CN85106368A - 脱氢环二聚工艺过程 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种从C₃和C₄脂肪烃生产C₆-C₈芳香烃的烃类转化过程。这种脱氢环二聚工艺过程的特征是将综合产物的回收方法应用到从反应器的排出物中分离氢气和一些产物的过程中，随着反应器排出物流的部分冷凝，生成物蒸汽经过液体吸收(洗涤)随后由自动致冷作用来生产轻质气体物流。来自各个阶段的液体经过分馏作用而分离。

Description

本工艺过程是关于烃类转化的过程，明确地说，本发明的主要过程是关于被称为脱氢环二聚作用的催化过程，其中低脂肪烃（如丙烷）的两个或更多个分子结合在一起生成芳烃产物。同时也生成了非芳烃产物，尤其是当进料中存在许多烯烃时，本发明特别是关于用于从汽相反应区的排出的物流中回收氢和芳烃产物的分离方法。该分离方法也是关于将未转化的进料烃循环到反应区的技术。

有大量描述低脂肪烃转化成芳烃的参考资料，例如，美国专利2，992，283发明人J.Eng，其中描述了利用处理过的结晶的硅酸铝盐作为催化剂将丙烯转化成各种较高分子量的烃的方法。美国专利4，347，394发明人C.M.Detz等，其中描述了利用载有铂化合物的非酸性沸石将C⁺ ₅烃类转化成芳烃的方法。美国专利4，329，532，发明人P.J.Conn等，其中描述了C^- ₄烯烃或烯烃和烷烃的混合物转化成芳烃的方法。所用催化剂包括具有特殊组分的结晶硅酸铝盐，给出结晶的大小范围和X-射线衍射图形。

美国专利4，180，689，发明人E.E.Davies等，其中描述了C₃-C₈脂肪烃转化成芳烃的方法，该方法所用催化剂包括载镓的硅酸铝盐。美国专利3，761，389，发明人L.D.Rollman等，其中描述了在ZSM-5型催化剂上在400°F时C₂烃类转化成芳烃的改进方法。改进在于应用了两个连续的反应阶段，其中第一阶段是在更加苛刻的操作条件下进行。美国专利3，843，740，发明人T.O.Mitchell等，其中也描述了在反应器中用两个不同催化剂将脂肪烃原料芳构化的方法。这篇参考文献也是关于用图解说明通过分馏作用回收芳烃产物的方法。美国专利号4，444，988发明人L.M.Capsnto等，是关于在沸石催化剂上，应用于C₂-C₅烯烃转化成汽油的产物回收步骤的说明。

从含有轻质烃和可能含有氢气的反应区的排出物流中分离出产物烃对几种烃类的转化过程的成功操作是很重要的。例如，美国专利3，537，978，发明人W.B.Borst，Jr和美国专利3，574，089，发明人J.T.Forfes，描述了从催化重整区的排出物中回收粗汽油，富氢循环气和轻质烃物流的方法。美国专利3，101，261，发明人C.W.Skartrom，说明了从重整反应区的排出物流中回收氢气和轻馏分和粗汽油的方法。这些参考文献都是关于应用象部分冷凝、汽提和吸收之类的分离技术的说明。

美国专利4，356，014，发明人R.P.Higgins，是关于在分离过程中利用膨胀压缩系列，部分冷凝和分馏的图1和图3的说明。在图3中，管线84中的物流被分离并且生成的蒸汽流在膨胀器24中减压。这样产生的一些液体经过管线88进入分馏塔29，与来自容器86中初始分离的液体相混合。美国专利4，381，417，发明人B.V.Vora等和4，381，418，发明人S.A.Gewartowski等，描述了用于脱氢过程的产物回收系统，在上面提到的后一篇参考文献中，所说的反应器排出物经过冷却、干燥，进一步冷却，然后进入汽-液分离区28，来自该分离区的蒸汽在透平机32中减压，得到冷的混合相物流收集在分离区34中，来自该分离区的液体通入分离区51闪蒸。

