139] Объединенный процесс ОСМ и получения метанола может иметь эффективность по углероду примерно 100% (например, как показано на фиг. 13, все атомы углерода, поступающие в процесс 300, в конечном итоге превращаются в метанол 324 или C2+ соединения 410). В некоторых случаях объединенный процесс имеет эффективность по углероду менее 100%, например, эффективность по углероду составляет более или ровно примерно 99%, более или ровно примерно 98%, более или ровно примерно 97%, более или ровно примерно 96%, более или ровно примерно 95%, более или ровно примерно 93%, более или ровно примерно 90%, более или ровно примерно 85%, более или ровно примерно 80% или более или ровно примерно 75%.
[140] В некоторых случаях, как показано на фиг. 5, метанольные заводы 500 расположены вблизи крекинг-установок 502 и/или других установок 504, в которых используют природный газ (например, в пределах 1, 5, 10, 20, 50, 100, 200 миль или более). В некоторых случаях указанные установки имеют общую инфраструктуру трубопроводов и/или могут иметь доступ в инфраструктуру трубопроводов для транспортирования природного газа, этилена, водорода и других химических продуктов. Указанные процессы могут обеспечивать превращение природного газа 506 в комбинацию метанола 508, водорода 510, этилена 512 и других продуктов 514. OCM можно интегрировать с любой комбинацией указанных процессов (например, 500, 502 и 504) многими способами, как показано на фиг. 6, фиг. 7 и фиг. 8.
[141] На фиг. 14 показан «случай минимальной реконструкции», где в процесс 600 ОСМ подают природный газ 506 с получением CO2 602 для метанолного процесса 500 и неочищенного этилена 604 для крекинг-установки 502. Этилен можно подвергать очистке с получением готового продукта (например, этилена полимерной марки) 512 с помощью блока фракционирования крекинг-установки. В данном случае можно изменять масштаб процесса ОСМ для того, чтобы в него можно было вводить такое количество природного газа, которое по существу эквивалентно объему подачи природного газа на метанольный завод (например, примерно 60-70 млн станд. куб. футов/сут). Такая мощность ОСМ может обеспечивать примерно 25-30 тыс. тонн дополнительного этилена и примерно 15%-20% дополнительно получаемого метанола. В некоторых случаях, для случая минимальной реконструкции, единственные капитальные затраты представляют собой затраты на ОСМ установку 600, а в некоторых случаях - затраты на замену контура смешанного сырья в SMR.
[142] На фиг. 15 показан «случай минимальной реконструкции», когда в процесс 700 подают природный газ 506 с получением CO2 702 для метанольного процесса 500 и неочищенного этилена 704 для крекинг-установки 502. В таком случае можно изменять масштаб процесса ОСМ для того, чтобы в него можно было вводить такое количество природного газа, которое по существу эквивалентно объему подачи 706 природного газа на метанольный завод и объему подачи 708 топлива для крекинг-установки (например, примерно 140-150 млн станд. куб. футов/сут). Такая мощность ОСМ может обеспечивать примерно 60-80 тыс. тонн дополнительного этилена и примерно 30%-40% дополнительно получаемого метанола. В некоторых случаях, для случая среднего объема реконструкции, необходимы капитальные инвестиции для установки 700 ОСМ и оптимизации производства метанола (например, установки риформинга, компрессора синтез-газа, модуля синтеза и отбензинивающей колонны).
[143] На фиг. 16 представлен «случай максимально эффективной реконструкции», где размер процесса ОСМ не ограничен. Например, можно весь природный газ, поступающий в нефтехимический комплекс, можно подвергать отбензиниванию. В процесс 800 ОСМ подают природный газ 506 с получением CO2 802 для нового модуля 804 синтеза метанола. В некоторых случаях в новый модуль 804 синтеза метанола подают H2 806 из различных источников, включая существующий метанольный процесс 500 и/или крекинг-установку 502. Новый модуль 804 синтеза метанола может обеспечивать получение неочищенного метанола 808 для существующего метанольного процесса для его очистки с получением метанольного продукта 508. Как и в других сценариях реконструкции, неочищенный этилен 810 можно очищать в крекинг-установке 502. В некоторых случаях ОСМ обеспечивает дополнительное получение примерно 150-200 тыс. тонн в год этилена, и такая интеграция обеспечивает примерно 60%-70% дополнительно полученного метанола. В некоторых случаях, для случая максимально эффективной реконструкции, необходимы капитальные инвестиции для установки ОСМ, нового модуля синтеза метанола (в который подают избыточный H2 со всего комплекса и CO2 из ОСМ) и в некоторых случаях для оптимизации дистилляции метанола. Различные случаи реконструкции не являются взаимоисключающими, и они могут быть спроектированы как последовательные фазы проекта. Кроме того, более мощные заводы можно объединять с более крупными заводами по производству метанола.
[144] На фиг. 17 представлено схематическое изображение интеграции ОСМ с процессом получения метанола и контуром синтез-газа 1700. Поток, содержащий метан 1701, подают в подсистему 1702 десульфуризации, в которой из потока, содержащего метан, удаляют серу. Поток, содержащий метан, может представлять собой природный газ. Подсистема десульфуризации может содержать один или более реакторов гидродесульфуризации. Подсистема десульфуризации может содержать одну или более адсорбционных установок. Исходящий поток подсистемы десульфуризации и поток, содержащий кислород 1703, подают в подсистему 1704 окислительного сочетания метана (ОСМ). Подсистема окислительного сочетания метана может содержать катализатор окислительного сочетания метана (ОСМ). Подсистема окислительного сочетания метана может содержать одну или более установок термического пост-крекинга (post-bed cracking, PBC). Подсистема окислительного сочетания метана (ОСМ) может обеспечивать получение исходящего потока ОСМ, содержащего этилен, CO2 и/или CO и непревращенный метан. Исходящий поток ОСМ подают в подсистему 1705 компрессора технологического газа (PGC), которая обеспечивает повышение давления газа с получением сжатого исходящего потока системы окислительного сочетания метана (ОСМ). Сжатый исходящий поток ОСМ подают в разделительную подсистему 1706, в которой удаляют CO2 из сжатого исходящего потока OCM с получением потока, содержащего CO2, и потока, содержащего этилен и метан. Разделительная подсистема может содержать одну или более абсорбционных установок, одну или более адсорбционных установок, одну или более дистилляционных колонн или их комбинации. Поток, содержащий этилен и метан, подают в подсистему 1707 очистки, в которой получают поток, содержащий метан, и поток, содержащий этилен. Подсистема очистки может содержать одну или более дистилляционных колонн, адсорбционных установок, одну или более мембранных установок или их комбинации. Поток, содержащий этилен, также может содержать этан и углеводороды, содержащие три или более атомов углерода (C3+ углеводороды). Поток, содержащий этилен, подают в разделительную подсистему 1708, в которой получают поток, содержащий этилен 1713.
[145] Поток, содержащий метан, который представляет собой исходящий поток подсистемы 1707 очистки, подают в подсистему 1715 гидрирования. Подсистема гидрирования может содержать один или более реакторов гидрирования. Один или более реакторов гидрирования могут содержать катализатор гидрирования. Подсистема гидрирования может обеспечивать гидрирование ацетилена. Исходящий поток подсистемы гидрирования содержит CO и/или CO2. Исходящий поток подсистемы гидрирования подают в подсистему 1709 установки парового риформинга метана (SMR), не пропуская его через установку предриформинга. В ином случае установка предриформинга может обеспечивать получение CO и H2 из углеводородов до их подачи в подсистему установки парового риформинга метана (SMR). Подсистема установки парового риформинга метана может обеспечивать превращение воды и метана в поток синтез-газа, который содержит CO и H2. Поток синтез-газа подают в подсистему 1710 рекуперации тепла, в которой отводят тепло из потока синтез-газа. Исходящий поток подсистемы рекуперации тепла подают в подсистему 1711 компрессора синтез-газа, в котором повышают давление потока синтез-газа с получением сжатого потока синтез-газа. Поток сжатого синтез-газа подают в подсистему 1712 синтеза метанола, обеспечивающую по меньшей мере частичное превращение CO и H2 в метанол. CO2, полученный в разделительной подсистеме 1706, также подают в подсистему синтеза метанола. Подсистема синтеза метанола также может содержать один или более реакторов конверсии водяного пара. Один или более реакторов конверсии водяного пара могут обеспечивать превращение CO2 и H2 в CO и воду. Подсистема синтеза метанола может обеспечивать получение отходящего газа. Отходящий газ может состоять из метана, CO, CO2, H2 или их комбинаций. Отходящий газ подают в подсистему установки парового риформинга метана. Отходящий газ можно использовать в качестве топлива для нагревания подсистемы установки парового риформинга метана, или можно использовать в качестве сырья для подсистемы установки парового риформинга метана, или можно использовать оба варианта. Подсистема синтеза метанола также может обеспечивать получение неметанольных примесей. По меньшей мере часть исходящего потока подсистемы синтеза метанола подают в подсистему 1712 выделения продукта с получением метанольного потока 1714. Подсистема выделения продукта может содержать одну или более дистилляционных колонн.
[146] Источник кислорода 1703 также можно использовать в подсистеме установки автотермического риформинга (ATR), в которой превращают метан и кислород в CO и H2. В подсистеме ATR можно использовать исходящий поток подсистемы установки парового риформинга метана (SMR) в качестве источника метана, или можно использовать отдельный источник метана, или можно использовать оба варианта.
Интеграция процессов ОСМ с процессами превращения метанола в олефины (MTO)
[147] Способы превращения метанола в олефины/метанола в пропен могут обеспечивать возможность превращения синтез-газа (сингаза) в метанол, а затем превращения метанола в этилен и/или пропен. В указанном способе в качестве побочного продукта может образовываться вода. Синтез-газ можно получать риформингом природного газа или паровым риформингом нефтяных продуктов, таких как нафта, или газификацией угля.
[148] В процессе MTO можно использовать кислотные цеолитные катализаторы. Превращение метанола в олефины на кислотных цеолитах можно осуществлять посредством сложной сети химических реакций. Распределение продуктов и, следовательно, «селективность» могут зависеть, среди прочих факторов, от температуры. Селективность может быть мерой количества одного полученного продукта относительно других продуктов, если существует возможность образования множества продуктов. Селективность может зависеть от температуры по закону Аррениуса для различных констант скорости реакции.
[149] В некоторых случаях при более низких температурах метанол взаимодействует в образованием диметилового эфира (DME). При более высоких температурах могут образовываться требуемые продукты (олефины), и селективность по DME может уменьшаться.
[150] В некоторых случаях метанол можно превращать в олефины, используя процесс превращения метанола в олефины (MTO). Процесс ОСМ можно интегрировать с процессом MTO для достижения определенного синергетического эффекта. Эффективность объединенного процесса по углероду может быть выше, чем для каждого из указанных процессов в отдельности. Например, в объединенном процессе в конечные продукты можно превращать по меньшей мере примерно 80%, по меньшей мере примерно 85%, по меньшей мере примерно 90%, по меньшей мере примерно 95%, по меньшей мере примерно 98%, по меньшей мере примерно 99%, по меньшей мере примерно 99,5% или по меньшей мере примерно 99,9% сырьевого углерода. В некоторых случаях можно использовать одну установку разделения воздуха (ASU) для процессов получения метанола/MTO и для ОСМ. В некоторых случаях можно использовать одну технологическую линию разделения и/или очистки олефинов (ASU) для процессов получения метанола/MTO и для ОСМ. В некоторых случаях можно использовать одну технологическую линию инженерных сетей для процессов получения метанола/MTO и для ОСМ (т.е. с тесной интеграцией по энергоснабжению).
[151] В некоторых вариантах реализации объединенный процесс ОСМ и получения метанола/MTO может иметь общую разделительную технологическую линию (например, криогенной перегонки). Благодаря такой синергии, объединенный процесс может обеспечивать достижение увеличения мощности на по существу том же оборудовании. В процессе MTO установка синтез-газа является наиболее капиталоемкой частью процесса. Для достижения идеального состава синтез-газа для синтеза метанола можно использовать комбинированный риформинг. В некоторых случаях комбинированный риформинг необходим для достижения мощности по метанолу более 5000 тонн в сутки (MTD) на одной технологической линии. В некоторых случаях можно использовать технологию конверсии олефинов (OCT), которая включает превращение C4+ в этилен и пропилен, для увеличения выхода легких олефинов по углероду.
[152] На фиг. 18 показано, что природный газ 1800 и кислород 1802 можно подавать в реактор 1804 ОСМ, необязательно с дополнительным C2-C4 сырьем 1806. Часть кислорода также можно подавать в метанольный процесс, например, в ATR или SMR 1808. Первый разделительный модуль 1810 может обеспечивать выделение легких газов 1812 (содержащих, например, CH4, CO и H2) из потока 1814 с повышенным содержанием этилена. Первый разделительный модуль необязательно должен обеспечивать получение чистого или обогащенного этилена. В некоторых случаях первый разделительный модуль содержат PSA. Разделительный модуль также может обеспечивать получение потока 1816 CO2, который можно подавать в модуль 1818 синтеза MeOH. Затем MeOH подают в установку 1820 MTO для получения олефинов 1822. Олефины из процесса 1822 MTO из из процесса 1814 OCM можно объединять и выделять в модуле 1824 выделения олефинов. Модуль выделения олефинов может обеспечивать получение потока 1826 этиленового продукта, потока 1828 пропиленового продукта и топливного газа 1830. В некоторых случаях C4+ продукты можно подавать в технологическую установку 1832 конверсии олефинов для превращения в дополнительное количество этилена и пропилена, и в некоторых случаях в побочный продукт 1834.
[153] В другом аспекте настоящего изобретения предложен способ получения олефинов, включающий: (a) подачу метана (CH4) и кислорода (O2) в реактор окислительного сочетания метана (ОСМ) с получением потока продуктов, содержащего соединения C2+, включая олефины, монооксид углерода (CO) и/или диоксид углерода (CO2) и непрореагировавший CH4; (b) обогащение CO и/или CO2 из потока продуктов с получением потока с повышенным содержанием CO и/или CO2; (c) подачу потока с повышенным содержанием CO и/или CO2 в реактор MeOH с получением MeOH; (d) подачу по меньшей мере части MeOH в реактор превращения метанола в олефины (MTO) с получением второго потока олефинов; (e) обогащение непрореагировавшего CH4 из потока продуктов с получением потока с повышенным содержанием CH4; и (f) подачу по меньшей мере части потока с повышенным содержанием CH4 в установку парового риформинга метана (SMR) с получением водорода (H2) и CO и/или CO2. В некоторых вариантах реализации предложенный способ дополнительно включает (g) выделение олефинов и потока продуктов и второго потока олефинов.
В другом аспекте настоящего изобретения предложена система для получения олефинов, содержащая: (a) реактор окислительного сочетания метана (OCM), в который (i) подают метан (CH4) и кислород (O2), и в котором (ii) приводят во взаимодействие CH4 и O2 с получением потока продуктов, содержащего соединения C2+, включая олефины, монооксид углерода (CO) и/или диоксид углерода (CO2) и непрореагировавший CH4; (b) реактор MeOH, в который (i) подают CO и/или CO2, обогащенный из потока продуктов, и в котором (ii) приводят во взаимодействие CO и/или CO2 с получением MeOH; (c) реактор превращения метанола в олефины (MTO), в котором осуществляют превращение по меньшей мере части MeOH в олефины с получением второго потока олефинов; и (d) установку парового риформинга метана (SMR), в которую (i) подают непрореагировавший CH4, обогащенный из потока продуктов, и в которой (ii) получают водород (H2) и по меньшей мере один из монооксида углерода (CO) и CO2 для реактора MeOH для получения MeOH. В некоторых вариантах реализации предложенная система дополнительно содержит разделительный модуль, обеспечивающий обогащение олефинов из потока продуктов и второго потока олефинов.
Процесс окислительного сочетания метана
[154] В процессе ОСМ метан (CH4) можно приводить во взаимодействие с окислительным агентом над слоем катализатора с образованием соединений C2+. Например, метан можно приводить во взаимодействие с кислородом над подходящим катализатором с получением этилена, например, 2 CH4 + O2 → C2H4 + 2 H2O (См., например, Zhang, Q., Journal of Natural Gas Chem., 12:81, 2003; Olah, G. “Hydrocarbon Chemistry”, изд. 2, John Wiley & Sons (2003)). Указанная реакция может быть экзотермической (ΔH = -280 кДж/моль) и может протекать при очень высоких температурах (например, >450°C или >700°C). Неселективные реакции, которые могут протекать, включают (a) CH4 + 2O2 → CO2 + 2H2O и (b) CH4 + 1/2O2 → CO + 2H2. Указанные неселективные реакции также могут быть экзотермическими с тепловым эффектом реакции -891 кДж/моль и -36 кДж/моль, соответственно. Превращение метана в продукты COx может быть нежелательным вследствие проблем, связанных с регулированием количества тепла и эффективностью по углероду.
[155] Экспериментальные данные позволяют предположить участие свободно-радикального химического механизма. (Lunsford, J. Chem. Soc., Chem. Comm., 1991; H. Lunsford, Angew. Chem., Int. ред. англ., 34:970, 1995). В указанной реакции метан (CH4) может активироваться на поверхности катализатора с образованием метильных радикалов, которые при спаривании на поверхности или в газовой фазе образуют этан (C2H6), с последующим дегидрированием до этилена (C2H4). Путь реакции ОСМ может иметь гетерогенный/гомогенный механизм, который подразумевает свободно-радикальную химию. В экспериментальных данных показано, что кислородный активный сайт на катализаторе активирует метан, отщепляет один атом водорода и создает метильный радикал. Метильные радикалы могут взаимодействовать в газовой фазе с образованием этана, который может подвергаться окислительному или неокислительному дегидрированию до этилена. Основные реакции в такой цепи могут быть следующими: (a) CH4 + O- → CH3 * + OH-; (b) 2 CH3 * → C2H6; (c) C2H6 + O- → C2H4 + H2O. В некоторых случаях для улучшения выхода реакции после слоя катализатора ОСМ можно добавлять этан и осуществлять его термическое дегидрирование по следующей реакции: C2H6 → C2H4 + H2. Такая реакция является эндотермической (ΔH = 144 кДж/моль), и для нее можно использовать теплоту экзотермической реакции, выделенную при конверсии метана. Объединение указанных двух реакций в одном реакторе может увеличивать тепловую эффективность, упрощая процесс.
[156] Катализаторы для ОСМ могут включать, например, различные формы оксида железа, V2O5, MoO3, Co3O4, Pt-Rh, Li/ZrO2, Ag-Au, Au/Co3O4, Co/Mn, CeO2, MgO, La2O3, Mn3O4, Na2WO4, MnO, ZnO и/или их комбинации на различных подложках. В комбинации с вышеупомянутыми катализаторами можно использовать многочисленные легирующие элементы.
[157] Различные ограничения традиционного подхода к активации связи C-H могут ограничивать выход реакции ОСМ при практических условиях эксплуатации. Например, публикации из промышленных и академических лабораторий демонстрируют характерные особенности высокой селективности при низкой конверсии метана или низкую селективность при высокой конверсии (J.A. Labinger, Cat. Lett., 1:371, 1988). При таком ограниченном пределе конверсии/селективности, ни один катализатор ОСМ не может обеспечивать достижение объединенного выхода C2 более 20-258% (т.е. этана и этилена). Кроме того, почти для всех описанных выходов необходимы чрезвычайно высокие температуры на входе в реактор (>800°С). Катализаторы и процессы, адаптированные для осуществления реакции ОСМ при значительно более осуществимых температурах, давлениях и активностях катализатора, описаны в публикациях патентов США № 2012/0041246, 2013/0023709, 2013/0165728, 2013/0158322, 2014/0121433, 2014/0274671 и 2015/0314267, полное содержание каждой из которых включено в настоящий документ посредством ссылки во всех отношениях.
[158] Реактор ОСМ может содержать катализатор, который способствует процессу ОСМ. Катализатор может включать соединение, содержащее по меньшей мере один из щелочных металлов, щелочноземельных металлов, переходных металлов и редкоземельных металлов. Катализатор может быть в форме сот, упакованного слоя или псевдоожиженного слоя. В некоторых вариантах реализации по меньшей мере часть катализатора ОСМ в по меньшей мере части реактора ОСМ может содержать один или более катализаторов ОСМ и/или наноструктурных композиций, форм и составов катализаторов ОСМ. Примеры реакторов ОСМ, выделения ОСМ и промышленных проектов ОСМ описаны в публикациях патентов США № 2013/0225884, 2014/0107385, 2014/0012053 и 2015/0152025, полное содержание каждой из которых включено в настоящий документ посредством ссылки во всех отношениях. Реактор ОСМ может быть адиабатическим или по существу адиабатическим (включая, например, установку термического пост-крекинга). Реактор ОСМ может быть изотермическим или по существу изотермическим.
[159] На фиг. 19 показано, что природный газ 1900 и этан 1902 можно подавать в процесс через модуль (или установку) 1904 десульфуризации, и можно вводить в модуль 1906 сжатия технологического газа, где можно удалять воду. В модуль 1906 сжатия технологического газа также можно подавать газообразный продукт ОСМ. Модуль 1908 очистки технологического газа может обеспечивать удаление диоксида углерода (CO2), часть которого или весь можно использовать в модуле 1910 метанирования. После очистки технологический газ можно подавать в первый разделительный модуль 1912, в котором соединения C2+ удаляют из потока технологического газа. Оставшийся технологический газ можно подавать в модуль 1910 метанирования и/или пламенный нагреватель (например, для нагревания поступающих потоков 1914 газа ОСМ). Соединения C2+ можно фракционировать во втором разделительном модуле 1916 с получением, например, этилена (C2H4) 1918, C3 соединений 1920 и C4+ соединений 1922. Второй разделительный модуль 1916 может обеспечивать получение потока 1926 этана (C2H6), который можно возвращать в реактор 1928 ОСМ. В реакторе 1928 ОСМ можно приводить во взаимодействие кислород 1930 с метаном из модуля 1932 метанирования. Системы внешнезаводского хозяйства (OSBL) могут включать паровую систему, систему подпиточной воды для котлов и систему охлаждающей воды.
[160] В реакторе ОСМ можно осуществлять реакцию ОСМ и реакцию термического пост-крекинга (PBC), как описано в публикации патента США № 2015/0152025, полное содержание которой включено в настоящий документ посредством ссылки. На фиг. 20 показано, что реактор 2000 ОСМ может содержать реакционную секцию 2002 ОСМ и секцию 2004 PBC. Метан 2006 (например, из природного газа) и кислород 2008 можно подавать (через смеситель) в реакционную зону ОСМ (которая содержит катализатор ОСМ). Реакция ОСМ может быть экзотермической, и теплоту реакции можно использовать для крекинга дополнительного количества этана 2010, который можно подавать в зону 2004 PBC. В некоторых случаях в реакционную зону 2002 ОСМ также можно подавать дополнительное количество этана 2012, и/или метановое сырье дополняют этаном или другими C2+ алканами (например, пропаном или бутаном). В реакторе ОСМ можно получать исходящий поток 2014 ОСМ.
[161] Относительное количество дополнительного этана 2010 и 2012 можно изменять для достижения требуемого диапазона выхода продуктов из системы. В некоторых случаях в реакционную зону 2002 ОСМ не вводят этан (обозначен случай-1). Другой пример, представленный в настоящем документе, включает 3,5% мол. этана, подаваемого в зону ОСМ (обозначен случай-2). Результаты работы некоторых технологических схем представлены в таблице 1.
Figure 00000001
[162] В некоторых случаях количество водорода (H2), выходящего из реактора ОСМ, относительно выше для случаев подачи относительно большего количества этана (например, 8% H2 для случая-1 и примерно 10% H2 для случая-2). Количество этана, которое можно вводить, может быть ограничено требуемой температурой на выходе из реакционной зоны 2002 ОСМ или из реактора 2014 ОСМ.
[163] Метан можно объединять с потоком рециркуляции из последующих разделительных установок до или во время подачи в реактор ОСМ. В реакторе ОСМ метан можно приводить в каталитическое взаимодействие с окислительным агентом с получением соединений C2+. Окислительный агент может представлять собой кислород (O2), который можно получать из воздуха или обогащенного воздуха. Кислород можно извлекать из воздуха, например, в криогенной установке разделения воздуха.
[164] Для осуществления реакции ОСМ в комплексе с некоторыми каталитическими системами может потребоваться доведение метана и кислородсодержащих газов до соответствующей температуры реакции, например, для некоторых каталитических процессов ОСМ до более 450°С, до их введения в катализатор для инициации реакции ОСМ. После начала или «пуска» реакции теплота реакции может быть достаточна для поддержания температуры реактора на требуемом уровне. Альтернативно или дополнительно, указанные процессы можно эксплуатировать при давлении выше атмосферного давления, например, от примерно 1 до 30 бар (абс.).
[165] После их образования, соединения C2+ можно подвергать дальнейшей переработке с получением одного или более требуемых или иным образом заранее определенных химических соединений. В некоторых ситуациях алкановые компоненты соединений C2+ подвергают крекингу в реакторе ОСМ или в реакторе, расположенном после реактора ОСМ, с получением других соединений, таких как алкены (или олефины). См., например, публикацию патента США № 2015/0152025, полное содержание которой включено в настоящий документ посредством ссылки.
[166] Исходящий поток ОСМ можно охлаждать после осуществления превращения в этилен. Охлаждение можно осуществлять в определенной части реактора ОСМ и/или после реактора ОСМ (например, используя по меньшей мере примерно 1, 2, 3, 4, 5 или более теплообменников). В некоторых случаях теплообменник представляет собой парогенератор-рекуператор (HRSG), такой как устройство, описанное в настоящем документе. Достаточно быстрое охлаждение исходящего потока ОСМ до достаточно низкой температуры может предотвращать протекание нежелательных реакций в исходящем потоке ОСМ, включая, но не ограничиваясь этим, образование кокса или других побочных продуктов.
[167] В некоторых вариантах реализации исходящий поток ОСМ охлаждают до требуемой температуры менее или ровно примерно 700°C, 650°C, 600°C, 550°C, 500°C, 450°C, 400°C, 350°C, 300°C, °C, 200°C или менее. В некоторых случаях исходящий поток ОСМ охлаждают до требуемой температуры в течение менее или ровно примерно 1 секунды, 900 миллисекунд (мс), 800 мс, 700 мс, 600 мс, 500 мс, 400 мс, 300 мс, 200 мс, 100 мс, 80 мс, 60 мс, 40 мс, 20 или менее с получением требуемой или иным образом заранее заданной концентрации соединения (например, этилена) в реакции ОСМ.
[168] В некоторых ситуациях в системе ОСМ получают этилен, который можно подвергать дополнительной переработке с получением различных углеводородов с применением одного или более процессов (или систем) конверсии. Такой процесс может быть частью технологического потока превращения этилена в жидкие продукты (ETL), включающего один или более реакторов ОСМ, разделительных установок и одного или более процессов конверсии для получения более высокомолекулярных углеводородов. Процессы конверсии можно интегрировать переключаемым или настраиваемым образом, так что по меньшей мере часть или весь этиленсодержащий продукт можно селективно подавать в по меньшей мере примерно 1, 2, 3, 4, 5, 6, 7, 8, 9, 10 или более различных технологических потоков с получением такого же количества различных углеводородных продуктов. Пример ОСМ и ETL (в данном контексте обобщенное «OCM-ETL») представлен в публикации патента США № 2014/0171707, полное содержание которой включено в настоящий документ посредством ссылки.
