用于二烯的集成分离的方法 |
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| 申请号 | CN202080093277.7 | 申请日 | 2020-09-23 | 公开(公告)号 | CN114981390A | 公开(公告)日 | 2022-08-30 |
| 申请人 | 沙特基础工业全球技术有限公司; | 发明人 | 埃内斯托·乌哈拉; 穆罕默德·阿尔-加姆迪; 维韦克·辛格·索兰基; | ||||
| 摘要 | 公开了用于处理C4和C5流的系统和方法。可以在脱戊烷塔中分离裂解 汽油 流以产生C4和C5流以及C6至C9+流。进一步处理C4和C5流以回收C5二烯，包括异戊二烯、戊二烯、环戊二烯或其组合。进一步处理C6至C9+流以回收芳族化合物，包括苯、 甲苯 、二甲苯、乙苯或其组合。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种处理烃流的方法，所述方法包括： |
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| 说明书全文 | 用于二烯的集成分离的方法[0001] 相关申请的引证 技术领域[0003] 本发明总体上涉及用于处理C4至C12烃流的系统和方法。更具体地，本发明涉及由通过蒸汽裂化烃获得的裂解汽油(pyrolysis gasoline)(裂解汽油(pygas))生产C5二烯和其他高价值化学品的系统和方法。 背景技术[0004] 裂解汽油是烃的高温蒸汽裂化(750‑950℃)以产生产物诸如乙烯和丙烯的副产物。裂解汽油是含有C5至C12芳族化合物(aromatics，芳烃)、二烯烃、烯烃和链烷烃的石脑油范围产物。通常，裂解汽油在气体加氢处理单元(GHU)中氢化以使不稳定的二烯烃饱和，然后进一步处理裂解汽油以生产最终C6‑C8产物诸如苯、甲苯和二甲苯(BTX)，以及氢化的C5烃。然后将氢化的C5烃再循环到蒸汽裂化单元中。该方法还涉及将氢化的C9+流分离为洗涤油和燃料油。 [0005] 裂解汽油中的C5二烯，诸如异戊二烯、环戊二烯和戊二烯，是高度有价值的。处理裂解汽油的常规方法转化裂解汽油中的高价值C5二烯以形成低价值C5链烷烃。因此，无法使处理裂解汽油的价值最大化。此外，用于处理裂解汽油的常规方法经常遭受分离设备由于裂解汽油流中二烯的聚合而结垢，从而降低裂解汽油处理的效率。 [0006] 总的来说，尽管存在用于处理裂解汽油的系统和方法，但鉴于常规系统和方法的至少上述缺点，仍需要此领域中的改进。 发明内容[0007] 已发现与处理裂解汽油的系统和方法相关的至少一些上述问题的解决方案。该方案存在于处理裂解汽油的方法中，该方法包括分离裂解汽油以形成C4流和C5流，以及从C5流中分离C5二烯。这对于至少增加裂解汽油的总价值是有益的，因为C5二烯是高价值化学品。此外，在C5二烯的分离之后，剩余的C5烃在与C4烃的混合物中，并且此混合物可以被氢化并且再循环回到蒸汽裂化单元中。这进一步增加了烃类在裂解汽油中的利用率。此外，根据本发明的实施方式，所公开的方法包括将4‑叔丁基邻苯二酚(TBC)注入该分离过程中所使用的蒸馏塔中以便减轻该蒸馏设备的结垢，由此提高来自裂解汽油的高价值化学品的生产效率。因此，本发明的方法和系统为与上述用于处理裂解汽油的常规系统和方法相关联的至少一些问题提供技术方案。 [0008] 本发明的实施方式包括处理烃流的方法。该方法包括(a)分离C4‑C5流以产生包含C4烃的C4流和包含C5烃的C5流。