本发明是一个从脱氢环二聚过程的汽相排出物流中分离氢气和C⁺ ₆烃类产物的独特过程。该过程的特征可从流程图表示出来，图中综合了以高能效的方法吸收洗涤、自动制冷和分馏的过程。该方法更明确的特征是包括下列步骤：把含有C₃或C₄进料烷烃或烯烃的进料物流通入反应区，并产生含有未转化的进料烃、氢气，副产物C₁和C₂烃类，苯、甲苯，和C₈芳烃或其它C₆-C₈烃类产物的汽相反应区排出物流;部分冷凝反应区的排出物流;在第一汽-液分离区内把生成的混合物分离成第一蒸汽流和第一液流，第一蒸汽流中含有氢气、C₁和C₂烃类、进料烃和苯，第一液流含有苯、甲苯、C₈芳烃;把第一汽流通过吸收区，在该区内第一蒸汽流与贫吸收液流接触，产生第二蒸汽物流和富吸收液流，第二蒸汽物流含有氢气，C₁和C₂烃和进料烃，富吸收液流含有进料烃、苯、和甲苯;部分冷凝第二蒸汽流;在第二汽-液分离区内把生成的混合物分离成第三蒸汽流和第二液流，第三蒸汽流中含有氢气、C₁和C₂烃和进料烃，第二液流含有进料烃;在使第三蒸汽流部分冷凝的条件下，降低第三蒸汽流的压力，生成第四蒸汽流和第三液流，第四蒸汽流含有氢气和C₁烃类，第三液流含有C₂烃类和进料烃;在有效地把全部烃类分离成含有C₁烃类的纯塔顶物流和含有进料烃的纯塔底物流的条件下，把第二和第三液流通入汽提塔;至少把一部分纯的塔底物流作为上述进料物流循环到反应区;在分离条件（把全部烃类至少分离成富C₆烃类的处理物流，富C⁺ ₇烃类处理物流和含有进料烃的第五蒸汽物流）下，把第一液流物流和富吸收液流通入分馏区;把富苯处理物流和富C⁺ ₇处理物流第一部分作为产品从过程卸出;把第二部分富C⁺ ₇的烃类处理物流作为贫吸收液体物流通入吸收区。

附图是工艺过程的简化示意图，该过程将进料管线1和5加入的含丙烷混合物转化成排出管线42的苯和排出管线45的C⁺ ₇芳烃。反应器7的排出物流部分冷凝并且分离成汽相和液相，汽相通过吸收器15和包括膨胀器22的自动制冷回路进行处理。液相部分输入包括塔2和43的分馏分。

轻质脂肪烃转化成芳香烃或C⁺ ₆的非芳香烃的过程已经成为具有重要意义和努力研究的课题，这已被前面列举的参考文献所证明。本工艺过程的基本效用是将低成本可高度利用的C₃和C₄烃类转化成更有价值的芳香烃和氢气或将进料烃类转化成较高分子量的产物。这可以简单地实现了提高烃类价值的愿望。也是解决了C₃和C₄烃类的过剩或满足了芳烃的需要。芳烃在石油化工生产的广泛领域中是非常有用的，其中苯是最广泛使用的基本化学烃类原料之一。芳烃产品也是高辛烷值汽车燃料中非常有用的掺合组分。

本加工过程的进料化合物是每分子含有2到4个碳原子的轻质脂肪烃类。进料物流可以是含有一个简单的化合物或两个或更多简单化合物的混合物。较好的化合物是丙烷、丙烯、丁烷和丁烯，其中饱合的化合物最好，加入本过程的物流也可以含有一些C₂和C₅烃类。可是，最好是加入本过程的物流中C₅烃类的浓度保持在最低的实际水平，本过程较好的产品是C⁺ ₆芳烃。脱氢环二聚过程不是有100%的选择性，而是有某些C⁺ ₆非芳烃从饱合进料中生成。可是，当加工烷烃进料时，C⁺ ₆产品的绝大部分是苯、甲苯和各种二甲苯异构物。也生成少量的C⁺ ₉芳烃。由于有较好的催化系统，进料物流中烯烃的存在，结果生成了作为产品的C⁺ ₆长链烃，进料中高的烯烃浓度就会较显著地减少了芳烃的生成。