[169] В одном аспекте настоящего изобретения предложены процессы ОСМ, выполненные с возможностью получения олефинов (или алкенов), таких как этилен, пропилен (или пропен), бутилены (или бутены) и т.д. Процесс ОСМ может представлять собой отдельный процесс, или он может быть интегрирован в не-ОСМ процесс, такой как система переработки сжиженного природного газа (СПГ или NGL) или газа.
[170] Далее сделана ссылка на графические материалы, где подобные числовые обозначения относятся к подобным элементам. Следует понимать, что фигуры и отличительные признаки, изображенные на них, необязательно представлены в масштабе. На приведенных фигурах направление потока текучей среды между установками показано стрелками. Текучую среду можно подавать из одной установки в другую с помощью клапанов и гидродинамической системы. В некоторых примерах гидродинамическая система может содержать компрессоры и/или насосы, а также систему управления для регулирования потока текучей среды, как описано в настоящем документе.
[171] В некоторых случаях технологическое оборудование масштабируют для соответствия количеству дополнительного этана, поэтому указанный процесс является гибким. Например, в указанный процесс можно подавать большее количество этана, если цена на этан относительно низка по сравнению с ценой природного газа (например, небольшая ценовая разница).
[172] Этан можно смешивать с природным газом и возвращать в установку ОСМ. Этан можно подавать непосредственно в реактор ОСМ, необязательно через отдельный модуль десульфуризации. Подача этана через отдельный модуль десульфуризации может снижать нагрузку на контур рециркуляции указанного процесса и/или обеспечивать дополнительную производственную емкость при сохранении той же скорости рециркуляции. Продувочный газ из указанного процесса можно использовать в качестве топливного газа для пламенного нагревателя или в качестве товарного газа.
[173] Концентрация этана в сырье для реактора ОСМ может представлять собой любое подходящее значение, включая значения более или ровно примерно 0,0% мол., 0,25% мол., 0,5% мол., 0,75% мол., 1,0% мол., 1,25% мол., 1,5% мол., 1,75% мол., 2,0% мол., 2,25% мол., 2,5% мол., 2,75% мол., 3,0% мол., 3,25% мол., 3,5% мол., 3,75% мол., 4,0% мол., 4,25% мол., 4,5% мол., 4,75% мол., 5,0% мол., 5,25% мол., 5,5% мол., 5,75% мол., 6,0% мол., 7,0% мол., 8,0% мол., 9,0% мол., 10,0% мол. или более. В некоторых случаях концентрация этана в сырье для реактора ОСМ составляет менее или ровно примерно 25% мол., 20% мол., 15% мол., 10% мол., 9% мол., 8% мол., 7% мол., 6% мол., 5% мол., 4% мол., 3% мол., 2% мол., 1% мол., 0,8% мол., 0,6% мол., 0,4% мол., 0,2% мол., 0,1% мол. или менее. В некоторых случаях концентрация этана в сырье для реактора ОСМ равна любому значению между любыми двумя значениями, указанными выше, например, от примерно 0,01% мол. до примерно 5% мол.
[174] Системы и способы согласно настоящему изобретению могут быть эффективными по углероду и/или энергоэффективными. В некоторых случаях системы или способы согласно настоящему изобретению имеют эффективность по углероду по меньшей мере примерно 50%, по меньшей мере примерно 55%, по меньшей мере примерно 60%, по меньшей мере примерно 65%, по меньшей мере примерно 70%, по меньшей мере примерно 75%, по меньшей мере примерно 80%, по меньшей мере примерно 85%, по меньшей мере примерно 90% или более. В некоторых случаях система согласно настоящему изобретению или способ ее применения имеет отношение количества всех атомов углерода, выходящих из системы в качестве углеводородов, к количеству всех атомов углерода, входящих в систему, составляющее по меньшей мере примерно 0,40, по меньшей мере примерно 0,50, по меньшей мере примерно 0,55, по меньшей мере примерно 0,60, по меньшей мере примерно 0,65, по меньшей мере примерно 0,70, по меньшей мере примерно 0,75, по меньшей мере примерно 0,80, по меньшей мере примерно 0,85, по меньшей мере примерно 0,90, по меньшей мере примерно 0,95 или более.
[175] В некоторых случаях системы или способы согласно настоящему изобретению имеют эффективность по углероду от примерно 50% до примерно 85%, от примерно 55% до примерно 80%, от примерно 60% до примерно 80%, от примерно 65% до примерно 85%, от примерно 65% до примерно 80% или от примерно 70% до примерно 80%. В некоторых случаях система согласно настоящему изобретению или способ ее применения имеет отношение количества всех атомов углерода, выходящих из системы в качестве углеводородов, к количеству всех атомов углерода, входящих в систему, от примерно 0,50 до примерно 0,85, от примерно 0,55 до примерно 0,80, от примерно 0,60 до примерно 0,80, от примерно 0,65 до примерно 0,85, от примерно 0,65 до примерно 0,80 или от примерно 0,70 до примерно 0,80.
[176] В некоторых случаях предложенные системы и способы объединяют реакцию ОСМ, реакцию термического пост-крекинга (PBC), процессы разделения и реакции метанирования. Процессы разделения могут включать олигомеризацию этилена до соединений C3+, которые проще выделять, как описано в публикации патента PCT № WO/2015/105911, полное содержание которой включено в настоящий документ посредством ссылки. Дополнительная информация о реакторе ОСМ и проектировании процесса представлена в публикациях патентов PCT № WO/2015/081122 и WO/2015/106023, полное содержание каждой из которых включено в настоящий документ посредством ссылки.
[177] В одном аспекте в настоящем изобретении предложен способ осуществления окислительного сочетания метана (ОСМ). Предложенный способ может включать (a) приведение во взаимодействие кислорода (O2) с метаном (CH4) с получением тепла, этилена (C2H4) и необязательно этана (C2H6), водорода (H2), монооксида углерода (CO) или диоксида углерода (CO2); (b) приведение во взаимодействие тепла, полученного на стадии (a), с этаном (C2H6) с получением этилена (C2H4) и водорода (H2); (c) осуществление по меньшей мере одного из (i) обогащения этилена (C2H4), полученного на стадии (a) и (b), или (ii) олигомеризации этилена (C2H4), полученного на стадии (a) и (b), с получением соединений C3+ и обогащение соединений C3+; и (d) приведение во взаимодействие водорода (H2), полученного на стадии (a) и (b), с монооксидом углерода (CO) и/или диоксидом углерода (CO2) с получением метана (CH4).
[178] В другом аспекте в настоящем изобретении предложена система для осуществления окислительного сочетания метана (ОСМ). Предложенная система может содержать реактор ОСМ, обеспечивающий возможность взаимодействия кислорода (O2) и метана (CH4) в процессе OCM с образованием теплоты, этилена (C2H4) и необязательно этана (C2H6), водорода (H2), монооксида углерода (CO) или диоксида углерода (CO2). Предложенная система может дополнительно содержать реактор крекинга, сообщающийся по текучей среде с реактором ОСМ, и в указанном реакторе крекинга можно использовать теплоту, выделенную в реакторе ОСМ, для превращения этана (C2H6) в этилен (C2H4) и водород (H2). Предложенная система может дополнительно содержать разделительный модуль, сообщающийся по текучей среде с реактором крекинга. Разделительный модуль может обеспечивать (i) обогащение этилена (C2H4), полученного в реакторе ОСМ и в реакторе крекинга, или (ii) олигомеризацию этилена (C2H4), полученного в реакторе ОСМ и в реакторе крекинга, с получением соединений C3+ и обогащение соединений C3+. Предложенная система может дополнительно содержать реактор метанирования, сообщающийся по текучей среде с разделительным модулем. Реактор метанирования может обеспечивать взаимодействие водорода (H2), полученного в реакторе ОСМ и в реакторе крекинга, с монооксидом углерода (CO) и/или диоксидом углерода (CO2) с образованием метана (CH4).
[179] В некоторых случаях этан (C2H6), подвергаемый крекингу в реакторе крекинга, получают в реакторе ОСМ. В некоторых случаях по меньшей мере часть этана (C2H6), который подвергают крекингу, дополняет этан (C2H6), полученный в реакторе ОСМ. В некоторых случаях в реакторе ОСМ получают этан (C2H6), водород (H2), монооксид углерода (CO) и диоксид углерода (CO2). В некоторых случаях монооксид углерода (CO) и диоксид углерода (CO2), полученные в реакторе ОСМ, подвергают метанированию. Разделительный модуль может обеспечивать отделение этилена (C2H4) или соединений C3+ от метана (CH4), этана (C2H6), водорода (H2), монооксида углерода (CO) или диоксида углерода (CO2). В некоторых случаях реактор крекинга представляет собой часть реактора ОСМ.
[180] Метан, полученный в реакторе метанирования, можно возвращать в реактор ОСМ или продавать в качестве товарного газа. В некоторых вариантах реализации реактор ОСМ содержит катализатор ОСМ. В некоторых вариантах реализации реактор метанирования содержит катализатор метанирования. В некоторых вариантах реализации разделительный модуль содержит реактор превращения этилена в жидкие продукты (ETL), содержащий катализатор олигомеризации. По меньшей мере часть тепла, выделенного в реакторе ОСМ, можно превращать в энергию.
[181] В другом аспекте настоящего изобретения описан способ получения соединений C2+ из метана (CH4). Предложенный способ может включать: (a) осуществление реакции окислительного сочетания метана (ОСМ), в которой метан (CH4) и кислород (O2) превращают в этилен (C2H4) и необязательно этан (C2H6); (b) необязательно олигомеризацию этилена (C2H4) с получением соединений C3+; и (c) выделение соединение C2+, причем соединения C2+ могут содержать этилен (C2H4), этан (C2H6) и/или соединения C3+. В некоторых случаях предложенный способ может иметь эффективность по углероду по меньшей мере примерно 50%, 60%, 70%, 80%, 90%, 95% или более. В некоторых случаях выделенные соединения C2+ не являются чистыми. В некоторых случаях выделенные соединения C2+ включают метан, CO, H2, CO2 и/или воду.
[182] В некоторых случаях в системах или способах согласно настоящему изобретению расход энергии составляет менее или ровно примерно 150, 140, 130, 120, 110, 100, 95, 90, 85, 80, 75, 70, 65, 60, 55 или 50, или менее миллионов британских тепловых единиц (MMBtu) энергии на тонну этилена (C2H4) или обогащенных соединений C3+. В некоторых случаях количество энергии, расходуемой предложенной системой, включает содержание энергии в сырье, используемом для получения этилена (C2H4) или соединений C3+.
[183] В некоторых случаях в системах или способах согласно настоящему изобретению расход энергии составляет от примерно 65 до примерно 100, от примерно 70 до примерно 110, от примерно 75 до примерно 120, от примерно 85 до примерно 130, от примерно 40 до примерно 80 или от примерно 50 до примерно 80 MMBtu энергии на тонну этилена (C2H4) или соединений C3+. В некоторых случаях количество энергии, расходуемой предложенной системой, включает содержание энергии в сырье, используемом для получения этилена (C2H4) или соединений C3+.
[184] В некоторых случаях системы или способы согласно настоящему изобретению характеризуются удельным расходом кислорода более или ровно примерно 1,2, примерно 1,3, примерно 1,4, примерно 1,5, примерно 1,6, примерно 1,7, примерно 1,8, примерно 1,9, примерно 2,0, примерно 2,1, примерно 2,2, примерно 2,3, примерно 2,4, примерно 2,5, примерно 2,6, примерно 2,7, примерно 2,8, примерно 2,9, примерно 3, примерно 3,2, примерно 3,4, примерно 3,6, примерно 3,8, примерно 4,0 или более.
[185] В некоторых случаях системы или способы согласно настоящему изобретению характеризуются удельным расходом кислорода от примерно 1,2 до примерно 2,7, от примерно 1,5 до примерно 2,5, от примерно 1,7 до примерно 2,3 или от примерно 1,9 до примерно 2,1.
[186] В некоторых случаях системы или способы согласно настоящему изобретению характеризуются удельным выбросом CO2 более или ровно примерно 0,5, примерно 0,6, примерно 0,7, примерно 0,8, примерно 0,9, примерно 1,0, примерно 1,1, примерно 1,2, примерно 1,3, примерно 1,4, примерно 1,5, примерно 1,6, примерно 2,0, примерно 2,2, примерно 2,4, примерно 2,6, примерно 2,8, примерно 3,0, примерно 3,2, примерно 3,4, примерно 3,6 или более.
[187] В некоторых случаях системы или способы согласно настоящему изобретению характеризуются удельным выбросом CO2 от примерно 0,5 до примерно 1,7, от примерно 0,7 до примерно 1,4, от примерно 0,8 до примерно 1,3 или от примерно 0,9 до примерно 1,1.
[188] В некоторых случаях в системах или способах согласно настоящему изобретению получают продукты C2+, и указанные продукты C2+ содержат по меньшей мере примерно 1%, 2,5%, 5%, 7,5%, 10%, 12,5%, 15%, 17,5%, 20% (% мас. или % мол.) или более углеводородов C3+.
[189] В некоторых случаях системы или способы согласно настоящему изобретению обеспечивают получение продуктов C2 и продуктов C3+, и полярное отношение продуктов C2 к продуктам C3+ составляет по меньшей мере или ровно примерно 2, 3, 4, 5, 6, 7, 8, 9, 10, 11, 12, 13, 14, 15, 16, 17, 18, 19, 20 или более. В некоторых случаях молярное отношение продуктов C2 к продуктам C3+ составляет менее или ровно примерно 50, 45, 40, 35, 30, 25, 20, 18, 16, 14, 12, 10, 8, 6, 4, 2 или менее. В некоторых случаях молярное отношение продуктов C2 к продуктам C3+ имеет значение между любыми двумя значениями, описанными выше, например, от примерно 5 до примерно 20.
[190] В другом аспекте настоящего изобретения предложен способ получения соединений C2+ из метана (CH4), включающий: (a) осуществление реакции окислительного сочетания метана (ОСМ), в которой метан (CH4) и кислород (O2) можно превращать в этилен (C2H4) и необязательно этан (C2H6); (b) необязательно олигомеризацию этилена (C2H4) с получением соединений C3+; и (c) выделение соединение C2+, причем соединения C2+ могут содержать этилен (C2H4), этан (C2H6) и/или соединения C3+. В некоторых случаях количество энергии, расходуемой предложенной системой, включает содержание энергии в сырье, используемом для получения выделенных соединений C2+. В некоторых случаях выделенные соединения C2+ не являются чистыми. В некоторых случаях выделенные соединения C2+ включают метан, CO, H2, CO2 и/или воду.
[191] В некоторых случаях в предложенном способе расходуется менее или ровно примерно 150, 140, 130, 120, 110, 100, 95, 90, 85, 80, 75, 70, 65, 60, 55, 50 или менее MMBtu энергии на тонну выделенных соединений C2+. В некоторых случаях в предложенном способе расходуется более или ровно примерно 20, 30, 40, 50, 60, 70, 80, 90, 100 или более MMBtu энергии на тонну выделенных соединений C2+. В некоторых случаях в предложенном способе расход энергии составляет от примерно 65 до примерно 100, от примерно 70 до примерно 110, от примерно 75 до примерно 120, от примерно 85 до примерно 130, от примерно 40 до примерно 80 или от примерно 50 до примерно 80 MMBtu энергии на тонну выделенных соединений C2+.
[192] В другом аспекте настоящего изобретения предложен способ получения соединений C2+ из метана (CH4). Предложенный способ может включать осуществление реакции окислительного сочетания метана (ОСМ) с использованием катализатора ОСМ. Реакцию ОСМ можно осуществлять при определенном наборе реакционных условий для превращения некоторого количества метана (CH4) в этилен (C2H4) с определенной эффективностью по углероду. Катализатор ОСМ может иметь селективность по C2+ при данном наборе реакционных условий, которая меньше, чем эффективность по углероду при данном наборе реакционных условий. Набор реакционных условий может включать температуру, давление, отношение метана к кислороду и часовую объемную скорость газа (GHSV).
[193] В другом аспекте настоящего изобретения предложен способ получения соединений C2+ из метана (CH4). Предложенный способ может включать (a) осуществление реакции окислительного сочетания метана (ОСМ) с использованием катализатора ОСМ при определенном наборе реакционных условий для превращения некоторого количества метана (CH4) в этилен (C2H4) и этан (C2H6); и (b) крекинг этана (C2H6) с получением дополнительного количества этилена (C2H4). Объединенная эффективность по углероду стадий (a) и (b) может быть больше, чем селективность по C2+ катализатора ОСМ при данном наборе реакционных условий. Набор реакционных условий может включать температуру, давление, отношение метана к кислороду и часовую объемную скорость газа (GHSV).
[194] В некоторых случаях селективность по C2+ составляет менее или ровно примерно 70%, 65%, 60%, 55%, 50%, 45%, 40%, 35%, 30% или менее. В некоторых случаях селективность по C2+ составляет более или ровно примерно 20%, 25%, 30%, 35%, 40%, 50%, 60%, 70%, 80% или более. В некоторых случаях селективность по C2+ равна значению между любыми двумя значениями, описанными в настоящем документе, например, от примерно 25% до примерно 50%.
[195] В другом аспекте настоящего изобретения предложен способ получения соединений C2+. Предложенный способ может включать a) обеспечение первого сырья, содержащего метан (CH4) и необязательно первое количество этана (C2H6); (b) осуществление реакции ОСМ с использованием первого сырья с получением продукта ОСМ, содержащего первое количество этилена (C2H4); (c) объединение продукта ОСМ со вторым сырьем, содержащим второе количество этана (C2H6), с получением третьего сырья; и (d) крекинг третьего сырья с получением второго количества этилена (C2H4). В некоторых случаях второе количество этилена включает этилен, полученный на стадиях (b) и (d).
[196] В некоторых случаях доля второго количества этилена (C2H4), полученного из первого или второго количества этана (C2H6), составляет по меньшей мере примерно 1%, по меньшей мере примерно 3%, по меньшей мере примерно 5%, по меньшей мере примерно 7%, по меньшей мере примерно 10%, по меньшей мере примерно 15%, по меньшей мере примерно 20%, по меньшей мере примерно 25%, по меньшей мере примерно 30%, по меньшей мере примерно 35%, по меньшей мере примерно 40%, по меньшей мере примерно 45%, по меньшей мере примерно 50%, по меньшей мере примерно 55% или более.
[197] В некоторых случаях объединенное количество моль первого количества и второго количества этана (C2H6), деленное на объединенное количество моль первого сырья и второго сырья, составляет более или ровно примерно 1%, 3%, 5%, 7%, 10%, 15%, 20%, 25%, 30%, 35%, 40%, 45%, 50%, 55%, 60% или более. В некоторых случаях объединенное количество моль первого количества и второго количества этана (C2H6), деленное на объединенное количество моль первого сырья и второго сырья, составляет менее или ровно примерно 90%, 80%, 70%, 60%, 50%, 40%, 30%, 20%, 10% или менее.
[198] В некоторых случаях объединенное количество моль первого количества и второго количества этана (C2H6), деленное на объединенное количество моль первого сырья и второго сырья, составляет от примерно 1% до примерно 50%, от примерно 1% до примерно 40%, от примерно 1% до примерно 30%, от примерно 1% до примерно 20%, от примерно 1% до примерно 15%, от примерно 1% до примерно 10% или от примерно 10% до примерно 50%.
[199] В некоторых случаях первое сырье представляет собой природный газ. В некоторых случаях первое сырье представляет собой природный газ с добавлением первого количества этана (C2H6). В некоторых случаях первое сырье представляет собой природный газ, пропущенный через разделительную систему для по существу полного удаления углеводородов, отличных от метана.
[200] В некоторых случаях молярный процент этана (C2H6) в метане (CH4) в первом сырье составляет более или ровно примерно 1%, 3%, 5%, 7%, 10%, 15%, 20% или более.
[201] В некоторых случаях часть или весь метансодержащий сырьевой поток (например, природный газ) можно перерабатывать в разделительной системе перед его подачей в реактор ОСМ. Подача метансодержащего сырьевого потока в реактор ОСМ через разделительную систему или подсистему, а не непосредственная подача в реактор ОСМ может обеспечивать преимущества, включая, но не ограничиваясь ими, увеличение эффективности процесса по углероду, оптимизацию процесса ОСМ для переработки метана и оптимизацию процесса термического пост-крекинга (PBC) для переработки этана. Такая конфигурация может приводить к увеличению внутреннего размера системы. В некоторых случаях (например, при использовании в качестве сырья природного газа из трубопровода высокого давления, высокой доли рециркуляции) такое увеличение внутреннего размера может быть снижено или сдержано. Разделительная система или подсистема может включать различные операции, включая любые описанные в настоящем документе, такие как удаление CO2 с помощью аминной системы, промывания каустиком, с помощью осушителей, деметанизаторов, деэтанизаторов и отпарных колонн C2. В некоторых случаях весь метан и этан в метансодержащем сырьевом потоке (например, в природном газе) пропускают через разделительную систему или разделительную подсистему перед его пропусканием через реактор ОСМ. Часть или весь этан из сырьевого потока можно подавать из разделительной системы или подсистемы во входное отверстие реактора ОСМ или установки термического пост-крекинга (PBC).
[202] В некоторых конфигурациях систему ОСМ можно эксплуатировать в цикле, при этом по меньшей мере часть продуктов из одной установки или подсистемы перерабатывают или приводят во взаимодействие в следующей установке или подсистеме. Например, кислородное (O2) и метановое (CH4) сырье можно подавать в реактор ОСМ, в котором получают поток продуктов ОСМ, содержащий этан (C2H6), этилен (C2H4), монооксид углерода (CO) и/или диоксид углерода (CO2), и теплоту. Поток продуктов ОСМ можно затем подавать в подсистему конверсии этана (например, в крекинг-установку или установку крекинга этана), сообщающуюся по текучей среде с реактором ОСМ. В подсистему конверсии этана также можно подавать дополнительный поток C2H6. Подсистема конверсии этана может обеспечивать превращение C2H6 (например, крекинг C2H6 до C2H4) с помощью тепла, выделенного в реакции OCM. Указанное тепло также можно использовать для крекинга C2H6 в дополнительном потоке C2H6. Поток продуктов C2H4 можно затем подавать из подсистемы конверсии этана в разделительный модуль, сообщающийся по текучей среде с подсистемой конверсии этана. Разделительный модуль может обеспечивать повышение содержания продуктов, таких как C2H4, в потоке продуктов. Разделительный модуль также может обеспечивать олигомеризацию C2H4 с образованием соединений, содержащих три или более атомов углерода (соединений C3+). Обогащенный поток продуктов с повышенным содержанием C2H4 и/или соединений C3+ можно выводить из разделительного модуля. Поток легких соединений, содержащий такие компоненты, как водород (H2) (например, водород, полученный в результате крекинга C2H6) и CO и/или CO2, можно выводить из разделительного модуля и подавать в реактор метанирования, сообщающийся по текучей среде с разделительным модулем. В реакторе метанирования можно приводить во взаимодействие H2 с CO и/или CO2 с получением метанированного потока, содержащего CH4. Метанированный моток можно затем подавать в реактор ОСМ с получением дополнительного количества метана для процесса ОСМ. В некоторых случаях энергию, выделенную в секции конверсии метана в форме пара высокого давления, высокотемпературного пара, теплоты, электричества, теплоты, переносимой с помощью газо-газового теплообменника, теплоты, переносимой с помощью газожидкостного теплообменника, или в других формах, можно использовать для получения всей энергии и электричества, необходимого для работы всего завода или системы.
[203] В некоторых случаях циклическая система или процесс может работать с такой эффективностью по углероду, как описано в настоящем документе. Например, такая система или процесс может работать с эффективностью по углероду более или ровно примерно 50%, 55%, 60%, 65%, 70%, 75%, 80%, 85%, 90% или более. В некоторых случаях такая система или процесс может работать с эффективностью по углероду от примерно 50% до примерно 85%, от примерно 55% до примерно 80%, от примерно 60% до примерно 80%, от примерно 65% до примерно 85%, от примерно 65% до примерно 80% или от примерно 70% до примерно 80%.
[204] В некоторых случаях такая система или процесс (или способ) может работать так, что отношение количества всех атомов углерода, выходящих из системы в виде углеводородов, к количеству всех атомов углерода, входящих в систему, составляет более или ровно примерно 0,50, 0,55, 0,60, 0,65, 0,70, 0,75, 0,80, 0,85, 0,90 или более. В некоторых случаях такая система или процесс может работать так, что отношение количества всех атомов углерода, выходящих из системы в качестве углеводородов, к количеству всех атомов углерода, входящих в систему, от примерно 0,50 до примерно 0,85, от примерно 0,55 до примерно 0,80, от примерно 0,60 до примерно 0,80, от примерно 0,65 до примерно 0,85, от примерно 0,65 до примерно 0,80 или от примерно 0,70 до примерно 0,80.
[205] Иллюстративный процесс может включать установку ОСМ, компрессор технологического газа, установку очистки технологического газа, установку криогенного разделения, установку фракционирования, установку метанирования и установку удаления серы. Поток кислорода можно подавать в установку ОСМ вместе с потоком рециркуляции C1 из установки метанирования и с потоком рециркуляции C2 из установки фракционирования. Поток природного газа и поток этана можно подавать в установку удаления серы. Исходящий поток из установки ОСМ и установки удаления серы можно подавать в компрессор технологического газа, а затем в установку очистки технологического газа, где удаляют поток CO2. Оставшийся поток продуктов можно подавать в установку криогенного разделения, откуда легкие компоненты, включая H2 и CO или CO2, можно подавать в установку метанирования, а оставшийся поток продуктов, включая этилен и другие C2+ соединения, можно подавать в установку фракционирования. Установка фракционирования может быть выполнена с возможностью разделения потока этилена и потока соединений C3+, содержащего соединения C3, соединения C4 и соединения C5+, а также рециркуляции C2, который можно подавать обратно в установку ОСМ. Установка метанирования может обеспечивать возможность превращения легких компонентов в метан, первую часть которого можно возвращать в установку ОСМ, а втору часть можно выводить в качестве товарного газа. Рабочая скорость входящих потоков может быть следующей: 20,3 т/ч кислорода, 16,0 т/ч природного газа и 2,9 т/ч этана. Рабочая скорость исходящих потоков может быть следующей: 9,0 т/ч этилена, 1,4 т/ч соединений C3+, 4,3 т/ч товарного газа и 8,2 т/ч CO2. Соответствующее содержание углерода во входящих потоках может составлять 972 кмоль/ч углерода в потоке природного газа и 194 кмоль/ч углерода в потоке этана. Соответствующее содержание углерода в исходящих потоках может составлять 642 кмоль/ч углерода в потоке этилена, 96 кмоль/ч углерода в потоке соединений C3+, 247 кмоль/ч углерода в потоке товарного газа и 181 кмоль/ч углерода в потоке CO2. Количество углерода, поступающего в систему, может составлять 1166 кмоль/ч, а количество углерода, выходящего из системы в углеводородных продуктах (например, за исключением CO2) составляет 985 кмоль/ч, что обеспечивает эффективность по углероду 84,5%.
[206] Теплоту реакции (например, теплоту реакции ОСМ) можно использовать для обеспечения части, большей части или все энергии, используемой для эксплуатации систем и осуществления процессов согласно настоящему изобретению. В некоторых примерах теплоту реакции можно использовать для обеспечения более или ровно примерно 50%, 55%, 60%, 65%, 70%, 75%, 80%, 85%, 90%, 95%, 96%, 97%, 98%, 99% или 100% энергии для эксплуатации систем и осуществления процессов согласно настоящему изобретению. Например, теплоту реакции можно использовать для обеспечения по меньшей мере примерно 80% или 90% от общего количества энергии для эксплуатации систем или процессов согласно настоящему изобретению. Это может обеспечивать эффективную, по существу замкнутую систему со сниженным или даже минимальным подводом энергии извне.
Интеграция ОСМ с FCC
[207] Системы и способы, описанные в настоящем документе, можно воплощать в многочисленных сценариях, включая применение сырьевых материалов с нефтеперерабатывающих заводов (например, отходящий газ FCC).
[208] На фиг. 21A-21C представлена нефтеперерабатывающая система, содержащая установку 2101 каталитического крекинга в псевдоожиженном слое (FCC) и разделительную установку 2130. Установка FCC может содержать реактор 2102 FCC и в некоторых случаях установку 2114 регенерации катализатора, как показано, например, на фиг. 21A. В реакторе FCC сырьевой поток углеводородов (например, сырую нефть) можно приводить в контакт с регенерированным катализатором крекинга, поступающим по стояку 2104 регенерированного катализатора. Сырьевой поток углеводородов можно приводить в контакт с катализатором в лифт-реакторе, который может проходить до нижней части реакционной емкости. Сырье и катализатор могут быть псевдоожиженными, например, с помощью газа из трубопровода 2107 псевдоожижения.