该方法包括(b)在足以使C5流的环戊二烯二聚并形成包含二环戊二烯(dicyclopentadiene，双环戊二烯)和C5烃的反应器产物流的反应条件下，在二聚单元中处理C5流。该方法包括(c)分离反应器产物流以产生包含C5烃的顶部产物流和包含二环戊二烯的底部产物流。 [0009] 本发明的实施方式包括处理裂解汽油的方法。该方法包括分离裂解汽油以产生包含C4和C5烃的C4‑C5流和包含C6+烃的C6‑C9+流。该方法包括分离C4‑C5流以产生包含C4烃的C4流和包含C5烃的C5流。该方法包括在足以使C5流的环戊二烯二聚并形成包含C5烃和二环戊二烯的反应器产物流的反应条件下，在二聚单元中处理C5流。该方法包括分离反应器产物流以产生包含C5烃的顶部产物流和包含二环戊二烯的底部产物流。该方法包括分离顶部产物流以产生包含异戊二烯的第一产物流、包含戊二烯的第二产物流和包含戊烷、戊烯和/或间戊二烯(戊间二烯)的C5萃余液(raffinate，残留液)。该方法包括在第一氢化单元中处理C5萃余液以氢化戊烯和/或间戊二烯。该方法包括在足以使C4流的不饱和C4烃饱和的反应条件下，在第一氢化单元中处理C4流。该方法包括在脱庚烷塔中分离C6‑C9+流以产生包含C6和C7烃的C6‑C7流和包含C8和C9+烃的C8‑C9+流。该方法包括在足以产生苯和甲苯的反应条件下，在第二氢化单元中处理C6‑C7流。该方法包括在脱辛烷塔中分离C8‑C9+流以产生包含C8烃的C8流和包含未氢化的C9+烃的C9+流。该方法包括在苯乙烯分离单元中处理C8流以产生主要包含二甲苯的二甲苯流和主要包含苯乙烯的苯乙烯流。 [0010] 本发明的实施方式包括处理裂解汽油的方法。该方法包括分离裂解汽油以产生包含C4和C5烃的C4‑C5流和包含C6+烃的C6‑C9+流。该方法包括分离C4‑C5流以产生包含C4烃的C4流和包含C5烃的C5流。该方法包括在足以使C5流的环戊二烯二聚并形成包含C5烃和二环戊二烯的反应器产物流的反应条件下，在二聚单元中处理C5流。该方法包括分离反应器产物流以产生包含C5烃的顶部产物流和包含二环戊二烯的底部产物流。该方法包括分离顶部产物流以产生包含异戊二烯的第一产物流、包含戊二烯的第二产物流和包含戊烷、戊烯和/或间戊二烯的C5萃余液。该方法包括在第一氢化单元中处理C5萃余液以氢化戊烯和/或间戊二烯。该方法包括在足以使C4流的不饱和C4烃饱和的反应条件下，在第一氢化单元中处理C4流。该方法包括在足以产生氢化的C6‑C9+流的反应条件下，在第二氢化单元中处理C6‑C9+流。该方法包括分离氢化的C6‑C9+流以产生主要包含燃料气体的燃料气体流和纯化的C6‑C9+流。该方法包括在脱辛烷塔中分离纯化的C6‑C9+流以产生包含苯、甲苯、二甲苯和乙苯的氢化的C6‑C8流；氢化洗涤油(hydrogenated wash oil，氢化洗油)流；和氢化燃料油流。 [0012] 如本领域普通技术人员所理解的，术语“约”或“大约”被定义为接近。在一个非限制性实施方式中，这些术语被定义为在10％内、优选在5％内、更优选地在1％内，并且最优选在0.5％内。 [0013] 术语“wt.％”、“vol.％”或“mol.％”分别是指基于包括组分的材料的总重量、总体积或总摩尔的组分的重量、体积或摩尔百分比。在非限制性实例中，100摩尔材料中的10摩尔组分是10mol.％的组分。 [0014] 术语“基本上”及其变化被定义为包括在10％内、在5％内、在1％内或在0.5％内的范围。 [0016] 如在说明书和/或权利要求中使用的术语，术语“有效的”是指足以实现希望的、预料的、或预期的结果。 [0018] 当与权利要求或说明书中的术语“包含”、“包括”、“含有”或“具有”结合使用时，词语“一个”或“一种”的使用可以意指“一个”，但它也与“一个或多个”、“至少一个”和“一个或多于一个”的含义一致。 [0019] 词语“包含(comprising)”(和包含的任何形式，诸如“包含(comprise)”和“包含(comprises)”)、“具有(having)”(和具有的任何形式，诸如“具有(have)”和“具有(has)”)、“包括(including)”(和包括的任何形式，诸如“包括(includes)”和“包括(include)”)或“含有(containing)”(和含有的任何形式，诸如“含有(contains)”和“含有(contain)”)是包括在内的或开放式的并且不排除另外的、未列举的元素或方法步骤。 [0020] 本发明的方法可以“包括”贯穿本说明书公开的具体成分、组分、组合物等，“基本上由其组成”或“由其组成”。 [0021] 如在说明书和/或权利要求中使用的术语，术语“主要”是指大于50wt.％、50mol.％和50vol.％中的任一个。例如，“主要”可以包括50.1wt.％至100wt.％以及其间的所有值和范围、50.1mol.％至100mol.％以及其间的所有值和范围或50.1vol.％至 100vol.％以及其间的所有值和范围。 [0022] 在本发明的上下文中，现在描述至少二十个实施方式。实施方式1是处理烃流的方法，该方法包括以下步骤：(a)分离C4‑C5流以产生包含C4烃的C4流和包含C5烃的C5流；(b)在足以使C5流的环戊二烯二聚并形成包含二环戊二烯和C5烃的反应器产物流的反应条件下，在二聚单元中处理C5流；以及(c)分离反应器产物流以产生包含C5烃的顶部产物流和包含二环戊二烯的底部产物流。实施方式2是实施方式1的方法，进一步包括以下步骤：(d)分离顶部产物流以产生包含异戊二烯的第一产物流、包含戊二烯的第二产物流和包含戊烷、戊烯和/或间戊二烯的C5萃余液；以及(e)在氢化单元中处理C5萃余液以氢化戊烯和/或间戊二烯。实施方式3是实施方式2的方法，进一步包括以下步骤：(f)在足以使C4流的不饱和C4烃饱和的反应条件下，在氢化单元中处理C4流。实施方式4是实施方式3的方法，其中步骤(e)和步骤(f)在同一(same，相同的)氢化单元中进行。实施方式5是实施方式1至4中任一项的方法，进一步包括以下步骤：(g)在反应蒸馏塔(reactive distillation column，反应性蒸馏塔)中使底部产物流中的二环戊二烯单体化以产生含有至少99wt.％环戊二烯的环戊二烯流。实施方式6是实施方式5的方法，进一步包括以下步骤：(h)使环戊二烯流的环戊二烯二聚以产生含有至少97wt.％二环戊二烯的二环戊二烯流。实施方式7是实施方式6的方法，其中，步骤(h)的环戊二烯的二聚在具有壳管式配置(shell‑and‑tube configuration)的反应器中进行。实施方式8是实施方式1至7中任一项的方法，其中，步骤(b)中的反应条件包括95℃至110℃范围内的反应温度。实施方式9是实施方式1至8中任一项的方法，其中，步骤(c)在真空蒸馏塔中进行。实施方式10是实施方式1至9中任一项的方法，其中，C4‑C5流由裂解汽油获得。实施方式11是实施方式10的方法，其中，C4‑C5流通过分离裂解汽油获得，其进一步产生含有C6+烃的C6‑C9+流。实施方式12是实施方式11的方法，进一步包括以下步骤： (i)处理C6‑C9+流以产生BTX和/或乙苯。