本发明的目的在于从反应区的排出物流中回收产品烃，因此，反应区的结构和反应区中所使用的催化剂组分不是本发明或限定本发明特征的基本因素。然而为了说明本发明的基本情况，认为介绍较好的反应器系统是有用处的。该系统包括移动床径向流动多级反应器，就像在美国专利，3，652，231;3，692，496;3，706，536;3，785，963;3，825，116;3，839，196;3，839，197;3，854，887;3，856，662;3，918，930;3，981，824;4，094，814;4，110，081和4，403，909中所描述的那样。这些专利也描述了催化剂再生系统和有关催化剂移动床的操作和设备的各种情况，这种反应器系统已在工业上广泛地应用于粗汽油馏分的重整，它的应用已在轻烷烃的脱氢反应中介绍了。

这种反应器系统通常使用直径在约1/64和1/8英寸（0.4到3.175毫米）之间的球形催化剂，该催化剂最好由载体和用浸渍和共沉淀方法沉积在载体上的金属组分组成。前面例举的参考文献指出现在的趋向是使用沸石载体，所使用的在工艺上被称为是ZSM-5型沸石的催化剂通常认为是最好的催化剂，当进行适当的配方，该沸石材料本身对脱氢环二聚反应显示出相当高的活性。可是，催化剂系统中使用金属组分来提高催化剂活性还是较好的。较好的金属组分是在前面例举的美国专利4，180，689中所介绍的镓。脱氢环二聚反应区最好在温度为约920-1050°F（487-565℃）和压力在1000psig（6895kpag）的条件下操作。产生氢气的反应通常通过较低压力得到促进，最好是反应区的出口压力在约70psig（483kpag），其它条件与其它反应相同为好。

附图说明了本发明的最佳实施方案，本专业的那些熟练的技术人员认为这个工艺流程图通过去掉了一些处理设备的许多必要部件而简化了，这些设备包括某些换热器、加工控制系统、泵、分馏塔和再沸器系统等等。表示在附图中的工艺流程可能在许多方面被修改，但没有脱离本发明的基本原理。例如，为了简化起见表示在附图中的热交换已画成最小形式，在加工过程经过了大的变动后，至于该过程如何进行本专业的那些熟练的技术人员知道在各地方如何选择以便得到必要的加热和冷却的热交换方法。在如此复杂的过程中，不同处理物流之间进行间接热交换有许多可能。依靠本发明加工过程的设备所在的特殊位置和环境，采用不同处理物流的热交换相对于用蒸汽、热油或在附图上没表示的来自其它处理设备的加工物流进行热交换也是所希望的。

现在参考附图来说明，液体进料物流被分成两个物流，其中一个分物流通过管线1进入本过程，第二个分物流和通常较大量的进料流通过管线5进入本过程。为了说明起见，在这个实例中假设进料物流是富丙烷和含有一些异构丁烷和正构丁烷的烃类混合物。通过管线1进入的这部分进料流被加到脱丁烷塔2的顶端，进入脱丁烷塔2的烃类分离成通过管线41排出的纯塔底物流和通过管线3排出的纯塔顶蒸汽物流。管线3中的塔顶蒸汽物流（在这被称为第五蒸汽物流），与来自管线36的蒸汽物流混合，然后通入管线4。来自管线5的进料物流的另一部分与通过管线4流入的烃混合生成由管线6输送的反应器进料物流，该进料物流将含丙烷、异丁烷和正丁烷的混合物，反应器进料流一般不含有大量的氢气。

来自管线46的新鲜的再生催化剂进入反应区7的顶部，并且在环形催化剂保留体积内向下流动，使用过的催化剂通过管线47从反应区的底部排出，并且输送到合适的催化剂再生装置中。反应区的进料物流通过管线6进入并且较好地各自通过催化剂床层的不同部分，对吸热的脱氢环二聚反应，提供必须热量的级间加热没有表示出来。如果高烯烃进料物流代替进料，那么就需要供给吸热反应热量和级间冷却器。这就产生汽态反应区的通过管线8输送的排出物流，该物流中除了含有未转化的丙烷和丁烷外，还含有芳烃，C₁和C₂反应的副产品和氢气。管线8输送的反应区排出物流通过间接换热器9得到部分冷凝，汽-液的混合生成物进入第一汽-液分离区10，并且在这里分离成通过管线11排出的汽相物流和通过管线12排出的液相物流。