[209] В некоторых случаях теплота, выделяемая катализатором, обеспечивает испарение углеводородного сырья, которое затем подвергают крекингу в присутствии катализатора с получением более низкомолекулярных углеводородных продуктов по мере того как катализатор и углеводородное сырье перемещаются вверх по лифт-реактору в реакционную емкость. В лифт-реакторе могут протекать побочные реакции, которые приводят к отложению кокса на катализаторе и к снижению активности катализатора.
[210] Легкие углеводородные продукты можно затем отделять от закоксованного катализатора, например, с помощью циклонных сепараторов. Циклонные сепараторы могут включать главный сепаратор и одну, две или более ступеней циклонов в реакционной емкости. После отделения от катализатора газообразные легкие углеводородные продукты крекинга выводят из реакционного сосуда по линии выхода продуктов вдоль потока 2111 и транспортируют далее в разделительную установку 2130, как показано на фиг. 21B.
[211] Отработанный или закоксованный катализатор можно регенерировать для дальнейшего применения. Например, закоксованный катализатор крекинга после отделения от газообразных углеводородных продуктов можно подавать в отпарную секцию, в которую под давлением закачивают пар (например, через сопло), для выдувания остаточного углеводородного пара. После операции отпаривания закоксованный катализатор можно транспортировать в установку 2114 регенерации катализатора по стояку 2113 отработанного катализатора. Установка регенерации катализатора может содержать камеру сгорания или другие типы регенераторов. В установку регенерации катализатора можно подавать поток кислородсодержащего газа, такого как воздух, через распределитель воздуха для приведения его в контакт с закоксованным катализатором, выжигая кокс из закоксованного катализатора с получением регенерированного катализатора и дымового газа. Процесс регенерации катализатора может способствовать дополнительному нагреву катализатора, что может обеспечивать энергию для эндотермических реакций крекинга.
[212] Катализатор и воздух могут двигаться вместе вверх по лифт-реактору камеры сгорания, расположенному в регенераторе катализатора. После регенерации катализатор и воздух можно подвергать первичному разделению посредством выгрузки через устройство расцепления. Дополнительное выделение регенерированного катализатора и дымового газа, выходящего из устройства расцепления, может быть достигнуто с применением циклонных сепараторов первой и второй ступени в установке регенерации катализатора. Катализатор, отделенный от дымового газа, можно выгружать через опускные трубы циклонных сепараторов первой и второй ступени. Регенерированный катализатор можно снова подавать в лифт-реактор по стояку регенерированного катализатора. Дымовой газ, который относительно легче катализатора, может постепенно выходить из циклонов и регенератора через выходное отверстие для дымового газа вдоль потока 2121 дымового газа. Дымовой газ может содержать различные компоненты, включая CO, CO2, N2 и H2O, и другие соединения.
[213] Разделительная установка 2130 может сообщаться по текучей среде с расположенным перед ней отверстием 2110 для выхода продукта. В разделительной установке 2130 газообразные крекированные легкие продукты FCC в трубопроводе 2111 можно подавать в более низкую секцию главной колонны 2131 фракционирования, которая может сообщаться по текучей среде с расположенным перед ней отверстием 2110 для выхода продукта. Несколько различных фракций продукта FCC можно отделять и выводить из главной коны фракционирования, включая, но не ограничиваясь ими, поток 2132 тяжелого остатка из нижней части, поток 2133 тяжелого рециркулированного газойля, поток 2134 легкого рециркулированного газойля, и поток 2135 тяжелой нафты. Любой из потоков 2132, 2133, 2134 и 2135 можно охлаждать и подавать с помощью насоса обратно в главную колонну 2131 фракционирования, обычно в более высоком положении, для охлаждения главной колонны.
[214] Бензин и газообразные легкие углеводороды можно выводить в головном потоке 2136 из главной колонны 2131 фракционирования и конденсировать перед подачей в приемник 2137 главной колонны. Приемник 2137 главной колонны может сообщаться по текучей среде с расположенным перед ним отверстием 2110 для выхода продукта, а главная колонна 2131 может сообщаться по текучей среде с расположенным после нее приемником 2137 главной колонны. Водный поток можно выводить из отстойника в приемнике 2137 главной колонны. Поток конденсированной легкой нафты можно выводить в потоке 2138, и также можно отводить головной поток 2139. Головной поток 2139 может содержать газообразные легкие углеводороды, которые могут содержать разбавленный поток этилена.
[215] Потоки 2138 и 2139 можно подавать в секцию 2142 улавливания пара разделительной установки. Секция 2142 улавливания пара может содержать абсорбционную систему или любую другую систему улавливания пара, такую как система с холодным блоком. Газообразный поток 2139 можно подвергать сжатию в компрессоре 2140, что может улучшать разделение легких газообразных компонентов. Можно использовать более одной компрессорной ступени, например, двухступенчатое сжатие. Поток 2141 сжатых легких углеводородов можно соединять с потоками 2121 и 2144, затем охлаждать и загружать в приемник 2145 высокого давления. Водный поток из приемника 2145 высокого давления можно затем подавать в приемник 2137 главной колонны. Поток 2146 газообразных углеводородов, содержащий разбавленный поток этилена, можно подавать из приемника высокого давления в первичный абсорбер 2147, в котором его можно приводить в контакт с нестабилизированным бензином 2138 из приемника 2137 главной колонны для обеспечения разделения между углеводородами C3+ и C2-. Первичный абсорбер 2147 может сообщаться по текучей среде с расположенным перед ним приемником 2137 главной колонны. Поток 2143 жидких соединений C3+ можно возвращать в поток 2141 сжатых углеводородов до охлаждения.
[216] Первичный поток 2148 отходящего газа из первичного абсорбера 2147 может содержать разбавленный поток этилена. Для дальнейшего концентрирования потока этилена и для извлечения более тяжелых компонентов, первичный поток 2148 отходящего газа можно подавать во вторичный абсорбер 2149, в котором циркулирующий поток легкого рециркулированного газойля 2150, выведенный из потока 2134, может абсорбировать большую часть оставшихся соединений C5+ и некоторых соединений C3-C4 в первичном потоке отходящего газа. Вторичный абсорбер 2149 может сообщаться по текучей среде с расположенным перед ним первичным абсорбером 2147. Легкий рециркулированный газойль из нижней части вторичного абсорбера 2151 с более высоким содержанием соединений C3+ можно возвращать в главную колонну 2131 фракционирования через циркуляционный насос для потока 2134. Головной поток вторичного абсорбера 2149 может содержать сухой газ, состоящий преимущественно из углеводородов C2- с сероводородом, аммиаком, оксидами углерода и водородом, и его можно удалять во вторичном потоке 2152 отходящего газа с получением потока разбавленного этилена. Поток продуктов, содержащий этилен, из разделительной установки 2130, такой как поток 2152, можно перерабатывать различными технологиями, включая описанные в настоящем документе.
[217] Жидкость 2153 из приемника 2145 высокого давления можно подавать в отпарную колонну 2154. Большую часть соединений C2- можно удалять в головном потоке отпарной колонны 2154 и возвращать поток 2141 сжатых углеводородов через головной поток 2144. Жидкий поток 2155 кубовых остатков можно подавать из отпарной колонны 2154 в колонну 2156 дебутанизатора. Головной поток 2157 из дебутанизатора может содержать C3-C4 олефиновые продукты, а поток 2158 кубовых остатков может содержать стабилизированный бензин, и его можно дополнительно очищать и отправлять в бензохранилище.
[218] Разбавленный поток этилена и/или поток сухого газа FCC можно использовать в качестве сырья для ОСМ, как описано в настоящем документе, включая ОСМ, интегрированный с другим процессом. Разбавленный поток этилена может содержать поток сухого газа FCC, содержащий от 5 процентов по массе (% мас.) до 50% мас. этилена (в некоторых случаях от 10% мас. до 30% мас. этилена). Разбавленный поток этилена может содержать метан, например, в концентрации от 25% мас. до 55% мас. Разбавленный поток этилена может содержать этан, например, в концентрации от 5% мас. до 45% мас. Разбавленный поток этилена может содержать пропилен, например, в концентрации от 0,1% мас. до 20% мас. пропилена (в некоторых случаях от 0,5% мас. до 6% мас.). Разбавленный поток этилена может содержать водород и/или азот, например, в концентрации от 1% мас. до 25% мас. каждого (в некоторых случаях от 5% мас. до 20% мас. каждого). Вода в насыщающем количестве также может присутствовать в разбавленном потоке этилена. В некоторых случаях, при использовании вторичного абсорбера 2149, может присутствовать не более 5% мас. соединений C3+, обычно менее 0,5% мас. пропилена. Помимо водорода, в разбавленном потоке этилена могут присутствовать также другие примеси, такие как сероводород, аммиак, оксиды углерода и ацетилен.
[219] Многие примеси в сухом газообразном потоке этилена могут отравлять катализатор. Вторичный поток 2152 отходящего газа, содержащий разбавленный поток этилена, можно подавать в установку 2160 аминного абсорбера для снижения концентраций сероводорода (см., например, фиг. 21C). Слабый водный аминный раствор 2161, например, содержащий моноэтаноламин или диэтаноламин, можно подавать в установку 2160 аминного абсорбера и приводить в контакт с движущимся вторичным потоком отходящего газа для абсорбции сероводорода, а обогащенный водный аминный раствор 2162 после абсорбции, содержащий сероводород, можно выводить из установки 2160 аминного абсорбера, восстанавливать и в некоторых случаях дополнительно перерабатывать.
[220] Обработанный амином разбавленный поток 2163 этилена можно подавать в установку 2164 промывания водой для удаления остаточного амина из аминного абсорбера 2160 и для снижения концентрации аммиака и диоксида углерода в разбавленном потоке 2167 этилена. В установку промывания водой можно подавать воду 2165. Воду можно слегка подкислять для усиления улавливания основных молекул, таких как амин. Водный поток 2166 с повышенным содержанием амина и потенциально аммиака и диоксида углерода можно выводить из установки 2164 промывания водой и можно подвергать дополнительной переработке, например, как описано в настоящем документе.
[221] На фиг. 22 показано несколько подходов к получению сырья для ОСМ и осуществлению реакции ОСМ с применением метана и парафинов из FCC. Метансодержащий или парафиносодержащий поток 2200 может быть продуктом разделительной установки. Метансодержащий или олефиносодержащий поток 2200 может представлять собой головной газ FCC, из которого удалены или подвержены метанированию H2S и CO2, и может быть сжат в компрессоре 2201. Можно использовать дополнительные компрессоры. Метансодержащий или парафиносодержащий поток 2200 может представлять собой головной газ FCC, из которого удалены H2S и CO2, и в котором их содержание дополнительно снижено в установке промывания водой. Метансодержащий или парафиносодержащий поток 2200 можно подвергать сжатию в компрессоре 2201. В таких случаях в результате можно получать тот же метансодержащий или парафиносодержащий поток (первый поток продуктов) с таким же составом, но при повышенном давлении. В некоторых случаях перед компрессором и/или после компрессора расположен один или более защитных слоев 2205. В некоторых случаях потоки, содержащие метан или легкие парафины (например, этан и/или пропан), можно добавлять в головной поток 2200 FCC. Примеры такого метансодержащего или парафиносодержащего потока могут представлять собой потоки из кумольной установки, из деэтанизатора или из депропанизатора в комплексе получения непредельных соединений. В некоторых случаях метансодержащий или парафиносодержащий поток можно смешивать с головным потоком FCC до компрессора 2210 или после компрессора 2215. Метансодержащий или парафиносодержащий поток можно смешивать с головным потоком FCC до 2215 или после 2220 защитного слоя(ев) 2205.
[222] Можно добавлять один или более потоков рециркуляции в сырье 2225 для ОСМ. Рециркулированные потоки можно добавлять до компрессора 2230 или после защитных слоев 2235. Состав потока 2225 может отличаться от состава потока 2200. Такая композиционная разница может быть результатом удаления некоторых компонентов в защитном слое(ях) 2205, добавления потоков 2210, 2215, 2220, 2230, 2235, 2240, 2245, 2250 или их комбинаций. Такая композиционная разница может быть результатом удаления некоторых компонентов в защитном слое(ях) 2205, добавления потоков 2210, 2215, 2220, 2230, 2235, 2240, 2245, 2250 или их комбинаций.
[223] Сырьевой поток 2225 для ОСМ можно подавать в процесс 2260 ОСМ и превращать в олефины так, как описано в настоящем документе.
Интеграция ОСМ с DCU
[224] Установка замедленного коксования (DCU) представляет собой такой тип реактора коксования, в котором процесс включает нагревание подаваемой остаточной нефти до температуры ее термического крекинга в печи с множеством параллельных проходов. Она может обеспечивать крекинг тяжелых, длинноцепочечных углеводородных молекул остаточной нефти до газойля реактора крекинга и нефтяного кокса. DCU представляет собой одну из элементарных операций, используемых на многих нефтеперерабатывающих заводах. DCU глобального масштаба может содержать 1, 2, 3, 4, 5, 6, 7, 8 или более барабанов (например, каждый имеет диаметр до примерно 10 метров и общую высоту до примерно 43 метров). В некоторых случаях выход кокса из процесса DCU составляет от примерно 18% до примерно 30% по массе сырьевой остаточной нефти. Некоторые нефтеперерабатывающие заводы выпускают 2000-3000 тонн или более нефтяного кокса в сутки. Битум (например, из нефтеносных песков) является примером остаточной нефти. Таким образом, в настоящем изобретении предложены системы и способы превращения нефтяных песков в олефины посредством реакций ОСМ отходящего газа DCU.
[225] На фиг. 23 показано, что остаточную нефть 2300 (например, из установки вакуумной перегонки, иногда включая высококипящие масла из других источников нефтеперерабатывающего завода) можно подавать насосом в нижнюю часть дистилляционной колонной, называемой главной установкой 2302 фракционирования. Оттуда ее можно подавать насосом, вместе с частью закачиваемого пара 2304, в пламенную печь 2306 и нагревать до температуры ее термического крекинга (например, примерно 480°С). Термический крекинг может начинаться в трубе между печью 2306 и коксовыми барабанами 2308 и заканчиваться в действующем коксовом барабане(ах) (коксовые барабаны поочередно наполняют коксом и опустошают). Закачиваемый пар 2304 может способствовать минимизации отложения кокса в трубах печи.
[226] Закачивание подаваемой остаточной нефти в нижнюю часть главной установки фракционирования, а не напрямую в печь, может обеспечивать предварительный нагрев остаточной нефти посредством приведения ее в контакт с горячими парами в нижней части установки фракционирования. В то же время часть горячего пара может конденсироваться в высококипящей жидкости, которую можно возвращать в печь вместе с горячей остаточной нефтью.
[227] По мере протекания в барабане крекинга, в паровой фазе могут образовываться газойль и более легкие компоненты 2310, и их можно отделять от жидких и твердых компонентов. Исходящий поток барабана представляет собой пар, за исключением захваченных жидких или твердых компонентов, и его можно подавать в главную установку фракционирования, где его разделяют на фракции с требуемой температурой кипения (например, тяжелый газойль 2312, легкий газойль 2314, нафту 2316 крекинг-установки и отходящий газ 2318 DCU).
[228] Твердый кокс может откладываться и сохраняться в коксовом барабане в пористой структуре, обеспечивающей возможность течения через поры. В зависимости от используемого общего цикла коксового барабана, коксовый барабан может наполняться в течение примерно 16-24 часов.
[229] После наполнения барабана затвердевшим коксом, горячую смесь из печи можно переводить в другой барабан. Пока наполняется другой барабан, полный барабан можно отпаривать 2320 для уменьшения содержания углеводородов в нефтяном коксе, а затем гасить водой 2322 для его охлаждения. Можно снимать верхнее и нижнее днище наполненного коксового барабана и затем вырезать из коксового барабана твердый нефтяной кокс с помощью водяного сопла 2324 высокого давления, и он может падать в яму, на платформу или в шламовый канал для отправки в хранилище 2326. В некоторых вариантах реализации коксовые барабаны 2308 эксплуатируют при давлении от примерно 3 до примерно 8 бар, воду 2324 для резки кокса закачивают при давлении примерно 140 бар, а отходящий газ 2318 DCU отводят при давлении примерно 2-3 бар (абсолютные значения давления).
[230] Для упрощения настоящего изобретения, переработка отходящего газа DCU в сырье для ОСМ описана со ссылкой на варианты реализации, описанные для отходящего газа FCC. Без ограничения, поток 2318 отходящего газа DCU можно сжимать, добавлять различные потоки или компоненты и/или удалять различные потоки или компоненты перед олигомеризацией олефинов в соответствии с системами и способами ETL, описанными на фиг. 22. Например, поток 2200 отходящего газа FCC на фиг. 22 можно использовать вместо или объединять с потоком 2318 отходящего газа DCU на фиг. 23.
Системы управления
[231] В настоящем изобретении предложены также компьютерные системы управления, которые можно использовать для регулирования или иного контролирования способов и систем, предложенных в настоящем документе. Система управления согласно настоящему изобретению может быть запрограммирована для регулирования технологических параметров, например, температуры, давления в данной системе, такой как подсистемы ОСМ, ATR и/или SMR.
[232] На фиг. 24 представлена компьютерная система 2401, которая запрограммирована или иным образом выполнена с возможностью регулирования реакций или реакционных условий в различных системах/подсистемах, таких как подсистемы ОСМ, гидрирования, ATR и/или SMR. Компьютерная система 2401 может регулировать, например, скорости потоков текучих сред («потоков»), температуру потоков, давление потоков, температуру реакционных установок, давление реакционных установок, молярное соотношение между реагентами, время контакта реагента (или соединений) с катализатором(ами) реакции и количество продуктов, возвращаемых в цикл или направляемых в данную систему/установку или из нее.
[233] Компьютерная система 2401 содержит центральное процессорное устройство (CPU, в данном контексте также называемое «процессор» и «компьютерный процессор») 2405, которое может быть одноядерным или многоядерным процессором, или может представлять собой несколько процессоров для параллельной обработки. Компьютерная система 2401 также содержит запоминающее устройство или ячейку памяти 2410 (например, оперативное запоминающее устройство, постоянное запоминающее устройство, флэш-память), электронный блок 2415 хранения данных (например, жесткий диск), (e.g., hard disk), интерфейс 2420 системы связи (например, сетевой адаптер) для коммуникации с одной или более другими системами и периферические устройства 2425, такие как кэш, другие блоки памяти, устройства хранения данных и/или электронные видеоадаптеры. Запоминающее устройство 2410, блок 2415 хранения данных, интерфейс 2420 и периферические устройства 2425 сообщаются с CPU 2405 через коммуникационную шину (сплошные линии), такую как материнская плата. Блок 2415 хранения данных может представлять собой устройство хранения данных (или репозиторий данных) для хранения данных.
[234] CPU 2405 может исполнять последовательность машиночитаемых инструкций, которые могут быть реализованы в форме программы или программного обеспечения. Инструкции можно хранить в ячейке памяти, такой как запоминающее устройство 2410. Примеры операций, выполняемых CPU 2405, могут включать выборку, декодирование, исполнение и обратную запись. CPU 2405 может быть частью схемы, такой как интегральная схема. В схему можно включать один или более других компонентов системы 2401. В некоторых случаях указанная схема представляет собой специализированную заказную интегральную схему (ASIC).
[235] Блок 2415 хранения данных может обеспечивать хранение файлов, таких как драйверы, библиотеки и сохраненные программы. Блок 2415 хранения данных может обеспечивать хранение программ, созданных пользователями, и записанные сеансы, а также результат(ы) работы программ. Блок 2415 хранения данных может обеспечивать хранение пользовательских данных, например, предпочтений пользователя и пользовательских программ. В некоторых случаях компьютерная система 2401 может содержать один или более дополнительных блоков хранения данных, которые являются внешними для компьютерной системы 2401, например, которые расположены на удаленном сервере, сообщающемся с компьютерной системой 2401 по внутренней сети или интернету. Компьютерная система 2401 может сообщаться с одной или более удаленными компьютерными системами по сети 2430.
[236] Способы, описанные в настоящем документе, можно осуществлять с помощью кода, пригодного для исполнения машиной (например, компьютерным процессором), записанного на электронном блоке хранения данных компьютерной системы 2401, например, в запоминающем устройстве 2410 или в электронном блоке 2415 хранения данных. Код, пригодный для исполнения машиной, или машиночитаемый код, может быть представлен в форме программного обеспечения. Во время работы код может исполняться процессором 2405. В некоторых случаях код может быть извлечен из блока 2415 хранения данных и может храниться в запоминающем устройстве 2410 для простоты доступа со стороны процессора 2405. В некоторых ситуациях электронный блок 2415 хранения данных может отсутствовать, и инструкции, пригодные для исполнения машиной, хранятся в запоминающем устройстве 2410.
[237] Указанный код может быть предварительно скомпилирован и выполнен с возможностью его применения на машине, содержащей процессор, приспособленный для исполнения такого кода, или может быть скомпилирован во время выполнения программы. Указанный код может быть записан на языке программирования, который может быть выбран для обеспечения возможности исполнения кода предварительно скомпилированным или уже скомпилированным образом.
[238] Аспекты систем и способов, представленных в настоящем документе, такие как компьютерная система 2401, могут быть воплощены при программировании. Различные аспекты предложенной технологии в некоторых случаях можно рассматривать как «продукты» или «изделия производства» в форме кода, пригодного для исполнения машиной (или процессором), и/или связанных данных, которые воплощены или реализованы в определенном типе машиночитаемой среды. Код, пригодный для исполнения машиной, можно хранить на электронном блоке хранения данных, таких как запоминающее устройство (например, оперативное запоминающее устройство, постоянное запоминающее устройство, флэш-память) или жесткий диск. Носитель типа «хранилища» может включать любую или всю материальные блоки памяти компьютеров, процессоров или т.п., или связанных с ними модулей, таких как различные полупроводниковые запоминающие устройства, ленточные накопители, дисководы и т.п., которые в любое время могут обеспечивать долговременное хранение для создания программного обеспечения. Все или часть программного обеспечения можно время от времени передавать через интернет или различные другие телекоммуникационные сети. Такая связь, например, может обеспечивать возможность загрузки программного обеспечения с одного компьютера или процессора на другой, например, с сервера управления или главного компьютера на компьютерную платформу сервера приложений. Таким образом, другой тип носителя, который может нести элементы программного обеспечения, включает в себя оптические, электрические носители и электромагнитные волны, например, проходящие через физические границы между локальными устройствами, через проводные и оптические стационарные сети и через различные воздушные линии. Физические элементы, несущие такие волны, такие как проводные или беспроводные линии связи, оптические линии или т.п., также можно рассматривать как носители, несущие программное обеспечение. В данном контексте, при отсутствии ограничения до долговременных, материальных носителей типа «хранилища», такие термины как «носитель, пригодный для чтения» компьютером или машиной, относятся к любому носителю, который участвует в доставке инструкций в процессор для их исполнения.
[239] Таким образом, машиночитаемый носитель, такой как код, пригодный для исполнения компьютером, может принимать различные формы, включая, но не ограничиваясь ими, материальный носитель данных, несущую волновую среду или физическую среду передачи. Энергонезависимые носители данных включают, например, оптические или магнитные диски, такие как любые устройства хранения данных на любом компьютере(ах) или т.п., например, которые можно использовать для реализации баз данных и т.д., представленных на чертежах. Энергозависимые носители данных включают динамическую память, такую как оперативная память такой компьютерной платформы. Материальные средства передачи включают коаксиальные кабели; медные провода и оптические волокна, включая провода, образующие шину в компьютерной системе. Среда передачи на несущей волне может принимать форму электрических или электромагнитных сигналов, или акустических или световых волн, таких как волны, генерируемые во время радиочастотной (РЧ) и инфракрасной (ИК) передачи данных. Распространенные формы машиночитаемых носителей включают, например: дискету, гибкий диск, жесткий диск, магнитную ленту, любой другой магнитный носитель, CD-ROM, DVD или DVD-ROM, любой другой оптический носитель, перфокарты, бумажные ленты, любой другой физический носитель с определенной последовательностью отверстий, RAM, ROM, PROM и EPROM, FLASH-EPROM, любой другой чип или картридж памяти, несущую волну, передающую данные или инструкции, кабели или линии связи, передающие такую несущую волну, или любой другой носитель, с которого компьютер может считывать программный код и/или данные. Многие из указанных форм машиночитаемых носителей могут участвовать в переносе одной или более последовательностей одной или более команд в процессор для их исполнения.
[240] Компьютерная система 2401 может содержать или может сообщаться с электронным дисплеем 2435, который содержит пользовательский интерфейс (UI) 2440 для обеспечения, например, сигналов от микросхемы по мере того, как проходит время. Примеры UI включают, без ограничения, графический пользовательский интерфейс (GUI) и пользовательский интерфейс на основе веб-технологии.
[241] Способы и системы согласно настоящему изобретению можно воплощать с помощью одного или более алгоритмов. Один алгоритм может быть реализован с помощью программного обеспечения во время его исполнения центральным процессорным устройством 2405.
[242] Следует понимать, что системы и способы, описанные в настоящем документе, приведены в качестве примеров, и что можно использовать различные альтернативные варианты. Кроме того, следует понимать, что компоненты систем, описанных в настоящем документе, являются взаимозаменяемыми.
[243] На основании вышеизложенного следует понимать, что несмотря на то, что изображены и описаны конкретные варианты реализации, в их отношении можно сделать различные модификации, и они предусмотрены настоящим изобретением. Также не предусмотрено ограничение настоящего изобретения конкретными примерами, приведенными в настоящем описании. Несмотря на то, что настоящее изобретение описано со ссылкой на вышеупомянутое разъяснение, описание и иллюстрации предпочтительных вариантов реализации, приведенные в настоящем документе, не следует понимать в ограничивающем смысле. Кроме того, следует понимать, что все аспекты настоящего изобретения не ограничены до конкретного изображения, конфигураций или относительных пропорций, представленных в настоящем документе, которые зависят от множества условий и переменных. Специалистам в данной области техники понятны многочисленные модификации форм и элементов различных вариантов реализации настоящего изобретения. Таким образом, предусмотрено, что настоящее изобретение включает также любые такие модификации, варианты и эквиваленты. Подразумевается, что в следующей формуле изобретения определен объем настоящего изобретения, и что способы и структуры, входящие в объем указанной формулы изобретения и ее эквивалентов, также входят в его объем.