实施方式13是实施方式12的方法，其中，步骤(i)中的处理包括：(j)在脱庚烷塔中分离C6‑C9+流以产生含有C6和C7烃的C6‑C7流和含有C8烃和C9+烃的C8‑C9+流；(k)在足以产生苯和甲苯的反应条件下，在氢化单元中处理C6‑C7流。实施方式14是实施方式13的方法，进一步包括以下步骤：(1)在脱辛烷塔中分离C8‑C9+流以产生含有C8烃的C8流和含有未氢化的C9+烃的C9+流；以及(m)在苯乙烯分离单元中处理C8流以产生含有二甲苯的二甲苯流和主要含有苯乙烯的苯乙烯流。实施方式15是实施方式12的方法，其中，步骤(i)中的处理包括(n)在脱辛烷塔中分离C6‑C9+流以产生含有C6至C8烃的C6‑C8流和含有未氢化的C9+烃的C9+流；以及(o)在足以产生苯、甲苯、二甲苯和乙苯的反应条件下，在氢化单元中处理C6‑C8流。实施方式16是实施方式12的方法，其中，步骤(i)中的处理包括： (p)在足以产生氢化的C6‑C9+流的反应条件下，在氢化单元中处理C6‑C9+流；以及(q)在脱辛烷塔中分离氢化的C6‑C9+流以产生含有苯、甲苯、二甲苯和乙苯的氢化的C6‑C8流。实施方式 17是实施方式16的方法，其中，步骤(q)中的分离进一步产生氢化洗涤油和氢化燃料油。 [0023] 实施方式18是处理裂解汽油的方法。该方法包括以下步骤：分离裂解汽油以产生含有C4和C5烃的C4‑C5流和含有C6+烃的C6‑C9+流；分离C4‑C5流以产生含有C4烃的C4流和含有C5烃的C5流；在足以使C5流的环戊二烯二聚并形成含有C5烃和二环戊二烯的反应器产物流的反应条件下，在二聚单元中处理C5流；分离反应器产物流以产生含有C5烃的顶部产物流和含有二环戊二烯的底部产物流；分离顶部产物流以产生含有异戊二烯的第一产物流、含有戊二烯的第二产物流和含有戊烷、戊烯和/或间戊二烯的C5萃余液；在第一氢化单元中处理C5萃余液以氢化戊烯和/或间戊二烯；在足以使C4流的不饱和C4烃饱和的反应条件下，在第一氢化单元中处理C4流；在脱庚烷塔中分离C6‑C9+流以产生含有C6和C7烃的C6‑C7流和含有C8和C9+烃的C8‑C9+流；在足以产生苯和甲苯的反应条件下，在第二氢化单元中处理C6‑C7流；在脱辛烷塔中分离C8‑C9+流以产生含有C8烃的C8流和含有未氢化的C9+烃的C9+流；以及在苯乙烯分离单元中处理C8流以产生主要含有二甲苯的二甲苯流和主要含有苯乙烯的苯乙烯流。实施方式19是实施方式18的方法，进一步包括以下步骤：在反应蒸馏塔中使底部产物流中的二环戊二烯单体化以产生含有至少99wt.％环戊二烯的环戊二烯流；以及使环戊二烯流中的环戊二烯二聚以产生含有至少97wt.％二环戊二烯的二环戊二烯流。 [0024] 实施方式20是一种处理裂解汽油的方法。该方法包括以下步骤：分离裂解汽油以产生含有C4和C5烃的C4‑C5流和含有C6+烃的C6‑C9+流；分离C4‑C5流以产生含有C4烃的C4流和含有C5烃的C5流；在足以使C5流的环戊二烯二聚并形成含有C5烃和二环戊二烯的反应器产物流的反应条件下，在二聚单元中处理C5流；分离反应器产物流以产生含有C5烃的顶部产物流和含有二环戊二烯的底部产物流；分离顶部产物流以产生含有异戊二烯的第一产物流、含有戊二烯的第二产物流和含有戊烷、戊烯和/或间戊二烯的C5萃余液；在第一氢化单元中处理C5萃余液以氢化戊烯和/或间戊二烯；在足以使C4流的不饱和C4烃饱和的反应条件下，在第一氢化单元中处理C4流；在足以产生氢化的C6‑C9+流的反应条件下，在第二氢化单元中处理C6‑C9+流；分离氢化的C6‑C9+流以产生纯化的C6‑C9+流和燃料气体流；以及在脱辛烷塔中分离纯化的C6‑C9+流以产生含有苯、甲苯、二甲苯和乙苯的氢化的C6‑C8流；氢化洗涤油流；和氢化燃料油流。 [0025] 本发明的其他目的、特征和优点将从以下附图、详细描述和实施例中变得清楚。然而，应当理解，附图、详细描述和实施例虽然指示本发明的具体的实施方式，但是仅通过说明的方式给出并且不意味着是限制性的。此外，可以预期的是，在本发明的精神和范围内的改变和修改对于本领域技术人员来说将从该详细描述中变得清楚。在另外的实施方式中，来自具体的实施方式的特征可以与来自其他实施方式的特征组合。例如，来自一个实施方式的特征可以与来自任何其他实施方式的特征组合。在另外的实施方式中，可以向本文描述的具体的实施方式添加附加特征。 附图说明[0026] 为了更完整地理解，现在参考结合附图进行的以下描述，其中： [0027] 图1A示出了根据本发明的实施方式的用于处理裂解汽油和回收C5二烯、BTX和苯乙烯的系统的示意图； [0028] 图1B示出了根据本发明的实施方式的用于处理裂解汽油和回收C5二烯、乙苯和BTX的系统的示意图； [0029] 图1C示出了根据本发明的实施方式的用于处理裂解汽油和回收C5二烯、BTX和氢化洗涤油的系统的示意图；并且 [0030] 图2A至图2C示出了根据本发明的实施方式的用于处理裂解汽油的方法的流程图。图2A示出了使用图1A中所示的系统处理裂解汽油的方法的流程图；图2B示出了使用图1B中所示的系统处理裂解汽油的方法的流程图；图2C示出了使用图1C中所示的系统处理裂解汽油的方法的流程图。 具体实施方式[0031] 目前，将含有C5至C12烃的裂解汽油在加氢处理单元中处理以使不稳定烃饱和以产生链烷烃和BTX。在该过程中，包括C5二烯的高价值化学品转化成低价值C5链烷烃，因此，在裂解汽油处理中存在有价值产物的损失。此外，在常规裂解汽油处理方法中使用的分离设备经常遭受由于二烯的聚合引起的结垢。本发明提供了针对这些问题中的至少一些问题的解决方案。该方案以处理裂解汽油的方法为前提，该方法包括使用脱庚烷塔将裂解汽油分离成C4和C5流和C6+流，由此减轻分离设备的结垢。所公开的方法进一步包括在氢化步骤之前分离单独的产物流中的C5二烯，从而增加从裂解汽油的处理整体回收的产物的价值。此外，所公开的方法包括使环戊二烯在C5流中二聚并且将二环戊二烯与其他C5烃分离以回收环戊二烯，从而降低将环戊二烯与具有与环戊二烯接近的沸点的其他C5烃直接分离所需的能量。本发明的这些和其他非限制性方面在以下部分中进一步详细讨论。 [0032] A.用于处理裂解汽油的系统 [0033] 在本发明的实施方式中，用于处理裂解汽油的系统包括脱戊烷塔、用于回收C4和C5烃的单元、以及用于回收C6+的单元。参考图1A‑图1C，分别示出了系统10、20和30的示意图，其可用于处理裂解汽油以回收包括C5二烯和芳族化合物的高价值化学品。 [0034] 根据本发明的实施方式，系统10包含脱戊烷塔110，其被构造成分离烃流以形成包含C4和C5烃的C4‑C5流111和包含C6+烃的C6‑C9+流112。在本发明的实施方式中，烃流包括裂解汽油流100。在本发明的实施方式中，脱戊烷塔110包括一个或多个蒸馏塔。脱戊烷塔110的顶部出口可以与脱丁烷塔300的入口流体连通，使得C4‑C5流111从脱戊烷塔110流至脱丁烷塔300。在本发明的实施方式中，脱丁烷塔300被构造成分离C4‑C5流111以产生包含C4烃的C4流301和包含C5烃的C5流302。 [0035] 脱丁烷塔300的底部出口可以与二聚反应器310流体连通，使得C5流302从脱丁烷塔300流至二聚反应器310。