管线11中的汽相物流含有氢气，C₁和C₂副产物，丙烷、丁烷和苯，该蒸汽物流在设备14中压缩，并通入吸收塔15的较低部分，可取地是把该蒸汽物流从低于65psig压缩到约300psig以上（448到2068kpag），最好是压缩到在350到850psig（2413到5861kpag）之间，特别是压力高达约450psig（3103kpag）以上。压缩过的蒸汽向上流动与向下的通过管线16进入吸收塔的吸收液体物流成逆流流动，事实上，除去了进入吸收塔的蒸汽物流中存在的所有苯，并且成为通过吸收塔的液相物流的一部分。这就产生通过管线17排出的含有氢气，C₁-C₄烃类和甲苯的第二蒸汽物流，这种汽相物流经过管线17进入干燥区18，在干燥区中除去水，否则水在下游低温加工设备中可能结冰。经过这样干燥的第二蒸汽物流通过管线19输送到作为汽提塔28再沸器的间接换热器设备33中，附加冷却用的设备不在此说明。因此第二蒸汽物流通入第二汽-液分离区20被冷却并部分冷凝。进入分离区20的汽态物流分离成由管线21输送的第三蒸汽物流和由管线27输送的第二液体物流。该蒸汽物流在动力再生透平机22中减压，并对诸如发电机之类的负载提供有用的机械能，透平机的减压低温排出物通过管线23通入第三汽-液分离器24。

从分离区20排出的第二液体物流经过管线27通入汽提塔28，同样，从分离器24排出的第三液体物流经过管线26进入汽提管，这些液体物流进入自动制冷区可能含有较重烃类。因此，第二液体物流可能含有甲苯和进料丙烷和丁烷，管线26中的第三液体物流可能含有丙烷，二种液体物流也可能含有溶解了的轻质烃类和氢气，这些轻质化合物从汽提塔28中的进入液体中排出，以生成经过管线29排出的纯塔顶蒸汽物流，该纯塔顶蒸汽物流可能含有氢气，C₁和C₂烃类。它与管线25中含有氢气、C₁和C₂烃类的第四蒸汽流混合以生成从管线30排出过程的燃料气流。汽提塔的操作是通过控制纯的塔底物流中C₂烃存在的量来进行调节。就象在某些情况下，需要将C₂烃类循环到反应区那样。C₃烃进料一般不产生C₄和C₅烃类，因此只有当进料物流中含有相当量的C₂烃类时，才产生大量的C₄或C₅烃。

汽提塔28在管线32排出的经过间接换热器33的塔底排出物提供的热得到较好的再沸腾，塔底液体剩余物从管线31作为纯塔底物流排出，并在间接换热器34中加热，然后该物流在对相当量丙烷和少量C₂烃的汽化产生影响的条件下通入第四汽-液分离区35。该汽化了的物料通过管线36从分离区排出，在设备37中压缩，然后经过管线4循环到反应区中。在第四分离区收集的液相物料含有丙烷、丁烷和甲苯。经管线38排出。

在吸收塔15回收的含苯的富吸收液体物流通过管线13排出，并与通过管线12排出的第一液体物流混合。这两股物流的混合物与通过管线38排出的第五液体物流一起通过管线39和40进到第一分馏塔2。进入分馏塔2的较重的C⁺ ₆烃类汇集成纯塔底液体物流，其液体物流通过管线41进到分馏塔43。扣除高纯度C₆烃类的直接产物的C₅烃类由此循环到反应区。进入第二分馏塔的烃类在那里分离成纯塔顶蒸汽物流，并通过管线42排出，该纯塔顶汽流是一种比较好的高纯度的苯汽流，但是其也含有相对少量的C₅烃类，这些C₅烃类是在过程中产生的，并进入了该塔。通过管线3流出的C₅烃类被转化成较重的产物。通过管线44排出甲苯、二甲苯和较重的芳烃。把C⁺ ₇芳烃一部分作为产物通过管线45排出，一部分循环物流由管线16通入吸收塔作为贫吸收液体物流。