Claims (27)

1. Способ получения пропилена, включающий:
(a) подачу первого потока, содержащего метан (CH4), и второго потока, содержащего окислительный агент, в реактор окислительного сочетания метана (ОСМ) при температуре по меньшей мере примерно 400°С и давлении по меньшей мере примерно 3 бар (изб.) с получением потока продуктов ОСМ, содержащего этилен, пропилен, пропан и непревращенный метан (CH4);
(b) фракционирование потока продуктов ОСМ с использованием одной или более разделительных установок с получением (i) третьего потока, содержащего этилен, и (ii) четвертого потока, содержащего пропилен и пропан;
(c) подачу по меньшей мере части четвертого потока в дополнительную разделительную установку с получением потока пропилена и потока пропана;
(d) подачу по меньшей мере части потока пропана в установку дегидрирования пропана (PDH) с получением исходящего потока PDH, содержащего пропилен, метан и водород;
(e) разделение исходящего потока PDH на пятый поток, содержащий пропилен, шестой поток, содержащий метан, и седьмой поток, содержащий водород;
(f) подачу по меньшей мере части шестого потока в реактор ОСМ;
(g) подачу по меньшей мере части третьего потока в реактор димеризации с получением потока бутена, причем менее примерно 50% указанного потока бутена представляет собой изобутен; и
(h) подачу указанного потока бутена в реактор метатезиса с получением исходящего потока, содержащего пропилен и непревращенный бутен.
2. Способ по п. 1, в котором стадии (g) и (h) осуществляют в одной емкости.
3. Способ по п. 1, в котором димеризацию и метатезис осуществляют в одном реакторе или над одним катализатором.
4. Способ по п. 1, в котором по меньшей мере примерно 50% указанного потока бутена представляет собой 1-бутен или 2-бутен.
5. Способ по п. 1, в котором часть этилена, полученного в реакторе ОСМ, подают в реактор димеризации и дополнительную часть этилена, полученного в реакторе ОСМ, подают в реактор метатезиса.
6. Способ по п. 5, в котором примерно 70% этилена, полученного в реакторе ОСМ, подают в реактор димеризации и примерно 30% этилена, полученного в реакторе ОСМ, подают в реактор метатезиса.
7. Способ по п. 1, в котором в реактор метатезиса по существу не подают этилен, не введя его прежде в реактор димеризации.
8. Способ по п. 7, в котором этилен, который подают в реактор димеризации, имеет чистоту по меньшей мере примерно 99,5 мол.%.
9. Способ по п. 8, в котором по меньшей мере примерно 95% этилена в реакторе димеризации превращается в бутены.
10. Способ по п. 1, в котором поток бутена, полученный в реакторе димеризации, содержит соединения C5+, и при этом указанные соединения C5+ удаляют с помощью дебутанизатора до осуществления стадии (h).
11. Способ по п. 1, в котором этилен отделяют от компонентов C3+ в исходящем потоке реактора метатезиса.
12. Способ по п. 11, в котором часть выделенного этилена возвращают в реактор метатезиса.
13. Способ по п. 1, в котором пропилен в исходящем потоке реактора метатезиса отделяют от непревращенного бутена.
14. Способ по п. 13, в котором непревращенный бутен возвращают в реактор метатезиса.
15. Способ по п. 1, в котором бутен, который подают в реактор метатезиса, дополнительно содержит непревращенный этилен и указанный непревращенный этилен проходит через реактор димеризации, не превращаясь в бутен.
16. Способ по п. 15, в котором непревращенный этилен является единственным этиленом, который подают в реактор метатезиса.
17. Способ по п. 1, в котором непревращенный метан из реактора ОСМ удаляют способом вакуумной короткоцикловой адсорбции (VPSA) с получением исходящего потока VPSA, который содержит менее примерно 1% метана.
18. Способ по п. 17, в котором исходящий поток VPSA подают в дистилляционную колонну, где удаляют соединения C3+ с получением исходящего потока перегонки, который имеет
более высокую концентрацию этилена, чем исходящий поток VPSA.
RU2019141083A 2017-05-23 2018-05-23 Интеграция окислительного сочетания в метановые установки RU2764097C2 (ru)

Applications Claiming Priority (9)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US201762510065P 2017-05-23 2017-05-23
US62/510,065 2017-05-23
US201762536876P 2017-07-25 2017-07-25
US62/536,876 2017-07-25
US201762584441P 2017-11-10 2017-11-10
US62/584,441 2017-11-10
US201862644098P 2018-03-16 2018-03-16
US62/644,098 2018-03-16
PCT/US2018/034184 WO2018217924A1 (en) 2017-05-23 2018-05-23 Integration of oxidative coupling of methane processes

Publications (3)

Publication Number Publication Date
RU2019141083A RU2019141083A (ru) 2021-06-24
RU2019141083A3 RU2019141083A3 (ru) 2021-11-08
RU2764097C2 true RU2764097C2 (ru) 2022-01-13

Family

ID=64395880

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
RU2019141083A RU2764097C2 (ru) 2017-05-23 2018-05-23 Интеграция окислительного сочетания в метановые установки

Country Status (11)

Country Link
US (1) US11001542B2 (ru)
EP (1) EP3630707B1 (ru)
JP (1) JP2020521811A (ru)
KR (1) KR20200034961A (ru)
AU (1) AU2018273238B2 (ru)
CA (1) CA3064016C (ru)
ES (1) ES2960342T3 (ru)
HU (1) HUE064375T2 (ru)
PL (1) PL3630707T3 (ru)
RU (1) RU2764097C2 (ru)
WO (1) WO2018217924A1 (ru)

Families Citing this family (19)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US9133079B2 (en) 2012-01-13 2015-09-15 Siluria Technologies, Inc. Process for separating hydrocarbon compounds
US9969660B2 (en) 2012-07-09 2018-05-15 Siluria Technologies, Inc. Natural gas processing and systems
WO2014089479A1 (en) 2012-12-07 2014-06-12 Siluria Technologies, Inc. Integrated processes and systems for conversion of methane to multiple higher hydrocarbon products
WO2015081122A2 (en) 2013-11-27 2015-06-04 Siluria Technologies, Inc. Reactors and systems for oxidative coupling of methane
CN106068323B (zh) 2014-01-08 2019-09-06 希路瑞亚技术公司 乙烯成液体的系统和方法
WO2015106023A1 (en) 2014-01-09 2015-07-16 Siluria Technologies, Inc. Oxidative coupling of methane implementations for olefin production
US10377682B2 (en) 2014-01-09 2019-08-13 Siluria Technologies, Inc. Reactors and systems for oxidative coupling of methane
US10793490B2 (en) 2015-03-17 2020-10-06 Lummus Technology Llc Oxidative coupling of methane methods and systems
US20160289143A1 (en) 2015-04-01 2016-10-06 Siluria Technologies, Inc. Advanced oxidative coupling of methane
US9328297B1 (en) 2015-06-16 2016-05-03 Siluria Technologies, Inc. Ethylene-to-liquids systems and methods
EP3362425B1 (en) 2015-10-16 2020-10-28 Lummus Technology LLC Separation methods and systems for oxidative coupling of methane
CA3019396A1 (en) 2016-04-13 2017-10-19 Siluria Technologies, Inc. Oxidative coupling of methane for olefin production
US20180169561A1 (en) 2016-12-19 2018-06-21 Siluria Technologies, Inc. Methods and systems for performing chemical separations
US11001542B2 (en) 2017-05-23 2021-05-11 Lummus Technology Llc Integration of oxidative coupling of methane processes
WO2019010498A1 (en) 2017-07-07 2019-01-10 Siluria Technologies, Inc. SYSTEMS AND METHODS FOR OXIDIZING METHANE COUPLING
US11242419B1 (en) * 2020-09-09 2022-02-08 Rextac, Llc Integrated process for producing propylene polymers and copolymers with reduced greenhouse gas emission
US11572329B1 (en) * 2021-11-22 2023-02-07 King Fahd University Of Petroleum And Minerals System and method for methanol production using energy mix systems
US11858892B2 (en) 2021-12-31 2024-01-02 Uop Llc Adsorbent for removing methanol or CO2 from a hydrocarbon stream
CN114736095A (zh) * 2022-05-12 2022-07-12 中海石油气电集团有限责任公司 一种天然气催化氧化制氢和烯烃的方法

Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20080207975A1 (en) * 2004-12-22 2008-08-28 Basf Aktiengesellschaft Method For The Production Of Propene From Propane
RU2383522C2 (ru) * 2003-11-18 2010-03-10 Ламмус Текнолоджи Инк. Производство пропилена при парофазном крекинге углеводородов, в частности этана
RU2451005C1 (ru) * 2011-05-30 2012-05-20 Общество с ограниченной ответственностью "Научно-исследовательский инженерный центр "Синтез" (ООО НИИЦ "Синтез") Комплексный способ каталитической переработки природного газа с получением низших олефинов
WO2016149507A1 (en) * 2015-03-17 2016-09-22 Siluria Technologies, Inc. Oxidative coupling of methane methods and systems