因此，本发明的一个较好的实施例可以称为脱氢环二聚工艺过程，其包括下述步骤：（a）、把含有C₃-C₄进料烃的第一进料物流通到第一分馏塔，第一分馏塔所使用的操作条件要使进入第一分馏塔的烃类分离成第一纯塔顶物流和第一纯塔底物流，第一纯塔顶物流包含原料烃且基本上没有C⁺ ₆烃类，第一纯塔底物流包含C₆-C₈芳烃;（b）、把第一纯塔顶物流通到保持在脱氢环二聚条件下的脱氢环二聚反应区域，脱氢环二聚条件包括存在固体催化剂和由此产生气相反应区流出物，该气相反应流出物包括未转化的进料烃、氢、副产物C₁和C₂烃类、苯、甲苯和C₈芳烃;（c）、部分冷凝反应区流出物流并在第一汽-液分离区把反应区流出物分离成第一蒸汽物流和第一液体物流，第一蒸汽物流包含氢、C₁和C₂烃类、进料烃和苯，第一液体物流包含进料烃、苯、甲苯和C₈芳烃;（d）、把第一蒸汽物流通过一个保持在苯促苯收条件下的吸收区，以从第一蒸汽物流中除去苯，在吸收区第一蒸汽物流与贫吸收液体物流接触，并由此产生第二蒸汽物流和富吸收液体物流，第二蒸汽物流包含氢、C₁-C₂烃类、进料烃和甲苯，富吸收液体物流包含进料烃、苯和甲苯;（e）、部分冷凝第二蒸汽物流，并在第二汽-液分离区把所生成的两相混合物分离成第三蒸汽物流和第二液体物流，第三蒸汽物流包含氢、C₁和C₂烃类和进料烃，第二液体物流包含进料烃和甲苯;（f）、在一个能量回收装置中降低第三蒸汽物流的压力，能量回收装置的操作条件要部分冷凝第三蒸汽物流并产生第四蒸汽物流和第三液体物流，第四蒸汽物流包含氢和甲烷，第三液体物流包含C₂烃类和进料烃;（g）、把第二和第三液体物流通入一个汽提塔，汽提塔的操作条件要使进入汽提塔的烃类分离成和第二纯塔顶物流和第二纯塔底物流，第二纯塔顶物流包含C₁烃类，第二纯塔底物流包含进料烃和甲苯;（h）、在第三汽-液分离区分离第二纯塔底物流，第三汽-液分离区的操作条件要促进产生第五蒸汽物流和第四液体物流，第五蒸汽物流包含进料烃，第四液体物流包含甲苯;（i）、把第五蒸汽物流通到反应区，把第一液体物流和富吸收液体物流通到第一分馏塔;（j）、在第二分馏塔中把第一纯塔底物流分离成第三纯塔顶物流和第三纯塔底物流，第三纯塔顶物流包含苯，第三纯塔底物流包含甲苯和C₈芳烃并且其基本上没有苯;（k）、把第三纯塔顶物流和第三纯塔底物流的第一部分作为产品排出，并把第二部分第三纯塔底物流通入像前面所提及的贫吸收液体的吸收区域。

下面的例子进一步说明本发明的主题。这个例子是基于用类似于附图的流程的工业规模的脱氢环二聚装置设计的操作方法。在所叙述的这样一种方法的实际操作中认为这些计算结果是很精确的。由于进料的变化或不同催化剂的选择性等，实际的流程将大概由此而变化。该方法的原料流包括总的流速大约为1500摩尔/小时的第一物流。该物流包括大约1040摩尔丙烷/小时，和460摩尔异丁烷和正丁烷/小时，该进料物流直接加到反应区域。组成相同，但流速为200摩尔/小时的第二进料物流通到脱丁烷塔顶。主进料物流与循环物流一起通过反应器，以产生反应器流出物流总的流速约为3803摩尔/小时。该物流含丙烷约670摩尔/小时，丁烷45摩尔/小时、苯99摩尔/小时、甲苯175摩尔/小时、二甲苯73摩尔/小时和相当大量的氢、甲烷和乙烷。反应器流出物也将含有一些乙烯、丙烯、异丁烯、乙苯和C⁺ ₉芳烃。把反应器流出物冷却到大约104°F（40℃）并通过第一汽-液分离区即低压分离器。该分离器的操作压力大约65psig（448kpag）。反应器流出物以混合相物流进入低压分离器，并被分离成第一液体物流和第一蒸汽物流，第一液体流的流速约331摩尔/小时，第一蒸汽物流的流速约3471摩尔/小时。在这些条件下，第一蒸汽物流将含有95%以上的C^- ₃烃类和进入分离区的氢。蒸汽物流也将含有较重的烃类，它们包括C₄烃类约44摩尔/小时、苯约35摩尔/小时和甲苯约27摩尔/小时。