Family Cites Families (520)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR649429A (fr) 1927-01-28 1928-12-21 Ig Farbenindustrie Ag Procédé pour la séparation continue de mélanges de liquides
US2324172A (en) 1940-10-31 1943-07-13 Standard Oil Co Processing well fluids
US2486980A (en) 1946-02-01 1949-11-01 Phillips Petroleum Co Catalytic vapor phase hydration of ethylene
US2577701A (en) 1946-05-20 1951-12-04 Shell Dev Fractionation process
US2643216A (en) 1950-08-10 1953-06-23 Phillips Petroleum Co Device and process for converting hydrocarbons
US2579601A (en) 1950-08-16 1951-12-25 Shell Dev Olefin hydration process
US2621216A (en) 1950-08-17 1952-12-09 Shell Dev Production of ethylene
GB733336A (en) 1951-06-20 1955-07-13 Ici Ltd Improvements in and relating to the production of lower alkenes
US2673221A (en) 1952-01-18 1954-03-23 Eastman Kodak Co Process of producing ethyl alcohol by hydration of ethylene
US2943125A (en) 1954-08-07 1960-06-28 Ziegler Production of dimers and low molecular polymerization products from ethylene
US2880592A (en) 1955-11-10 1959-04-07 Phillips Petroleum Co Demethanization of cracked gases
US2906795A (en) 1957-07-31 1959-09-29 Texaco Inc Recovery and utilization of normally gaseous olefins
US2926751A (en) 1958-09-22 1960-03-01 Fluor Corp Organic carbonate process for carbon dioxide
US3094569A (en) 1958-10-20 1963-06-18 Union Carbide Corp Adsorptive separation process
US3128317A (en) 1961-01-13 1964-04-07 Texaco Inc Selective hydrogenation of acetylene in ethylene with a zeolitic catalyst
GB1016049A (en) 1964-04-10 1966-01-05 Lummus Co A process for the liquefaction of a gas
US3325556A (en) 1964-05-18 1967-06-13 Universal Oil Prod Co Selective hydrogenation of acetylene in a mixture of acetylene and other unsaturated hydrocarbons
US3459678A (en) 1966-01-03 1969-08-05 Eastman Kodak Co Olefin hydration catalyst
DE1551612B1 (de) 1967-12-27 1970-06-18 Messer Griesheim Gmbh Verfluessigungsverfahren fuer Gasgemische mittels fraktionierter Kondensation
US3584071A (en) 1968-03-01 1971-06-08 Gulf Research Development Co Telomerization of ethylene
US3686334A (en) 1969-01-13 1972-08-22 Exxon Research Engineering Co Direct hydration of ethylene to ethanol
DE1905517B2 (de) 1969-02-05 1977-01-27 Hoechst Ag, 6000 Frankfurt Vorrichtung zur herstellung von 1,2-dichloraethan
GB1312974A (en) 1969-05-29 1973-04-11 Toyo Soda Mfg Co Ltd Process and catalyst for dimerization of alpha-olefins
JPS4823056B1 (ru) 1969-08-20 1973-07-11
US3702886A (en) 1969-10-10 1972-11-14 Mobil Oil Corp Crystalline zeolite zsm-5 and method of preparing the same
US3709669A (en) 1970-12-28 1973-01-09 Texaco Development Corp Methane production
US3761540A (en) 1971-04-30 1973-09-25 Phillips Petroleum Co Alkylation of isoparaffin with ethylene and a higher olefin
US3754052A (en) 1972-01-14 1973-08-21 Sun Research Development Ethylene alkylation resulting in alkylate with high proportion of 2,3-dimethylbutane
US3862257A (en) 1972-04-17 1975-01-21 Exxon Research Engineering Co Modified ziegler catalyst for alpha olefin wax synthesis
US3900526A (en) 1972-05-02 1975-08-19 Phillips Petroleum Co Selective removal of 1,2 polyenes and acetylenic compounds from conjugated-diene feed using a nickel, iron or cobalt arsenide catalyst
US3751878A (en) 1972-10-20 1973-08-14 Union Carbide Corp Bulk separation of carbon dioxide from natural gas
US3966644A (en) 1973-08-03 1976-06-29 American Cyanamid Company Shaped catalyst particles
US4012452A (en) 1973-12-17 1977-03-15 National Distillers And Chemical Corporation Olefin hydration process
DE2429770C3 (de) 1974-06-21 1981-04-16 Deutsche Texaco Ag, 2000 Hamburg Verfahren zur Herstellung von niederen Alkoholen durch direkte katalytische Hydratisierung niederer Olefine
US4090949A (en) 1974-07-31 1978-05-23 Mobil Oil Corportion Upgrading of olefinic gasoline with hydrogen contributors
US3931349A (en) 1974-09-23 1976-01-06 Mobil Oil Corporation Conversion of methanol to gasoline components
DE2540257B2 (de) 1975-09-10 1977-06-02 Hoechst Ag, 6000 Frankfurt Verfahren zur herstellung von 1,2- dichloraethan
SU681032A1 (ru) 1976-02-23 1979-08-25 Грозненский филиал Охтинского научно-производственного объединения "Пластполимер" Способ получени димеров и содимеров -олефинов
GB1572168A (en) 1976-04-06 1980-07-23 Ici Ltd Hydrogenation catalyst and process
US4132745A (en) 1976-06-25 1979-01-02 Institut Francais Du Petrole Process for isomerizing 1-butene to 2-butene
US4140504A (en) 1976-08-09 1979-02-20 The Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
US4107224A (en) 1977-02-11 1978-08-15 Mobil Oil Corporation Manufacture of ethyl benzene
US4367353A (en) 1977-12-21 1983-01-04 Imperial Chemical Industries Limited Catalytic hydrogenation and purification
US4232177A (en) 1979-02-21 1980-11-04 Chemical Research & Licensing Company Catalytic distillation process
JPS5918374B2 (ja) 1978-11-14 1984-04-26 三井東圧化学株式会社 アニソ−ル類を出発物質とするオルトアルキル化フエノ−ル類の選択的製造方法
USRE31010E (en) 1979-04-09 1982-08-10 Chem Systems Inc. Preparation of carboxylic acid esters with BF3 complex catalyst
US4211885A (en) 1979-05-15 1980-07-08 Phillips Petroleum Company High octane gasoline components from catalytic cracking gasoline, propylene, and isobutane by disproportionation, cleavage and alkylation
FR2458524A1 (fr) 1979-06-08 1981-01-02 Inst Francais Du Petrole Procede d'hydrogenation selective d'une fraction d'hydrocarbures renfermant 2 ou 3 atomes de carbone par molecule
DE3064972D1 (en) 1979-11-20 1983-10-27 Ici Plc Hydrogenation catalyst material, a precursor thereto, method of making the latter and use of the catalyst for selective hydrogenation
US4311851A (en) 1979-12-19 1982-01-19 Chem Systems Inc. Preparation of carboxylic acid esters with BF3 -alcohol complex catalyst
US4314090A (en) 1980-08-18 1982-02-02 The Dow Chemical Company Linear alpha olefin production
US4328130A (en) 1980-10-22 1982-05-04 Chevron Research Company Shaped channeled catalyst
US4394303A (en) 1981-05-12 1983-07-19 Chevron Research Company Large pore shaped hydroprocessing catalysts
US4370156A (en) 1981-05-29 1983-01-25 Standard Oil Company (Indiana) Process for separating relatively pure fractions of methane and carbon dioxide from gas mixtures
US4469905A (en) 1981-11-04 1984-09-04 Union Oil Company Of California Process for producing and extracting C2 to C6 alcohols
US4439213A (en) 1981-12-30 1984-03-27 The C. M. Kemp Manufacturing Co. Nitrogen generation system
US4567307A (en) 1982-08-30 1986-01-28 Atlantic Richfield Company Two-step methane conversion process
US4629718A (en) 1982-08-30 1986-12-16 Atlantic Richfield Company Alkali promoted manganese oxide compositions containing silica and/or alkaline earth oxides
US4554395A (en) 1982-08-30 1985-11-19 Atlantic Richfield Company Methane conversion
DK147705C (da) 1982-09-07 1985-05-13 Haldor Topsoe As Fremgangsmaade til fremstilling af carbonhydrider ud fra syntesegas
US4552644A (en) 1982-09-30 1985-11-12 Stone & Webster Engineering Corporation Duocracking process for the production of olefins from both heavy and light hydrocarbons
DE3406751A1 (de) 1982-10-07 1985-08-29 Baerns, Manfred, Prof. Dr., 4630 Bochum Verfahren der oxidativen kopplung von methan zu c(pfeil abwaerts)2(pfeil abwaerts)-kohlenwasserstoffen, verfahren zur herstellung der katalysatoren und vorrichtungen zur durchfuehrung der oxidativen kopplung
US4765883A (en) 1982-10-20 1988-08-23 Stone & Webster Engineering Corporation Process for the production of aromatics benzene, toluene, xylene (BTX) from heavy hydrocarbons
US4440956A (en) 1982-10-25 1984-04-03 The Dow Chemical Company Selective hydrogenation of acetylenes in the presence of butadiene and catalyst used in the hydrogenation
US5003124A (en) 1982-11-17 1991-03-26 Chemical Research & Licensing Company Oligomerization process
US4433185A (en) 1983-04-04 1984-02-21 Mobil Oil Corporation Two stage system for catalytic conversion of olefins with distillate and gasoline modes
US4465887A (en) 1983-06-27 1984-08-14 Standard Oil Company (Indiana) Process for producing butylene polymers having molecular weights in the range of from about 400 to 5000 molecular weight
US4777313A (en) 1983-08-12 1988-10-11 Atlantic Richfield Company Boron-promoted reducible metal oxides and methods of their use
US4511747A (en) 1984-02-01 1985-04-16 Mobil Oil Corporation Light olefin conversion to heavier hydrocarbons with sorption recovery of unreacted olefin vapor
US4551438A (en) 1984-04-11 1985-11-05 Chevron Research Company Oligomerization of liquid olefin over a nickel-containing silicaceous crystalline molecular sieve and hydrocarbyl aluminum halide
US4489215A (en) 1984-04-16 1984-12-18 Atlantic Richfield Company Methane conversion
EP0161833B1 (en) 1984-05-03 1994-08-03 Mobil Oil Corporation Catalytic dewaxing of light and heavy oils in dual parallel reactors
CA1289125C (en) 1984-10-02 1991-09-17 Joseph P. Bartek Upgrading low molecular weight alkanes
US5055627A (en) 1985-01-07 1991-10-08 Chemical Research & Licensing Company Process for the preparation of cumene
US4751336A (en) 1985-02-28 1988-06-14 Amoco Corporation Conversion of a lower alkane
US4754093A (en) 1985-02-28 1988-06-28 Amoco Corporation Conversion of a lower alkane
US4814539A (en) 1985-02-28 1989-03-21 Amoco Corporation Conversion of a lower alkane
US4754091A (en) 1985-02-28 1988-06-28 Amoco Corporation Conversion of a lower alkane
US4895823A (en) 1985-03-19 1990-01-23 Phillips Petroleum Company Composition of matter for oxidative conversion of organic compounds
US5959170A (en) 1985-05-24 1999-09-28 Atlantic Richfield Company Methane conversion process
NZ216388A (en) 1985-06-14 1990-01-29 Grace W R & Co Catalytic conversion of methane into hydrogen and higher hydrocarbons
US4891457A (en) 1985-09-13 1990-01-02 Hartley Owen Multistage process for converting olefins to heavier hydrocarbons
US4717782A (en) 1985-09-13 1988-01-05 Mobil Oil Corporation Catalytic process for oligomerizing ethene
US5080872A (en) 1985-09-26 1992-01-14 Amoco Corporation Temperature regulating reactor apparatus and method
DE3534530A1 (de) 1985-09-27 1987-04-09 Manfred Prof Dr Baerns Kontinuierliches verfahren zur oxidativen kopplung von methan zu c(pfeil abwaerts)2(pfeil abwaerts)(pfeil abwaerts)+(pfeil abwaerts)-kohlenwasserstoffen in gegenwart von katalysatoren
US4673664A (en) 1985-10-07 1987-06-16 American Cyanamid Company Shape for extruded catalyst support particles and catalysts
GB8600260D0 (en) 1986-01-07 1986-02-12 British Petroleum Co Plc Chemical process
DE3770647D1 (de) 1986-01-09 1991-07-18 Light Oil Utilization Res Ass Produktion eines mischvorrats fuer benzin mit hoher oktanzahl.
GB2191212B (en) 1986-06-05 1990-02-07 British Petroleum Co Plc Integrated process for the production of liquid hydrocarbons from methane
US5473027A (en) 1986-06-20 1995-12-05 Chevron Chemical Company Production of blow molding polyethylene resin
FR2600556A1 (fr) 1986-06-27 1987-12-31 Rhone Poulenc Chim Base Nouveau catalyseur a base de nickel et/ou de cobalt, sa preparation et son utilisation a la production de methane
US5012028A (en) 1986-07-11 1991-04-30 The Standard Oil Company Process for upgrading light hydrocarbons using oxidative coupling and pyrolysis
US4822944A (en) 1986-07-11 1989-04-18 The Standard Oil Company Energy efficient process for upgrading light hydrocarbons and novel oxidative coupling catalysts
US4801762A (en) 1987-02-13 1989-01-31 Atlantic Richfield Company Methane conversion process
US5591315A (en) 1987-03-13 1997-01-07 The Standard Oil Company Solid-component membranes electrochemical reactor components electrochemical reactors use of membranes reactor components and reactor for oxidation reactions
US4822477A (en) 1987-06-11 1989-04-18 Mobil Oil Corporation Integrated process for gasoline production
US4769047A (en) 1987-06-29 1988-09-06 Shell Oil Company Process for the production of ethylene oxide
FR2618786B1 (fr) 1987-07-31 1989-12-01 Bp Chimie Sa Procede de polymerisation d'olefines en phase gazeuse dans un reacteur a lit fluidise
US4865820A (en) 1987-08-14 1989-09-12 Davy Mckee Corporation Gas mixer and distributor for reactor
EP0303438A3 (en) 1987-08-14 1989-12-27 DAVY McKEE CORPORATION Production of synthesis gas from hydrocarbonaceous feedstock
US4855524A (en) 1987-11-10 1989-08-08 Mobil Oil Corporation Process for combining the operation of oligomerization reactors containing a zeolite oligomerization catalyst
US4831203A (en) 1987-12-16 1989-05-16 Mobil Oil Corporation Integrated production of gasoline from light olefins in a fluid cracking process plant
US4855528A (en) 1988-02-05 1989-08-08 Exxon Chemical Patents Inc. Catalysts and process for oligomerization of olefins with nickel-containing zeolite catalysts
US4950311A (en) 1988-03-07 1990-08-21 White Jr Donald H Heaterless adsorption system for combined purification and fractionation of air
FR2629451B1 (fr) 1988-04-05 1991-07-12 Inst Francais Du Petrole Procede de production d'olefines a partir du gaz naturel
US4966874A (en) 1988-05-18 1990-10-30 Exxon Chemical Patents Inc. Process for preparing linear alpha-olefins using zirconium adducts as catalysts
US4849571A (en) 1988-05-20 1989-07-18 Atlantic Richfield Company Hydrocarbon production
US4835331A (en) 1988-05-23 1989-05-30 Uop Process for the oligomerization of olefinic hydrocarbons
US4962261A (en) 1988-06-20 1990-10-09 Uop Process for upgrading methane to higher carbon number hydrocarbons
US4939311A (en) 1988-08-17 1990-07-03 Amoco Corporation Catalysts for the oxidative conversion of methane to higher hydrocarbons
US5024984A (en) 1988-08-17 1991-06-18 Amoco Corporation Catalysts for the oxidative conversion of methane to higher hydrocarbons
US5034565A (en) 1988-09-26 1991-07-23 Mobil Oil Corporation Production of gasoline from light olefins in a fluidized catalyst reactor system
US4935568A (en) 1988-12-05 1990-06-19 Mobil Oil Corporation Multistage process for oxygenate conversion to hydrocarbons
US4900347A (en) 1989-04-05 1990-02-13 Mobil Corporation Cryogenic separation of gaseous mixtures
US5118898A (en) 1989-06-30 1992-06-02 The Broken Hill Proprietary Company Limited Process for the production of olefins by combined methane oxidative coupling/hydrocarbon pyrolysis
NZ234287A (en) 1989-06-30 1992-05-26 Broken Hill Pty Co Ltd Hardening a carbonate-containing catalyst by heating in an atmosphere containing co 2
US5015799A (en) 1989-07-06 1991-05-14 Amoco Corporation Oxidative coupling process for converting methane and/or natural gas to more transportable products
US5004852A (en) 1989-08-24 1991-04-02 Mobil Oil Corp. Two-stage process for conversion of olefins to high octane gasoline
DE3930533C1 (ru) 1989-09-13 1991-05-08 Degussa Ag, 6000 Frankfurt, De
US5171333A (en) 1990-01-09 1992-12-15 Uop Methane purification by pressure swing adsorption
US5041405A (en) 1990-02-22 1991-08-20 The Texas A & M University System Lithium/magnesium oxide catalyst and method of making
DE4039960A1 (de) 1990-03-23 1991-09-26 Hoechst Ag Verfahren und vorrichtung zur herstellung von 1,2-dichlorethan
US5057468A (en) 1990-05-21 1991-10-15 Chemical Research & Licensing Company Catalytic distillation structure
US5057638A (en) 1990-06-22 1991-10-15 Chevron Research And Technology Company Process for making 1-hexene from 1-butene
GB9018409D0 (en) 1990-08-22 1990-10-03 Ici Plc Catalysts
US5263998A (en) 1990-08-22 1993-11-23 Imperial Chemical Industries Plc Catalysts
US5168090A (en) 1990-10-04 1992-12-01 Monsanto Company Shaped oxidation catalyst structures for the production of maleic anhydride
US5132472A (en) 1990-10-17 1992-07-21 Sun Refining And Marketing Company Catalytic oxidation of alkanes
US5414157A (en) 1990-10-17 1995-05-09 Sun Company, Inc. (R&M) Catalytic oxidation of alkanes
FR2669921B1 (fr) 1990-12-04 1995-07-21 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion de l'ethylene en olefines alpha legeres.
GB9028034D0 (en) 1990-12-24 1991-02-13 Isis Innovation Improved processes for the conversion of methane to synthesis gas
US5240474A (en) 1991-01-23 1993-08-31 Air Products And Chemicals, Inc. Air separation by pressure swing adsorption with a high capacity carbon molecular sieve
US5449850A (en) 1991-03-12 1995-09-12 Exxon Chemical Patents Inc. Process for oligomerizing C3 and higher olefins using zirconium adducts as catalysts (CS-467)
WO1992019697A1 (en) 1991-05-02 1992-11-12 Exxon Research And Engineering Company Catalytic cracking process and apparatus
US5179056A (en) 1991-05-06 1993-01-12 Union Carbide Chemicals & Plastics Technology Corporation Production of alkenyl alkanoate catalysts
FR2676748B1 (fr) 1991-05-21 1993-08-13 Inst Francais Du Petrole Procede de production d'hydrocarbures liquides a partir du gaz naturel, en presence d'un catalyseur a base de zeolithe et de gallium.
DE69227906T2 (de) 1991-07-08 1999-07-01 Huntsman Spec Chem Corp Verfahren zur herstellung von maleinate mit hoher produktivität
US5198596A (en) 1991-10-11 1993-03-30 Amoco Corporation Hydrocarbon conversion
US5245109A (en) 1991-10-11 1993-09-14 Amoco Corporation Hydrocarbon conversion
US5196634A (en) 1991-10-11 1993-03-23 Amoco Corporation Hydrocarbon conversion
US5811618A (en) 1991-10-16 1998-09-22 Amoco Corporation Ethylene trimerization
US5599510A (en) 1991-12-31 1997-02-04 Amoco Corporation Catalytic wall reactors and use of catalytic wall reactors for methane coupling and hydrocarbon cracking reactions
US5254781A (en) 1991-12-31 1993-10-19 Amoco Corporation Olefins process which combines hydrocarbon cracking with coupling methane
US5395981A (en) 1992-06-22 1995-03-07 Uop Hydrocarbon conversion by catalytic distillation
US5849973A (en) 1992-07-08 1998-12-15 Gas Research Institute Oxidative coupling catalyst
FR2693455B1 (fr) 1992-07-09 1994-09-30 Inst Francais Du Petrole Procédé de fabrication d'oléfines alpha légères par oligomérisation de l'éthylène.
US5306854A (en) 1992-07-10 1994-04-26 Council Of Scientific & Industrial Research Two step process for production of liquid hydrocarbons from natural gas
US5336825A (en) 1992-07-10 1994-08-09 Council Of Scientific & Industrial Research Integrated two step process for conversion of methane to liquid hydrocarbons of gasoline range
IT1255710B (it) 1992-10-01 1995-11-10 Snam Progetti Procedimento integrato per produrre olefine da miscele gassose contenenti metano
IT1256156B (it) 1992-10-06 1995-11-29 Montecatini Tecnologie Srl Catalizzatore in granuli particolarmente per la deidrogenazione ossidativa di metanolo a formaldeide
US5861353A (en) 1992-10-06 1999-01-19 Montecatini Tecnologie S.R.L. Catalyst in granular form for 1,2-dichloroethane synthesis
IT1255945B (it) 1992-10-30 1995-11-17 Eniricerche Spa Procedimento e catalizzatore per la trasformazione del metano in prodotti idrocarburici superiori.
US5817904A (en) 1992-12-11 1998-10-06 Repsol Petroleo S.A. Method for the conversion of methane into longer chain hydrocarbons
US5763722A (en) 1992-12-11 1998-06-09 Repsol Petroleo S.A. Method for the methane chemical conversion into C2 hydrocarbons
KR960003790B1 (ko) 1992-12-31 1996-03-22 한국과학기술원 신규한 변형 마그네슘 옥사이드 촉매 조성물 및 그의 제조방법
CA2087578C (en) 1993-01-19 1998-10-27 William Kevin Reagen Preparing catalyst for olefin polymerization
US5414170A (en) 1993-05-12 1995-05-09 Stone & Webster Engineering Corporation Mixed phase front end C2 acetylene hydrogenation
EP0634211A1 (en) 1993-07-16 1995-01-18 Texaco Development Corporation Oxidative coupling of methane on manganese oxide octahedral molecular sieve catalyst
US5659090A (en) 1993-10-15 1997-08-19 Institut Francais Du Petrole Steps in a process for the production of at least one alkyl tertiobutyl ether from natural gas
FR2711136B1 (fr) 1993-10-15 1996-02-02 Inst Francais Du Petrole Procédé de production d'au moins un alkyl tertiobutyl éther à partir du gaz naturel.
DE4338416C1 (de) 1993-11-10 1995-04-27 Linde Ag Löslicher Katalysator für die Herstellung von linearen alpha-Olefinen durch Oligomerisierung von Ethylen
DE4338414C1 (de) 1993-11-10 1995-03-16 Linde Ag Verfahren zur Herstellung linearer Olefine
US6355093B1 (en) 1993-12-08 2002-03-12 Eltron Research, Inc Two component-three dimensional catalysis
US5510306A (en) 1993-12-29 1996-04-23 Shell Oil Company Process for isomerizing linear olefins to isoolefins
FR2715154B1 (fr) 1994-01-14 1996-04-05 Inst Francais Du Petrole Procédé de production d'oléfines alpha légères de pureté améliorée par oligomérisation, de l'éthylène.
US5462583A (en) 1994-03-04 1995-10-31 Advanced Extraction Technologies, Inc. Absorption process without external solvent
US5714657A (en) 1994-03-11 1998-02-03 Devries; Louis Natural gas conversion to higher hydrocarbons
US5712217A (en) 1995-06-05 1998-01-27 Council Of Scientific & Industrial Research Supported catalyst with mixed lanthanum and other rare earth oxides
FR2721837B1 (fr) 1994-07-01 1996-08-30 Inst Francais Du Petrole Catalyseur d'oxydation resistant a des temperatures elevees, son procede de preparation et procede de combustion utilisant un tel catalyseur
WO1996002381A1 (fr) 1994-07-15 1996-02-01 Idemitsu Petrochemical Co., Ltd. Resine de polypropylene tres rigide et produit d'extrusion-soufflage obtenu a partir de celle-ci
KR100228997B1 (ko) 1994-10-03 1999-11-01 테라사끼 이와오 방향족 탄화수소의 제조방법
US5568737A (en) 1994-11-10 1996-10-29 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
JP2925963B2 (ja) 1994-12-05 1999-07-28 石油公団 メタンの酸化カップリング方法とその装置
GB9424547D0 (en) * 1994-12-06 1995-01-25 Bp Chem Int Ltd Ethylene conversion process
GB9502342D0 (en) 1995-02-07 1995-03-29 Exxon Chemical Patents Inc Hydrocarbon treatment and catalyst therefor
US7576296B2 (en) 1995-03-14 2009-08-18 Battelle Energy Alliance, Llc Thermal synthesis apparatus
US6821500B2 (en) 1995-03-14 2004-11-23 Bechtel Bwxt Idaho, Llc Thermal synthesis apparatus and process
US5749937A (en) 1995-03-14 1998-05-12 Lockheed Idaho Technologies Company Fast quench reactor and method
US6303092B1 (en) 1995-04-10 2001-10-16 Air Products And Chemicals, Inc. Process for operating equilibrium controlled reactions
EP0822969B1 (en) 1995-04-27 1999-06-02 Abb Lummus Global Inc. Process for converting olefinic hydrocarbons using spent fcc catalyst
US5679241A (en) 1995-05-17 1997-10-21 Abb Lummus Global Inc. Olefin plant recovery system employing catalytic distillation
US5819555A (en) 1995-09-08 1998-10-13 Engdahl; Gerald Removal of carbon dioxide from a feed stream by carbon dioxide solids separation
DE19533484A1 (de) 1995-09-12 1997-03-13 Basf Ag Monomodale und polymodale Katalysatorträger und Katalysatoren mit engen Porengrößenverteilungen und deren Herstellverfahren
DE19533486A1 (de) 1995-09-12 1997-03-13 Basf Ag Monomodale und polymodale Katalysatorträger und Katalysatoren mit engen Porengrößenverteilungen und deren Herstellverfahren
US5656064A (en) 1995-10-04 1997-08-12 Air Products And Chemicals, Inc. Base treated alumina in pressure swing adsorption
DE19601750A1 (de) 1996-01-19 1997-07-24 Basf Ag Verfahren zur Oxidation und Oxidehydrierung von Kohlenwasserstoffen in der Wirbelschicht
US5897945A (en) 1996-02-26 1999-04-27 President And Fellows Of Harvard College Metal oxide nanorods
FR2748020B1 (fr) 1996-04-26 1998-06-26 Inst Francais Du Petrole Procede ameliore de conversion de l'ethylene en butene-1 avec utilisation d'additifs a base de polyethyleneglycols et de leurs derives
FR2748018B1 (fr) 1996-04-26 1998-06-26 Inst Francais Du Petrole Procede ameliore de conversion de l'ethylene en olefines alpha legeres avec utilisation d'additifs a base de sels d'ammonium quaternaire
US5780003A (en) 1996-08-23 1998-07-14 Uop Llc Crystalline manganese phosphate compositions
US5877363A (en) 1996-09-23 1999-03-02 Catalytic Distillation Technologies Process for concurrent selective hydrogenation of acetylenes and 1,2 butadine in hydrocarbon streams
US6486373B1 (en) 1996-11-05 2002-11-26 Mobil Oil Corporation Shape selective zeolite catalyst and its use in aromatic compound conversion
GB9626324D0 (en) 1996-12-19 1997-02-05 Bp Chem Int Ltd Process
FR2759922B1 (fr) 1997-02-25 1999-05-07 Inst Francais Du Petrole Composition catalytique amelioree pour la conversion de l'ethylene en olefines alpha legeres
US5936135A (en) 1997-05-02 1999-08-10 Council Of Scientific & Industrial Research Process for the preparation of hydrocarbons
US5856257A (en) 1997-05-16 1999-01-05 Phillips Petroleum Company Olefin production
GB9712165D0 (en) 1997-06-11 1997-08-13 Air Prod & Chem Processes and apparatus for producing a gaseous product
FR2764524B1 (fr) 1997-06-17 1999-07-16 Inst Francais Du Petrole Composition catalytique et procede pour l'oligomerisation de l'ethylene, en particulier en butene-1 et/ou hexene-1
US6153149A (en) 1997-08-06 2000-11-28 The Trustees Of Princeton University Adaptive feedback control flow reactor
UA50853C2 (ru) 1997-10-08 2002-11-15 Шелл Інтернаціонале Рісерч Маатшаппідж Б.В. Рабочий нагреватель беспламенной камеры сгорания и способ обеспечения теплоты для эндотермического процесса при помощи такого нагревателя
US20020182124A1 (en) 1997-10-14 2002-12-05 William M. Woodard Olefin production process
US6048472A (en) 1997-12-23 2000-04-11 Air Products And Chemicals, Inc. Production of synthesis gas by mixed conducting membranes
DE19809532C1 (de) 1998-03-05 1999-04-15 Karlsruhe Forschzent Verfahren zur Carboxylierung von terminalen Alkinen
US6114400A (en) 1998-09-21 2000-09-05 Air Products And Chemicals, Inc. Synthesis gas production by mixed conducting membranes with integrated conversion into liquid products
US6379586B1 (en) 1998-10-20 2002-04-30 The Boc Group, Inc. Hydrocarbon partial oxidation process
US6096934A (en) 1998-12-09 2000-08-01 Uop Llc Oxidative coupling of methane with carbon conservation
DE19910964A1 (de) 1999-03-12 2000-09-21 Krupp Uhde Gmbh Verfahren zur Herstellung von Ethylendichlorid (EDC)
DE60028461T2 (de) 1999-06-24 2006-09-28 Polimeri Europa S.P.A. Katalysatorzusammenzetsung zur Aromatisierung von Kohlenwasserstoffen
CN1100028C (zh) 1999-07-22 2003-01-29 中国石油化工集团公司 一种异构烷烃与烯烃的烷基化方法
US6146549A (en) 1999-08-04 2000-11-14 Eltron Research, Inc. Ceramic membranes for catalytic membrane reactors with high ionic conductivities and low expansion properties
US7663011B2 (en) 1999-09-07 2010-02-16 Lummus Technology Inc. Mesoporous material with active metals
US6303841B1 (en) 1999-10-04 2001-10-16 Uop Llc Process for producing ethylene
DE19959873A1 (de) 1999-12-10 2001-06-13 Basf Ag Oxidationsreaktionen unter Verwendung von gemischtleitenden sauerstoffselektiven Membranen
FR2802833B1 (fr) 1999-12-24 2002-05-10 Inst Francais Du Petrole Composition catalytique et procede pour l'oligomerisation de l'ethylene, en particulier en hexene-1
US6380451B1 (en) 1999-12-29 2002-04-30 Phillips Petroleum Company Methods for restoring the heat transfer coefficient of an oligomerization reactor
US6726850B1 (en) 2000-01-14 2004-04-27 Sebastian C. Reyes Catalytic partial oxidation using staged oxygen addition
IT1317757B1 (it) 2000-02-03 2003-07-15 Enitecnologie Spa Metodo per la preparazione di idrocarburi idrogenati.
US6455015B1 (en) 2000-02-16 2002-09-24 Uop Llc Fluid-solid contacting chambers having multi-conduit, multi-nozzle fluid distribution
DE10009017A1 (de) 2000-02-25 2001-09-06 Basf Ag Geformte Katalysatoren
WO2001077191A1 (en) 2000-04-06 2001-10-18 Bp Chemicals Limited Process for the gas phase polymerisation of olefins
US6596912B1 (en) 2000-05-24 2003-07-22 The Texas A&M University System Conversion of methane to C4+ aliphatic products in high yields using an integrated recycle reactor system
GB0016895D0 (en) 2000-07-11 2000-08-30 Bp Chem Int Ltd Olefin oligomerisation
US6660812B2 (en) 2000-07-13 2003-12-09 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Production of olefin derivatives
US6447745B1 (en) 2000-08-01 2002-09-10 Exxonmobil Research And Engineering Company Catalytic oxidation process
WO2002014854A1 (en) 2000-08-14 2002-02-21 Chevron U.S.A. Inc. Use of microchannel reactors in combinatorial chemistry
US6726832B1 (en) 2000-08-15 2004-04-27 Abb Lummus Global Inc. Multiple stage catalyst bed hydrocracking with interstage feeds
US6468501B1 (en) 2000-09-14 2002-10-22 Chevrontexaco Corporation Method for heteroatom lattice substitution in large and extra-large pore borosilicate zeolites
US6403523B1 (en) 2000-09-18 2002-06-11 Union Carbide Chemicals & Plastics Technology Corporation Catalysts for the oxidative dehydrogenation of hydrocarbons
US6518476B1 (en) 2000-09-18 2003-02-11 Union Carbide Chemicals & Plastics Technology Corporation Methods for manufacturing olefins from lower alkans by oxidative dehydrogenation
WO2002024571A1 (fr) 2000-09-20 2002-03-28 Teikokuoil.Co.,Ltd. Procede permettant d'oxyder partiellement du methane a l'aide d'une membrane ceramique de permeation dense selective pour l'oxygene
US6538169B1 (en) 2000-11-13 2003-03-25 Uop Llc FCC process with improved yield of light olefins
US6660894B1 (en) 2000-11-21 2003-12-09 Phillips Petroleum Company Process for upgrading an oligomerization product
DE10101695A1 (de) 2001-01-15 2002-07-18 Basf Ag Verfahren zur heterogen katalysierten Gasphasenpartialoxidation von Vorläuferverbindungen der (Meth)acrylsäure
US6669916B2 (en) 2001-02-12 2003-12-30 Praxair Technology, Inc. Method and apparatus for purifying carbon dioxide feed streams
US6509292B1 (en) 2001-03-30 2003-01-21 Sud-Chemie Inc. Process for selective hydrogenation of acetylene in an ethylene purification process
ITMI20010782A1 (it) 2001-04-12 2002-10-12 Enitecnologie Spa Procedimento per ottenere un carburante taglio diesel mediante oligomerizzazione di olefine o loro miscele
US6683019B2 (en) 2001-06-13 2004-01-27 Abb Lummus Global Inc. Catalyst for the metathesis of olefin(s)
US6635103B2 (en) 2001-07-20 2003-10-21 New Jersey Institute Of Technology Membrane separation of carbon dioxide
US7316804B2 (en) 2001-08-02 2008-01-08 Ineos Usa Llc Flow reactors for chemical conversions with heterogeneous catalysts
US6703429B2 (en) 2001-08-23 2004-03-09 Chevron U.S.A. Inc. Process for converting synthesis gas into hydrocarbonaceous products
FR2829707B1 (fr) 2001-09-19 2003-12-12 Air Liquide Procede et dispositif de melange de deux gaz reactifs
US6921516B2 (en) 2001-10-15 2005-07-26 General Motors Corporation Reactor system including auto ignition and carbon suppression foam
US6783659B2 (en) 2001-11-16 2004-08-31 Chevron Phillips Chemical Company, L.P. Process to produce a dilute ethylene stream and a dilute propylene stream
US6764602B2 (en) 2001-11-29 2004-07-20 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process of removing oxygenated contaminants from an olefin composition
US6768035B2 (en) 2002-01-31 2004-07-27 Chevron U.S.A. Inc. Manufacture of high octane alkylate
US6747066B2 (en) 2002-01-31 2004-06-08 Conocophillips Company Selective removal of oxygen from syngas
JP4245298B2 (ja) 2002-02-27 2009-03-25 ダイセル化学工業株式会社 気体反応成分の供給制御方法および制御装置
US6610124B1 (en) 2002-03-12 2003-08-26 Engelhard Corporation Heavy hydrocarbon recovery from pressure swing adsorption unit tail gas
WO2003080546A1 (en) 2002-03-19 2003-10-02 Energy Technologies Group, Inc. Gas to liquid conversion process
US6713657B2 (en) 2002-04-04 2004-03-30 Chevron U.S.A. Inc. Condensation of olefins in fischer tropsch tail gas
US20030189202A1 (en) 2002-04-05 2003-10-09 Jun Li Nanowire devices and methods of fabrication
US7093445B2 (en) 2002-05-31 2006-08-22 Catalytica Energy Systems, Inc. Fuel-air premixing system for a catalytic combustor
FR2840607A1 (fr) 2002-06-10 2003-12-12 Bp Lavera Procede de conversion du methane en ethane
US6759562B2 (en) 2002-07-24 2004-07-06 Abb Lummus Global Inc. Olefin plant recovery system employing a combination of catalytic distillation and fixed bed catalytic steps
US6964934B2 (en) 2002-08-28 2005-11-15 Albemarle Netherlands B.V. Process for the preparation of doped pentasil-type zeolite using doped seeds
CA2499318A1 (en) 2002-09-18 2004-04-22 Angela M. Belcher Peptide mediated synthesis of metallic and magnetic materials
CN1182038C (zh) 2002-10-11 2004-12-29 清华大学 合成稀土氢氧化物或氧化物纳米线及其纳米粉体的方法
DE60331252D1 (de) 2002-12-20 2010-03-25 Sasol Tech Pty Ltd Trimerisierung von olefinen
US20040158113A1 (en) 2003-02-06 2004-08-12 Girish Srinivas Catalysts and process for converting fuel gases to gasoline
US8277525B2 (en) 2003-02-07 2012-10-02 Dalton Robert C High energy transport gas and method to transport same
US20130025201A1 (en) 2003-02-07 2013-01-31 Dalton Robert C High energy transport gas and method to transport same
US7196238B2 (en) 2003-03-10 2007-03-27 Fortum Oyj Process for dimerizing light olefins
US7932296B2 (en) 2003-03-16 2011-04-26 Kellogg Brown & Root Llc Catalytic partial oxidation reforming for syngas processing and products made therefrom
CA2427722C (en) 2003-04-29 2007-11-13 Ebrahim Bagherzadeh Preparation of catalyst and use for high yield conversion of methane to ethylene
GB0311774D0 (en) 2003-05-22 2003-06-25 Bp Chem Int Ltd Production of olefins
KR101110800B1 (ko) 2003-05-28 2012-07-06 도꾸리쯔교세이호진 상교기쥬쯔 소고겡뀨죠 히드록실기 함유 화합물의 제조 방법
CN1261216C (zh) 2003-05-30 2006-06-28 中国石油化工股份有限公司 一种含分子筛的烃类裂化催化剂及其制备方法
US7214841B2 (en) 2003-07-15 2007-05-08 Abb Lummus Global Inc. Processing C4 olefin streams for the maximum production of propylene
CN101075673A (zh) 2003-08-26 2007-11-21 松下电器产业株式会社 使用锰氧化物纳米结构体的氧还原电极
US7208647B2 (en) 2003-09-23 2007-04-24 Synfuels International, Inc. Process for the conversion of natural gas to reactive gaseous products comprising ethylene
US7183451B2 (en) 2003-09-23 2007-02-27 Synfuels International, Inc. Process for the conversion of natural gas to hydrocarbon liquids
US7199273B2 (en) 2003-11-24 2007-04-03 Exxonmobil Chemical Patents, Inc. Selective hydrogenation of alkynes and/or diolefins
JP2005161225A (ja) 2003-12-03 2005-06-23 Nissan Motor Co Ltd 排ガス浄化用触媒
US7923109B2 (en) 2004-01-05 2011-04-12 Board Of Regents, The University Of Texas System Inorganic nanowires
US7589041B2 (en) 2004-04-23 2009-09-15 Massachusetts Institute Of Technology Mesostructured zeolitic materials, and methods of making and using the same
US20130292300A1 (en) 2004-04-23 2013-11-07 Massachusetts Institute Of Technology Mesostructured zeolitic materials suitable for use in hydrocracking catalyst compositions and methods of making and using the same
US7375048B2 (en) 2004-04-29 2008-05-20 Basf Catalysts Llc ZSM-5 additive
US7550644B2 (en) 2004-05-10 2009-06-23 Precision Combustion, Inc. Isobutane alkylation
DE102004029147B4 (de) 2004-06-17 2008-01-03 Uhde Gmbh Verfahren und Vorrichtung zur Herstellung von 1,2-Dichlorethan mittels Direktchlorierung
FR2873116B1 (fr) 2004-07-15 2012-11-30 Inst Francais Du Petrole Procede d'oligomerisation des olefines utilisant un catalyseur a base de silice-alumine
US7141705B2 (en) 2004-08-05 2006-11-28 Catalytic Distillation Technologies Etherification process
US20060283780A1 (en) 2004-09-01 2006-12-21 Sud-Chemie Inc., Desulfurization system and method for desulfurizing a fuel stream
EP1632467A1 (en) 2004-09-06 2006-03-08 Research Institute of Petroleum Industry Improved catalyst for direct conversion of methane to ethane and ethylene
US20060084830A1 (en) 2004-10-20 2006-04-20 Catalytic Distillation Technologies Selective hydrogenation process and catalyst
US7361622B2 (en) 2005-11-08 2008-04-22 Rohm And Haas Company Multi-staged catalyst systems and process for converting alkanes to alkenes and to their corresponding oxygenated products
DE102004063090A1 (de) 2004-12-22 2006-07-06 Uhde Gmbh Verfahren zur Herstellung von 1,2-Dichlorethan mittels Direktchlorierung
US7683227B2 (en) 2004-12-22 2010-03-23 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Production of aromatic hydrocarbons from methane
FR2880018B1 (fr) 2004-12-27 2007-02-23 Inst Francais Du Petrole Production de propylene mettant en oeuvre la dimerisation de l'ethylene en butene-1, l'hydro-isomerisation en butene-2 et la metathese par l'ethylene
US20060173224A1 (en) 2005-02-01 2006-08-03 Catalytic Distillation Technologies Process and catalyst for selective hydrogenation of dienes and acetylenes
US7525002B2 (en) 2005-02-28 2009-04-28 Exxonmobil Research And Engineering Company Gasoline production by olefin polymerization with aromatics alkylation
US7566428B2 (en) 2005-03-11 2009-07-28 Saint-Gobain Ceramics & Plastics, Inc. Bed support media
US7888541B2 (en) 2005-04-15 2011-02-15 Catalytic Distillation Technologies Double bond hydroisomerization of butenes
DE102005019596A1 (de) 2005-04-27 2006-11-02 Süd-Chemie AG Katalysatorträger
GB0512377D0 (en) 2005-06-17 2005-07-27 Exxonmobil Chem Patents Inc Oligomerisation of olefins with zeolite catalyst
CN102728352A (zh) 2005-07-27 2012-10-17 切夫里昂菲利普化学有限责任公司 选择性加氢催化剂及其制备和使用方法
EP1749806B1 (en) 2005-07-29 2008-10-15 Linde AG Method for preparing linear alpha-olefins with improved heat removal
EP1748039B1 (en) 2005-07-29 2013-01-23 Linde AG Method for deactivation of an organometallic catalyst
EP1749807A1 (en) 2005-08-02 2007-02-07 Linde AG Method for producing linear alpha-olefins with improved product distribution
US20070083073A1 (en) 2005-09-02 2007-04-12 Ebrahim Bagherzadeh Catalyst and method for converting low molecular weight paraffinic hydrocarbons into alkenes and organic compounds with carbon numbers of 2 or more
DK200600854A (en) 2005-09-02 2007-03-03 Topsoe Haldor As Process and catalyst for hydrogenation of carbon oxides
EP1945350A1 (en) 2005-10-07 2008-07-23 Midwest Research Institute, Inc. Attrition resistant fluidizable reforming catalyst
DE102005050388A1 (de) 2005-10-20 2007-04-26 Linde Ag Rückgewinnungssystem für die Weiterverarbeitung eines Spaltgasstroms einer Ethylenanlage
CN101316807B (zh) 2005-10-28 2012-11-28 巴斯夫欧洲公司 从c1-c4链烷烃合成芳族烃并利用包含c1-c4链烷烃的产物料流的方法
US7550638B2 (en) * 2005-11-16 2009-06-23 Equistar Chemicals, Lp Integrated cracking and metathesis process
DE102005061897A1 (de) 2005-12-23 2007-06-28 Degussa Gmbh Verfahren zur Herstellung von pulverförmigen Feststoffen
US7521394B2 (en) 2005-12-29 2009-04-21 The Board Of Trustees Of The University Of Illinois Nanoparticles containing titanium oxide
JP5330635B2 (ja) * 2006-01-20 2013-10-30 豊田通商株式会社 プロピレンの製造方法、触媒の再生方法、固体酸触媒
US7993599B2 (en) 2006-03-03 2011-08-09 Zeropoint Clean Tech, Inc. Method for enhancing catalyst selectivity
EP2010470A2 (de) * 2006-03-29 2009-01-07 Basf Se Verfahren zur herstellung von propen aus propan
WO2007123977A2 (en) 2006-04-21 2007-11-01 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Production of aromatics from methane
US7728186B2 (en) 2006-04-21 2010-06-01 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Production of aromatics from methane
WO2007126811A2 (en) 2006-04-21 2007-11-08 Exxonmobil Chemical Patent Inc. Process for methane conversion
US7781636B2 (en) 2006-04-21 2010-08-24 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for methane conversion
US7977519B2 (en) 2006-04-21 2011-07-12 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Production of aromatic hydrocarbons from methane
GB0608277D0 (en) 2006-04-27 2006-06-07 Accentus Plc Process for preparing liquid hydrocarbons
US8445594B2 (en) 2006-05-02 2013-05-21 Dow Global Technologies Llc High-density polyethylene compositions, method of making the same, articles made therefrom, and method of making such articles
KR101442857B1 (ko) 2006-06-07 2014-09-22 바스프 에스이 올레핀의 공이량체화 방법
DE102006027335A1 (de) 2006-06-13 2008-01-10 Evonik Degussa Gmbh Verfahren zur Herstellung von Metallmischoxidpulvern
DE102006027334A1 (de) 2006-06-13 2008-01-10 Evonik Degussa Gmbh Verfahren zur Herstellung von Metalloxidpulvern
DE102006027302A1 (de) 2006-06-13 2008-01-10 Evonik Degussa Gmbh Verfahren zur Herstellung von Mischoxidpulvern
US8454721B2 (en) 2006-06-21 2013-06-04 Cambrios Technologies Corporation Methods of controlling nanostructure formations and shapes
DE602006008931D1 (de) 2006-07-31 2009-10-15 Linde Ag Verfahren zur Oligomerisierung von Ethylen und/oder alpha-Olefinen
JP2010501002A (ja) 2006-08-14 2010-01-14 マヨ ファウンデイション フォア メディカル エデュケイション アンド リサーチ 希土類ナノ粒子
CN101134913B (zh) 2006-08-31 2011-05-18 中国石油化工股份有限公司 一种烃类催化转化方法
US7824574B2 (en) 2006-09-21 2010-11-02 Eltron Research & Development Cyclic catalytic upgrading of chemical species using metal oxide materials
US7687048B1 (en) 2006-09-28 2010-03-30 Uop Llc Amine treatment in light olefin processing
DE102006055973A1 (de) 2006-11-24 2008-05-29 Borsig Gmbh Wärmetauscher zur Kühlung von Spaltgas
ES2319007B1 (es) 2006-12-07 2010-02-16 Rive Technology, Inc. Metodos para fabricar materiales zeoliticos mesoestructurados.
US9103586B2 (en) 2006-12-16 2015-08-11 Kellogg Brown & Root Llc Advanced C2-splitter feed rectifier
EP2102136A1 (en) 2006-12-19 2009-09-23 BP Oil International Limited Process for converting methane into a higher alkane mixture.
US7586018B2 (en) * 2006-12-21 2009-09-08 Uop Llc Oxygenate conversion to olefins with dimerization and metathesis
CN101652182B (zh) 2007-04-04 2013-11-06 埃克森美孚化学专利公司 由甲烷生产芳烃
WO2008134484A2 (en) 2007-04-25 2008-11-06 Hrd Corp. Catalyst and method for converting natural gas to higher carbon compounds
US20090043141A1 (en) 2007-05-30 2009-02-12 Terry Mazanec Oxidative coupling of methane
EP2014635A1 (en) 2007-06-12 2009-01-14 Bp Oil International Limited Process for converting ethane into liquid alkane mixtures
US7799209B2 (en) 2007-06-29 2010-09-21 Uop Llc Process for recovering power from FCC product
US7879119B2 (en) 2007-07-20 2011-02-01 Kellogg Brown & Root Llc Heat integration and condensate treatment in a shift feed gas saturator
US9617196B2 (en) 2007-08-03 2017-04-11 Hitachi Zosen Corporation Catalyst for methanation of carbon oxides, preparation method of the catalyst and process for the methanation
EP2184269B1 (en) 2007-08-03 2014-10-01 Mitsui Chemicals, Inc. Process for production of aromatic hydrocarbons
FI120627B (fi) 2007-08-24 2009-12-31 Neste Oil Oyj Menetelmä olefiinien oligomeroimiseksi
TW200918486A (en) 2007-09-18 2009-05-01 Asahi Kasei Chemicals Corp Process for production of propylene
EP2045013A1 (en) 2007-10-03 2009-04-08 Bp Oil International Limited Solid metal compound, preparations and uses thereof
US8206498B2 (en) 2007-10-25 2012-06-26 Rive Technology, Inc. Methods of recovery of pore-forming agents for mesostructured materials
WO2009071463A2 (de) 2007-12-03 2009-06-11 Basf Se Oxidative methankopplung via membranreaktor
CN101888902B (zh) 2007-12-12 2013-11-13 沙特基础工业公司 乙烯低聚反应的催化剂组合物、低聚反应方法及所述催化剂组合物的制备方法
WO2009078899A1 (en) 2007-12-14 2009-06-25 Dow Technology Investments Llc Oxygen/hydrocarbon rapid (high shear) gas mixer, particularly for the production of ethylene oxide
CN100563829C (zh) 2008-02-03 2009-12-02 山东省科学院能源研究所 整体式负载型碳分子筛催化剂及其制备方法应用
US7847140B2 (en) 2008-02-13 2010-12-07 Karl Chuang Process for making higher olefins
MY156207A (en) 2008-02-18 2016-01-29 Shell Int Research Process for the conversion of ethane to aromatic hydrocarbons
US8071063B2 (en) 2008-02-21 2011-12-06 Exxonmobile Research And Engineering Company Separation of hydrogen from hydrocarbons utilizing zeolitic imidazolate framework materials
US7687041B2 (en) 2008-02-27 2010-03-30 Kellogg Brown & Root Llc Apparatus and methods for urea production
US8071836B2 (en) 2008-03-13 2011-12-06 Fina Technology, Inc. Process for toluene and methane coupling in a microreactor
EP2103586A1 (en) 2008-03-20 2009-09-23 Bp Oil International Limited Process for converting methane into ethane in a membrane reactor
EP2276566A1 (de) 2008-04-08 2011-01-26 Basf Se Katalysator zur dehydroaromatisierung von methan und methanhaltigen gemischen
AU2009233786B2 (en) 2008-04-09 2014-04-24 Velocys Inc. Process for converting a carbonaceous material to methane, methanol and/or dimethyl ether using microchannel process technology
US8537067B2 (en) 2008-04-29 2013-09-17 Raytheon Company Small aperture interrogator antenna system employing sum difference azimuth discrimination techniques
US7968020B2 (en) 2008-04-30 2011-06-28 Kellogg Brown & Root Llc Hot asphalt cooling and pelletization process
US20090277837A1 (en) 2008-05-06 2009-11-12 Chunqing Liu Fluoropolymer Coated Membranes
US20110160508A1 (en) 2008-05-21 2011-06-30 Ding Ma Production of aromatics from methane
US8293805B2 (en) 2008-05-29 2012-10-23 Schlumberger Technology Corporation Tracking feedstock production with micro scale gas-to-liquid units
BRPI0803895B1 (pt) 2008-07-03 2018-08-14 Oxiteno S.A. Indústria E Comércio Processo para a produção de hidrocarbonetos leves a partir de gases ricos em metano, pilha a combustível de óxido sólido utilizada para a produção de hidrocarbonetos leves a partir de gases ricos em metano, e, catalisador para a produção de hidrocarbonetos leves a partir de gases ricos em metano
US20100000153A1 (en) 2008-07-07 2010-01-07 Kyrogen Usa, Llc Remote micro-scale gtl products for uses in oil- and gas-field and pipeline applications
US7993500B2 (en) 2008-07-16 2011-08-09 Calera Corporation Gas diffusion anode and CO2 cathode electrolyte system
US8163070B2 (en) 2008-08-01 2012-04-24 Wolfgang Georg Hees Method and system for extracting carbon dioxide by anti-sublimation at raised pressure
CN105367365A (zh) 2008-08-12 2016-03-02 鲁姆斯科技公司 结合的丙烯生产
GB0816703D0 (en) 2008-09-12 2008-10-22 Johnson Matthey Plc Shaped heterogeneous catalysts
US8119848B2 (en) 2008-10-01 2012-02-21 Catalytic Distillation Technologies Preparation of alkylation feed
TWI468223B (zh) 2008-10-20 2015-01-11 Huntsman Petrochemical Llc 經改良之三瓣形馬來酸酐觸媒及製造馬來酸酐的方法
CN101387019B (zh) 2008-10-24 2012-05-09 上海应用技术学院 介孔二氧化硅分子筛纤维的制备方法
DE102008064275A1 (de) 2008-12-20 2010-07-01 Bayer Technology Services Gmbh Verfahren zur oxidativen Kupplung von Methan und Herstellung von Synthesegas
EP2291550A4 (en) 2008-12-23 2011-03-09 Calera Corp ELECTROMECHANICAL LOW-ENERGY HYDROXIDE SYSTEM AND METHOD
CA2696088A1 (en) 2008-12-23 2010-06-23 Calera Corporation Low-energy electrochemical proton transfer system and method
US8912109B2 (en) 2008-12-29 2014-12-16 Fina Technology, Inc. Catalyst with an ion-modified binder
US8524625B2 (en) 2009-01-19 2013-09-03 Rive Technology, Inc. Compositions and methods for improving the hydrothermal stability of mesostructured zeolites by rare earth ion exchange
US8815080B2 (en) 2009-01-26 2014-08-26 Lummus Technology Inc. Adiabatic reactor to produce olefins
US8178053B2 (en) 2009-02-20 2012-05-15 H R D Corporation System and method for gas reaction
US20100229725A1 (en) 2009-03-10 2010-09-16 Kasra Farsad Systems and Methods for Processing CO2
US8399527B1 (en) 2009-03-17 2013-03-19 Louisiana Tech University Research Foundation; A Division Of Louisiana Tech University Foundation, Inc. Bound cobalt nanowires for Fischer-Tropsch synthesis
US8575410B2 (en) 2009-03-31 2013-11-05 Uop Llc Process for oligomerizing dilute ethylene
US8710286B2 (en) 2009-03-31 2014-04-29 Fina Technology, Inc. Oxidative coupling of hydrocarbons as heat source
US8021620B2 (en) 2009-03-31 2011-09-20 Uop Llc Apparatus for oligomerizing dilute ethylene
US8748681B2 (en) 2009-03-31 2014-06-10 Uop Llc Process for oligomerizing dilute ethylene
BRPI1015393B1 (pt) 2009-05-08 2018-08-14 Mitsubishi Chemical Corporation Processo de produção de propileno, zeólita e catalisador
WO2010133461A1 (de) 2009-05-20 2010-11-25 Basf Se Anlage und verfahren zur herstellung von höherwertigen kohlenwasserstoffen aus methan
US8715392B2 (en) 2009-05-21 2014-05-06 Battelle Memorial Institute Catalyzed CO2-transport membrane on high surface area inorganic support
US8912381B2 (en) 2009-06-29 2014-12-16 Fina Technology, Inc. Process for the oxidative coupling of methane
US8450546B2 (en) 2009-06-29 2013-05-28 Fina Technology, Inc. Process for the oxidative coupling of hydrocarbons
US9089832B2 (en) 2009-06-29 2015-07-28 Fina Technology, Inc. Catalysts for oxidative coupling of hydrocarbons
DE102009031305A1 (de) 2009-06-30 2011-01-05 Uhde Gmbh Katalysatorbeschichteter Träger, Verfahren zu dessen Herstellung, ein damit ausgestatteter Reaktor und dessen Verwendung
EP2287142B1 (en) 2009-07-24 2013-11-06 Linde AG Method for preparing linear alpha-olefins
US8592732B2 (en) 2009-08-27 2013-11-26 Korea University Research And Business Foundation Resistive heating device for fabrication of nanostructures
DE102009039149A1 (de) 2009-08-31 2011-03-03 Uhde Gmbh Katalytische Membranmaterial-Beschichtung
EP2488280A1 (en) 2009-09-03 2012-08-22 Brown, Christopher J. Improved adsorption process for the dehydration of alcohol
EP2295474A1 (en) 2009-09-11 2011-03-16 Total Petrochemicals Research Feluy Process for recycling product streams separated from a hydrocarbon-containing feed stream.
WO2011041184A2 (en) 2009-09-30 2011-04-07 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Production of aromatics from methane
WO2011050359A1 (en) 2009-10-23 2011-04-28 Massachusetts Institute Of Technology Biotemplated inorganic materials
CN102093157A (zh) 2009-12-09 2011-06-15 中国科学院兰州化学物理研究所 甲烷直接转化制乙烯及合成气的联合工艺过程
GB0921875D0 (en) 2009-12-15 2010-01-27 Lucite Int Uk Ltd A continuous process for the carbonylation of ethylene
CN101747927B (zh) 2009-12-31 2012-08-08 金浦新材料股份有限公司 一种乙烯裂解抑焦剂
US20110171121A1 (en) 2010-01-08 2011-07-14 Rive Technology, Inc. Compositions and methods for making stabilized mesoporous materials
SG183230A1 (en) 2010-03-09 2012-09-27 Exxonmobil Chem Patents Inc System and method for selective trimerization
US8399726B2 (en) 2010-04-20 2013-03-19 Fina Technology Inc Reactors and processes for the oxidative coupling of hydrocarbons
US20110257454A1 (en) 2010-04-20 2011-10-20 Fina Technology, Inc. Use of an Additive in the Coupling of Toluene with a Carbon Source
US8722950B2 (en) 2010-04-26 2014-05-13 Saudi Basic Industries Corporation Process for producing propylene and aromatics from butenes by metathesis and aromatization
EP2569492B1 (en) 2010-05-10 2015-06-24 Autoprod OY Method and apparatus for manufacturing a wooden construction made of rod-like members
FR2960234B1 (fr) 2010-05-18 2013-11-01 Inst Francais Du Petrole Procede de dimerisation de l'ethylene en butene-1 utilisant une composition comprenant un complexe a base de titane et un ligand alcoxy fonctionnalise par un hetero-atome.
BR112012030016B8 (pt) 2010-05-24 2021-05-18 Siluria Technologies Inc processo para preparar etileno a partir de metano e método para preparar um produto a jusante de etileno
CA2800486A1 (en) 2010-06-24 2011-12-29 Rutgers, The State University Of New Jersey Spinel catalysts for water and hydrocarbon oxidation
US8282709B2 (en) 2010-06-29 2012-10-09 The Governors Of The University Of Alberta Removal of ethane from natural gas at high pressure
US8585802B2 (en) 2010-07-09 2013-11-19 Arnold Keller Carbon dioxide capture and liquefaction
AU2010357037B2 (en) 2010-07-09 2014-01-16 Haldor Topsoe A/S Process for converting biogas to a gas rich in methane
US20120197053A1 (en) 2010-09-21 2012-08-02 Synfuels International., Inc. System and method for the production of liquid fuels
FR2964982B1 (fr) 2010-09-22 2013-03-08 Commissariat Energie Atomique Procede pour eliminer les residus de catalyseur metallique a la surface de fils elabores par croissance catalytique
ES2845613T3 (es) 2010-10-06 2021-07-27 Exelus Inc Producción de un alquilato de alto octano a partir de etileno e isobutano
US8395005B2 (en) 2010-10-13 2013-03-12 Equistar Chemicals, Lp Production of 1-butene and propylene from ethylene
RU2447048C1 (ru) 2010-10-14 2012-04-10 Закрытое акционерное общество "ШАГ" Комбинированный способ производства этилена и его производных и электроэнергии из природного газа
US20130270180A1 (en) 2010-10-28 2013-10-17 Novarials Corporation Ceramic nanowire membranes and methods of making the same
US9592498B2 (en) 2010-11-16 2017-03-14 Rhodia Operations Porous inorganic composite oxide
CN102125825B (zh) 2010-12-02 2012-05-23 河北工业大学 一种ZrO2纳米管负载B2O3催化剂的制备方法
MX337727B (es) 2010-12-17 2016-03-16 Univation Tech Llc Sistemas y metodos para recuperar hidrocarburos a partir de un producto de gas de purga de poliolefinas.
MX2013007004A (es) 2010-12-24 2013-12-06 Univ Tulsa Produccion de compuestos aromaticos de recursos renovables.
US8871670B2 (en) 2011-01-05 2014-10-28 The Board Of Trustees Of The University Of Illinois Defect engineering in metal oxides via surfaces
US20120215045A1 (en) 2011-02-22 2012-08-23 Fina Technology, Inc. Staged Injection of Oxygen for Oxidative Coupling or Dehydrogenation Reactions
US9676695B2 (en) 2011-03-02 2017-06-13 Aither Chemical LLC Methods for integrated natural gas purification and products produced therefrom
WO2012122233A2 (en) 2011-03-07 2012-09-13 The Regents Of The University Of California Metal-organic framework adsorbants for composite gas separation
WO2012138910A2 (en) 2011-04-08 2012-10-11 Rive Technology, Inc. Mesoporous framework-modified zeolites
EA029867B1 (ru) 2011-05-24 2018-05-31 Силурия Текнолоджиз, Инк. Катализаторы для нефтехимического катализа
US9394215B2 (en) * 2011-07-19 2016-07-19 Uop Llc Processes for making Cx-Cy olefins from C5 and C6 paraffins
US20130023079A1 (en) 2011-07-20 2013-01-24 Sang Won Kang Fabrication of light emitting diodes (leds) using a degas process
WO2013010662A1 (en) 2011-07-21 2013-01-24 Saudi Basic Industries Corporation Catalyst for the preparation of aromatic hydrocarbons and use thereof
DE102011080294A1 (de) 2011-08-02 2013-02-07 Technische Universität Berlin Verfahren zur oxidativen Umwandlung von gasförmigen Alkanen in einem Wirbelschicht-Membran-Reaktor und ein Reaktor zur Durchführung dieses Verfahrens
US20130158322A1 (en) 2011-11-29 2013-06-20 Siluria Technologies, Inc. Polymer templated nanowire catalysts
WO2013082110A1 (en) 2011-12-02 2013-06-06 Bio2Electric, Llc Reactor, process, and system for the oxidation of gaseous streams
US20130172649A1 (en) 2011-12-30 2013-07-04 Sivadinarayana Chinta Supported nano sized zeolite catalyst for alkylation reactions
KR101294592B1 (ko) 2012-01-11 2013-08-09 한국과학기술연구원 메탄 산화이량화 반응촉매, 그 제조방법 및 이를 이용한 메탄 산화이량화 반응방법
US9376324B2 (en) 2012-01-13 2016-06-28 Rive Technology, Inc. Introduction of mesoporosity into zeolite materials with sequential acid, surfactant, and base treatment
US9133079B2 (en) 2012-01-13 2015-09-15 Siluria Technologies, Inc. Process for separating hydrocarbon compounds
WO2013108920A1 (ja) 2012-01-20 2013-07-25 新日鐵住金株式会社 連続式固定床触媒反応装置及びこれを用いた触媒反応方法
US9446397B2 (en) 2012-02-03 2016-09-20 Siluria Technologies, Inc. Method for isolation of nanomaterials
AR090777A1 (es) 2012-04-23 2014-12-03 Shell Int Research Un proceso para la aromatizacion de una corriente de gas que contiene metano
WO2013169462A1 (en) 2012-05-07 2013-11-14 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for the production of xylenes and light olefins
DE102012208417A1 (de) 2012-05-21 2013-11-21 INGEN GTL Ltd. Verfahren zur Herstellung eines isoparaffinischen Kohlenwasserstoffgemisches
CA2874526C (en) 2012-05-24 2022-01-18 Siluria Technologies, Inc. Oxidative coupling of methane systems and methods
CA3125016C (en) 2012-05-24 2024-04-30 Lummus Technology Llc Catalytic forms and formulations
US9969660B2 (en) 2012-07-09 2018-05-15 Siluria Technologies, Inc. Natural gas processing and systems
US9610565B2 (en) 2012-08-20 2017-04-04 Purdue Research Foundation Catalysts for oxidative coupling of methane and solution combustion method for the production of the same
DE102012018602A1 (de) 2012-09-20 2014-03-20 Linde Aktiengesellschaft Anlage und Verfahren zur Herstellung von Ethylen
US20150252272A1 (en) 2012-09-28 2015-09-10 Aditya Birla Science And Technology Company Limited Methods and compositions for desulfurization of compositions
US9216402B2 (en) 2012-11-06 2015-12-22 H R D Corporation Reactor and catalyst for converting natural gas to organic compounds
EP2916948A4 (en) 2012-11-06 2017-01-04 H R D Corporation Converting natural gas to organic compounds
US9441173B2 (en) 2012-11-12 2016-09-13 Uop Llc Process for making diesel by oligomerization
US20140135553A1 (en) 2012-11-12 2014-05-15 Uop Llc Process for recycling oligomerate to oligomerization
US9663415B2 (en) 2012-11-12 2017-05-30 Uop Llc Process for making diesel by oligomerization of gasoline
US10577291B2 (en) 2012-11-12 2020-03-03 Uop Llc Methods for producing jet-range hydrocarbons
WO2014089479A1 (en) 2012-12-07 2014-06-12 Siluria Technologies, Inc. Integrated processes and systems for conversion of methane to multiple higher hydrocarbon products
US9055313B2 (en) 2012-12-20 2015-06-09 Hulu, LLC Device activation using encoded representation
US9688591B2 (en) * 2013-01-10 2017-06-27 Equistar Chemicals, Lp Ethylene separation process
US20150376527A1 (en) 2013-02-21 2015-12-31 Jianguo Xu Co2 capture from co2-rich natural gas
WO2014131435A1 (en) 2013-02-27 2014-09-04 Haldor Topsøe A/S Reactor for an auto-poisoning proces
US9545610B2 (en) 2013-03-04 2017-01-17 Nova Chemicals (International) S.A. Complex comprising oxidative dehydrogenation unit
US8765660B1 (en) 2013-03-08 2014-07-01 Rive Technology, Inc. Separation of surfactants from polar solids
EP2969184A4 (en) 2013-03-15 2016-12-21 Siluria Technologies Inc CATALYSTS FOR PETROCHEMICAL CATALYSIS
US20140275619A1 (en) 2013-03-15 2014-09-18 Celanese International Corporation Process for Producing Acetic Acid and/or Ethanol By Methane Oxidation
US10041003B2 (en) 2013-06-14 2018-08-07 University Of Pretoria Apparatus for endothermic reactions
US9346721B2 (en) 2013-06-25 2016-05-24 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Hydrocarbon conversion
WO2015000061A1 (en) 2013-07-04 2015-01-08 Nexen Energy Ulc Olefins reduction of a hydrocarbon feed using olefins- aromatics alkylation
US9446343B2 (en) 2013-07-08 2016-09-20 Exxonmobil Research And Engineering Company Simulated moving bed system for CO2 separation, and method of same
TWI633206B (zh) 2013-07-31 2018-08-21 卡利拉股份有限公司 使用金屬氧化物之電化學氫氧化物系統及方法
WO2015021177A1 (en) 2013-08-06 2015-02-12 Massachusetts Institute Of Technology Production of non-sintered transition metal carbide nanoparticles
WO2015031370A1 (en) 2013-08-30 2015-03-05 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Catalytic alkane conversion and olefin separation
US10377117B2 (en) 2013-09-25 2019-08-13 Avery Dennison Corporation Tamper evident security labels
WO2015057753A1 (en) 2013-10-16 2015-04-23 Saudi Basic Industries Corporation Method for converting methane to ethylene
US10035127B2 (en) 2013-11-04 2018-07-31 The Regents Of The University Of California Metal-organic frameworks with a high density of highly charged exposed metal cation sites
WO2015081122A2 (en) 2013-11-27 2015-06-04 Siluria Technologies, Inc. Reactors and systems for oxidative coupling of methane
WO2015084576A2 (en) 2013-12-06 2015-06-11 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Hydrocarbon conversion
US20150218786A1 (en) 2014-01-08 2015-08-06 Saundra Sue CULLEN Sink insert with cleaning surface
CN106068323B (zh) 2014-01-08 2019-09-06 希路瑞亚技术公司 乙烯成液体的系统和方法
US20180215682A1 (en) 2014-01-09 2018-08-02 Siluria Technologies, Inc. Efficient oxidative coupling of methane processes and systems
US10377682B2 (en) 2014-01-09 2019-08-13 Siluria Technologies, Inc. Reactors and systems for oxidative coupling of methane
WO2015106023A1 (en) 2014-01-09 2015-07-16 Siluria Technologies, Inc. Oxidative coupling of methane implementations for olefin production
GB201403788D0 (en) 2014-03-04 2014-04-16 Johnson Matthey Plc Catalyst arrangement
WO2015168601A2 (en) 2014-05-02 2015-11-05 Siluria Technologies, Inc. Heterogeneous catalysts
US20170106327A1 (en) 2014-05-19 2017-04-20 Shell Oil Company Process for recovering methane from a gas stream comprising methane and ethylene
AU2015294027A1 (en) 2014-07-22 2017-02-09 Haldor Topsoe A/S Recycle loop in production of hydrocarbons by OCM
US9950971B2 (en) 2014-07-23 2018-04-24 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process and catalyst for methane conversion to aromatics
HUE054014T2 (hu) 2014-09-17 2021-08-30 Lummus Technology Inc Katalizátorok metán oxidatív csatolására és etán oxidatív dehidrogenálására
KR101728809B1 (ko) 2014-09-25 2017-04-21 한국화학연구원 질소 선택적 흡착능을 갖는 유무기 하이브리드 나노세공체 및 이를 이용한 질소 함유 혼합기체의 분리 방법
EP3029019B1 (de) 2014-12-05 2017-10-04 Linde Aktiengesellschaft Verfahren zur Herstellung von Kohlenwasserstoffen
WO2016094816A1 (en) 2014-12-11 2016-06-16 Rive Technology, Inc. Preparation of mesoporous zeolites with reduced processing
US10793490B2 (en) 2015-03-17 2020-10-06 Lummus Technology Llc Oxidative coupling of methane methods and systems
US9334204B1 (en) 2015-03-17 2016-05-10 Siluria Technologies, Inc. Efficient oxidative coupling of methane processes and systems
US20160289143A1 (en) 2015-04-01 2016-10-06 Siluria Technologies, Inc. Advanced oxidative coupling of methane
EP3081292A1 (en) 2015-04-15 2016-10-19 Air Products And Chemicals, Inc. Perforated adsorbent particles
US20160318828A1 (en) 2015-04-30 2016-11-03 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Catalytic Alkane Dehydrogenation
US10717068B2 (en) 2015-06-08 2020-07-21 Sabic Global Technologies Methane oxidative coupling with La—Ce catalysts
EP3303268A4 (en) 2015-06-08 2018-04-11 SABIC Global Technologies B.V. Low inlet temperature for oxidative coupling of methane
WO2016205411A2 (en) 2015-06-16 2016-12-22 Siluria Technologies, Inc. Ethylene-to-liquids systems and methods
US20180305273A1 (en) 2015-06-16 2018-10-25 Siluria Technologies, Inc. Ethylene-to-liquids systems and methods
US9328297B1 (en) 2015-06-16 2016-05-03 Siluria Technologies, Inc. Ethylene-to-liquids systems and methods
EP3733290A3 (en) 2015-06-22 2021-02-17 Exelus, Inc. Improved catalyzed alkylation, alkylation catalysts, and methods of making alkylation catalysts
WO2016209507A1 (en) 2015-06-23 2016-12-29 Sabic Global Technologies, B.V. A method for producing hydrocarbons by oxidative coupling of methane without catalyst
EP3322522A2 (en) 2015-07-15 2018-05-23 SABIC Global Technologies B.V. Silver promoted catalysts for oxidative coupling of methane
US20170022125A1 (en) * 2015-07-21 2017-01-26 Uop Llc Processes for producing polymer grade light olefins from mixed alcohols
JP6517631B2 (ja) * 2015-08-26 2019-05-22 Ｊｘｔｇエネルギー株式会社 潤滑油基油の製造方法
CA2904477A1 (en) 2015-09-14 2017-03-14 Nova Chemicals Corporation Heat dissipating diluent in fixed bed reactors
EP3362425B1 (en) 2015-10-16 2020-10-28 Lummus Technology LLC Separation methods and systems for oxidative coupling of methane
US20170190638A1 (en) 2016-01-04 2017-07-06 Sabic Global Technologies, B.V. Ethylbenzene Production with Ethylene from Oxidative Coupling of Methane
US20170267605A1 (en) 2016-03-16 2017-09-21 Siluria Technologies, Inc. Catalysts and methods for natural gas processes
CA3019396A1 (en) 2016-04-13 2017-10-19 Siluria Technologies, Inc. Oxidative coupling of methane for olefin production
CN107335386B (zh) 2016-04-29 2021-01-22 中国科学院大连化学物理研究所 一种催化反应器构型及制备和在无氧条件下催化甲烷直接合成乙烯的方法
WO2018009356A1 (en) 2016-07-06 2018-01-11 Sabic Global Technologies B.V. Enhanced selectivity to c2+hydrocarbons by addition of hydrogen in feed to oxidative coupling of methane
WO2018026501A1 (en) 2016-08-01 2018-02-08 Sabic Global Technologies, B.V. Oxidative coupling of methane process with enhanced selectivity to c2+ hydrocarbons by addition of h2o in the feed
WO2018085820A1 (en) 2016-11-07 2018-05-11 Sabic Global Technologies, B.V. Sr-Ce-Yb-O CATALYSTS FOR OXIDATIVE COUPLING OF METHANE
US20180186707A1 (en) 2016-12-02 2018-07-05 Siluria Technologies, Inc. Ethylene-to-liquids systems and methods
US20180169561A1 (en) 2016-12-19 2018-06-21 Siluria Technologies, Inc. Methods and systems for performing chemical separations
WO2018114900A1 (en) 2016-12-20 2018-06-28 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Oxidative dehydrogenation (odh) of ethane
US11148985B2 (en) 2017-01-31 2021-10-19 Sabic Global Technologies, B.V. Process for oxidative conversion of methane to ethylene
US11001542B2 (en) 2017-05-23 2021-05-11 Lummus Technology Llc Integration of oxidative coupling of methane processes
WO2019010498A1 (en) 2017-07-07 2019-01-10 Siluria Technologies, Inc. SYSTEMS AND METHODS FOR OXIDIZING METHANE COUPLING
WO2019055220A1 (en) 2017-09-15 2019-03-21 Exxonmobil Research And Engineering Company CATALYST EXTRUDATES MODIFIED TRILOBE SHAPE AND QUADRILOBE