由低压分离器排出的第一蒸汽流在一个带有冷却器和冷凝物分离缶系统的两级压缩机组压缩，由此排放到吸收塔底的气流的温度约70°F（21℃），压力约514psig（3544kpag）。该气流向上输送通过吸收塔，与进入塔顶的温度约60°F（15.6℃）、流速大约36摩尔/小时的贫油物流成逆流。这样处理气流，气流中的苯基本上都除去了。

这样处理，也除去了一些丙烷，但是把甲苯释放到气流中去了。吸收塔排放出的纯气流的流速约3156摩尔/小时。该气流在汽提塔重沸器中通过间接热交换，便从85°F（29.4℃）冷却到约33°F（0.6℃）。然后通过间接热交换进一步冷却到-12°F（-24.4℃），并通到压力约477psig（3289kpag）的冷的高压分离器或第二汽-液分离区。在冷的高压分离器收集的液体以约761摩尔/小时的流速排出。蒸汽流，这里指的是第三蒸汽流以约2395摩尔/小时的流速从冷的高压分离器排除，并在一个膨胀涡轮机中减压到约60psig（414kpag）。

这样，蒸汽流的温度降到约-105°F（-76℃）。膨胀机的流出物通入一个汽-液分离器，并在那里分离成第三液体物流和第四蒸汽物流，第三液体物流的流速约153摩尔/小时，第四蒸汽物流排放到燃料气系统。该第三液体物流与从冷的高压分离器排出的液体物流在至少间隔两块或多块分馏塔板的不同高度一起通入汽提塔。纯燃料气流的流速约2648摩尔/小时。由轻质烃汽提塔排出的塔顶蒸汽物流的温度是-36°F（-38℃），压力60psig（414kpag）。汽提塔在塔底液体温度约1°F（-17℃）操作。汽提塔的塔顶物流含甲烷约135摩尔/小时，乙烷约175摩尔/小时，丙烷约69摩尔/小时。汽提塔的纯塔底物流的流速约508摩尔/小时，其中约391摩尔/小时是丙烷。纯汽提塔底物流也含乙烷、丙烯、异丁烷、正丁烷和甲苯。该纯塔底物流在一个汽-液分离区分离，汽-液分离区的操作温度约10°F（-12℃），操作压力30psig（207kpag）。这就产生一蒸汽流和一液体流，蒸汽物流的流速约442摩尔/小时，其循环到反应区，液体物流通到脱丁烷塔。

脱丁烷塔的塔顶物流的流速约543摩尔/小时。该物流中含丙烷约349摩尔/小时，丁烷约92摩尔/小时。其也含有显著量的乙烷和甲烷和少量的氢、乙烯、丙烯、异丁烯和苯。脱丁烷塔塔顶蒸汽物流的温度约96°F（35.6℃），压力125psig（862kpag）。脱丁烷塔在塔底液体物度约415°F（212℃）下操作。纯脱丁烷塔塔底物流的流速约506摩尔/小时。该物流含苯约97摩尔/小时，甲苯198摩尔/小时，及C⁺ ₉芳烃约20摩尔/小时，其余是C₈芳烃。第二分馏塔（这里也指苯塔）的富苯塔顶物流的流速约98摩尔/小时的高纯苯。进入苯塔的其余的烃类被分成贫吸收液体流和纯C⁺ ₇芳烃物流，纯C⁺ ₇芳烃物流的流速约272摩尔/小时。

我们认为熟悉石油和石油化工过程设计的普通技术人员都可通过利用现已鉴定的所有的工艺流程图的标准的工艺设计技术来确定适当的塔器设计、操作条件和主题过程的步骤。这些设计技术包括承认在膨胀涡轮机的过程下流的低温部位不希望通过趋向于冻结或固化的化合物。因此，提供吸收区域，以便从进入本过程的区域的气体物流中除去苯。而且，最好设置一个干燥区。干燥区的作用是防止水通到低温设备。基本上要求干燥区除去少量的水，这些水可以是溶解于进入本过程的原料流中的水和可能在通入本过程的再生后的催化剂中存在的水或从用于堵塞催化剂通道的汽提汽中放出的水，等等。干燥区最好是回转床干燥型体系。最好用两个合适的有吸收能力的氧化铝床层，提供这样的设备，以便一个床层再生，而另一个运转。