Patent Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2383522C2 (ru) * 2003-11-18 2010-03-10 Ламмус Текнолоджи Инк. Производство пропилена при парофазном крекинге углеводородов, в частности этана
US20080207975A1 (en) * 2004-12-22 2008-08-28 Basf Aktiengesellschaft Method For The Production Of Propene From Propane
RU2451005C1 (ru) * 2011-05-30 2012-05-20 Общество с ограниченной ответственностью "Научно-исследовательский инженерный центр "Синтез" (ООО НИИЦ "Синтез") Комплексный способ каталитической переработки природного газа с получением низших олефинов
WO2016149507A1 (en) * 2015-03-17 2016-09-22 Siluria Technologies, Inc. Oxidative coupling of methane methods and systems

Also Published As

Publication number Publication date
US20190119182A1 (en) 2019-04-25
WO2018217924A1 (en) 2018-11-29
AU2018273238B2 (en) 2022-02-10
HUE064375T2 (hu) 2024-03-28
ES2960342T3 (es) 2024-03-04
EP3630707B1 (en) 2023-09-06
EP3630707A1 (en) 2020-04-08
JP2020521811A (ja) 2020-07-27
KR20200034961A (ko) 2020-04-01
AU2018273238A1 (en) 2019-12-19
CA3064016C (en) 2024-01-16
US11001542B2 (en) 2021-05-11
RU2019141083A3 (ru) 2021-11-08
RU2019141083A (ru) 2021-06-24
CA3064016A1 (en) 2018-11-29
EP3630707A4 (en) 2021-02-24
EP3630707C0 (en) 2023-09-06
PL3630707T3 (pl) 2024-02-19

Similar Documents

Publication Publication Date Title
RU2764097C2 (ru) Интеграция окислительного сочетания в метановые установки
US11542214B2 (en) Oxidative coupling of methane methods and systems
EP3271061B1 (en) Oxidative coupling of methane methods and systems
US20210024438A1 (en) Efficient oxidative coupling of methane processes and systems
US20210094893A1 (en) Oxidative coupling of methane implementations for olefin production
US11008265B2 (en) Reactors and systems for oxidative coupling of methane
US20200071242A1 (en) Ethylene-to-liquids systems and methods
US9944573B2 (en) Oxidative coupling of methane for olefin production
CN110655437B (zh) 乙烯成液体的系统和方法
US20180215682A1 (en) Efficient oxidative coupling of methane processes and systems
WO2016205411A2 (en) Ethylene-to-liquids systems and methods
EP3310743A2 (en) Ethylene-to-liquids systems and methods