在本过程中使用的汽-液分离区域最好包括一个适当大小的垂直方向的塔器，该塔器有一个破沫缓冲器或在上端安装其他除去液体雾沫夹带的装置。在本过程中所用的各种分馏塔最好是有筛型塔板并是相对标准设计的塔板分馏塔。例如，适当设计的有15块塔板的塔可用做汽提塔，而第一即脱丁烷塔可含有22块塔板，苯塔即第二塔可含有55块塔板。用作贫吸收液体的液体最好是第二分馏塔纯塔底物流的一部分。但是，在本过程范围内，从该塔或其他塔排出的侧线物流可用做贫吸收液体物流。安排其他各种形式的分馏塔也是允许的。例如，可允许用塔顶冷凝系统代替进入脱丁烷塔顶的进料流区域。另外，单一的进料流可直接通入反应器。其他加工流程的变化是由汽提塔排出的纯塔底物流直接通到脱丁烷塔而没有中间闪蒸分离。附图所示的那种排列是比较好的，但是任何一个体系都会导致丙烷和其他轻质进料烃类循环到反应区域。

Claims (18)

1、生产C⁺ ₆烃类的工艺过程包括下面的步骤：

(a)把含有C₃或C₄脂肪族进料烃的反应器进料物流通入保持在脱氢环二聚条件的反应区，反应条件包括存在固体催化剂和产生汽相反应区流出物流，汽相反应区流出物流中包含有未转化的进料烃、氢、副产品C₁和C₂烃类，苯、甲苯和C₈芳烃；

(b)部分冷凝反应区流出物流，并在第一汽液分离区把生成的混合物分离成第一蒸汽流和第一液体流，第一蒸汽流包含氢、C₁和C₂烃类、进料烃和苯，第一液体流包含苯、甲苯和C₈芳烃；

(c)把第一蒸汽流通过保持在促苯吸收条件下的吸收区，在其中第一蒸汽流与贫吸收液体流接触，并产生第二蒸汽流和富吸收液体流，第二蒸汽流含有氢、C₁和C₂烃类和进料烃，富吸收液体流含有进料烃、苯和甲苯；

(d)部分冷凝第二蒸汽物流，并在第二汽液分离区把所生成的混合物分离成第三蒸汽流和第二液体流，第三蒸汽流包含氢、C₁和C₂烃类和进料烃，第二液体流包含进料烃；

(e)在使第三蒸汽流部分冷凝并产生第四蒸汽流和第三液体流的

条件下把第三蒸汽流减压，第四蒸汽流包含氢和C₁烃类，第三液体包含C₂烃类和进料烷烃；

(f)把第二和第三液体流通到汽提塔，汽提塔的操作条件要有效的把进入的烃类分离成纯塔顶物流和纯塔底物流，纯塔顶物流包含C₁烃类，纯塔底物流包含进料烃；

(g)把至少一部分纯塔底物流循环到反应区作为上述进料流的一部分；

(h)把第一液体流和富吸收液体流通到分馏区，分馏区的操作条件要把进入的烃类分离成至少一个富C₆烃加工物流、一个富C⁺ ₇烃加工物流和包含进料烃的第四蒸汽物流；

(i)把富C₆烃加工物流和第一部分富C⁺ ₇烃加工物流作为产品从过程中排出，并把第二部分富C⁺ ₇加工物流通入像前面提到的贫吸收液体流的吸收区。

2、根据权利要求1的过程，其特征在于分馏区包括第一和第二分馏塔，第一液体流和富吸收液体流通到第一分馏塔。

3、根据权利要求2的过程，其特征在于汽提塔的纯塔底流被闪蒸分离成第六蒸汽流和第四液体流，第六蒸汽流包含进料烃，第四液体流包含苯和进料烃，第四液体流通到第一分馏塔。

4、根据权利要求3的过程，其特征在于包含进料烃的进料流通到第一分馏塔，并且第五蒸汽物流作为纯的塔顶蒸汽物流从第一分馏塔排出并通入反应器。

5、根据权利要求1的过程，其特征在于丙烷是进料烃。

6、根据权利要求5的过程，其特征在于丙烯是进料烃。

7、根据权利要求1的过程，其特征在于丁烷是进料烃。

8、根据权利要求7的过程，其特征在于丁烯是进料烃。

9、根据权利要求1的工艺过程，其特征在于固体催化剂包括镓和沸石载体。

10、脱氢环二聚过程包括下面的步骤：

（a）把含有C₃-C₄进料烃的第一进料流通到第一分馏塔，第一分馏塔的操作条件要把进入第一分馏塔的烃类分离成第一纯塔顶物流和第一纯塔底物流，第一塔顶物流包含进料烃并基本上没有C⁺ ₆烃类，第一塔底物流包含C₆-C₈芳烃;

（b）把上述第一塔顶物流通过一个保持在脱氢环二聚条件下的脱氢环二聚反应区，脱氢环二聚条件包括存在固体催化剂，并由此产生一汽相反应区流出物流，该汽相反应流出物流包含未转化的进料烃、氢、副产物C₁和C₂烃类、苯、甲苯和C₈芳烃;

（c）部分冷凝反应区流出物流，并在第一汽-液分离区把反应区流出物流分离成第一蒸汽物流和第一液体物流，第一蒸汽物流包含氢、C₁和C₂烃类、进料烃和苯，第一液体物流包含进料烃、苯、甲苯和C₈芳烃;

（d）把第一蒸汽物流通过一个吸收区，该吸收区保持在促苯吸收的条件下并在此第一蒸汽物流与贫吸收液体流接触，从而从第一蒸汽物流中回收苯，并产生第二蒸汽物流和富吸收液体物流，第二蒸汽物流包含氢、C₁和C₂烃类、进料烃和甲苯，富吸收液体物流包含进料烃、苯和甲苯;

（e）部分冷凝蒸汽物流，并在第二汽-液分离区把生成的两相混合物分离成第三蒸汽物流和第二液体物流，第三蒸汽物流包含氢、C₁和C₂烃类和进料烃，第二液体物流包含进料烃和甲苯;

（f）在能量回收装置把第三蒸汽物流减压，能量回收装置的条件要部分冷凝第三蒸汽物流，并产生第四蒸汽物流和第三液体物流，第四蒸汽物流包含氢和甲烷，第三液体物流包含C₂烃和进料烃;

（g）把第二和第三液体物流通到一个汽提塔，汽提塔的操作条件要使得进入汽提塔的烃类分离成第二纯塔顶物流和第二纯塔底物流，第二纯塔顶物流包含C₁烃类，第二纯塔底物流包含进料烃和甲苯;

（h）在第三汽-液体分离区分离第二纯塔底物流，第三汽-液分离区保持的条件要促使产生第五蒸汽物流和第四液体物流，第五蒸汽物流包含进料烃，第四液体物包含甲苯;

（i）把第五蒸汽物流通到反应区，把第一液体物流和富吸收液体物流通到第一分馏塔;

（j）在第二分馏塔把第一纯塔底物流分离成第三纯塔顶物流和第三纯塔底物流，第三纯塔顶物流包含苯，第三纯塔底物流包含甲苯和C₈芳烃并且基本上没有苯;

（k）排出第三纯塔顶物流和第一部分第三纯塔底物流作为产品，并把第二部分第三纯塔底物流通到前面提到的贫吸收液体的吸收区。

11、根据权利要求10的过程，其特征在于第二蒸汽物流通过与从汽提塔排出的逆向流动的液体间接热交换进行冷却，然后通到第二汽-液分离区。

12、根据权利要求10的过程，其特征在于第三液体物流通到汽提塔的位置要比第二液体物流通到汽提塔的位置高一些。

13、根据权利要求10的过程，其特征在于把第二进料流混入到第一纯塔顶物流。

14、根据权利要求10的过程，其特征在于进料烃是丙烷。

15、根据权利要求14的过程，其特征在于第一进料流含丙烯。

16、根据权利要求10的过程，其特征在于第一进料流包含丁烷。

17、根据权利要求16的过程，其特征在于第一进料流包含丁烯。

18、根据权利要求9的过程，其特征在于固体催化剂含镓和沸石载体。

Images