在本发明的实施方式中，二聚反应器310被构造成使C5流302的环戊二烯反应以在反应器产物流311中产生二环戊二烯。二聚反应器310的出口可以与真空脱戊烷塔320流体连通，使得反应器产物流311从二聚反应器310流至真空脱戊烷塔320。在本发明的实施方式中，真空脱戊烷塔320包括一个或多个真空蒸馏塔，其被构造成分离反应器产物流311以产生包含C5烃的顶部产物流505和主要包含二环戊二烯的底部产物流405。真空脱戊烷塔320的底部出口可以与DCPD纯化单元400流体连通，使得二环戊二烯从真空脱戊烷塔320流至DCPD纯化单元400，其被构造成纯化底部产物流405的二环戊二烯以形成二环戊二烯流402。二环戊二烯流402可以包括多于75wt.％的二环戊二烯。真空脱戊烷塔320的顶部出口与C5二烯分离单元500流体连通，使得顶部产物流505从真空脱戊烷塔320流至C5二烯分离单元500。C5二烯分离单元500可以被构造成分离顶部产物流505以形成主要包含戊二烯的第二产物流501和主要包含异戊二烯的第一产物流502。在本发明的实施方式中，C5二烯分离单元500包括一个或多个蒸馏塔和/或一个或多个萃取蒸馏塔。C5二烯分离单元 500的一个或多个蒸馏塔可以被构造成回收间戊二烯和异戊二烯。可以构造一个或多个萃取蒸馏塔以回收异戊二烯。 [0036] 脱丁烷塔300的顶部出口可以与第一氢化单元600流体连通，使得C4流301从脱丁烷塔300流至第一氢化单元600。在本发明的实施方式中，C5二烯分离单元500的出口与第一氢化单元600的入口流体连通，使得包含非二烯C5烃的C5萃余液流503从C5二烯分离单元500流至第一氢化单元600。根据本发明的实施方式，第一氢化单元600被构造成将C4流301和/或C5萃余液流503中的至少一些不饱和烃氢化以形成包含氢化的C4和/或C5烃的氢化的C4和C5流601。在本发明的实施方式中，第一氢化单元600的出口与蒸汽裂化单元流体连通，使得C4和C5流601的氢化的C4和/或C5烃被蒸汽裂化。蒸汽裂化单元可以是产生裂解汽油流100的蒸汽裂化单元。 [0037] 根据本发明的实施方式，脱戊烷塔110的底部出口与脱庚烷塔120流体连通，使得C6‑C9+流112从脱戊烷塔110流至脱庚烷塔120。脱庚烷塔120可以被构造成分离C6‑C9+流112以产生包含C6和C7烃的C6‑C7流121和包含C8和C9+烃的C8‑C9+流122。在本发明的实施方式中，脱庚烷塔120的顶部出口与用于第二氢化单元710的进料鼓700流体连通，使得C6‑C7流121从脱庚烷塔120流至第二氢化单元710。主要包含氢气的氢气流701可以与C6‑C7流121结合并流入第二氢化单元710中。第二氢化单元710可以被构造成将C6‑C7流121的烃氢化以形成至少一部分包含苯和甲苯的氢化的C6‑C7流142。在本发明的实施方式中，第二氢化单元710的出口与分离器730的入口流体连通，使得氢化的C6‑C7流142流入分离器730。分离器730可以被构造成分离氢化的C6‑C7流142以产生蒸汽流(vapor stream，蒸气流)711和液体流712。液体流712可以流到稳定器720，其被构造成分离液体流712以形成主要包含燃料气体的燃料气体流721和主要包含BTX的BTX流722。在本发明的实施方式中，稳定器720包括一个或多个蒸馏塔。 [0038] 根据本发明的实施方式，脱庚烷塔120的底部出口与脱辛烷塔130的入口流体连通，使得C8‑C9+流122从脱庚烷塔120流至脱辛烷塔130。脱辛烷塔130可以被构造成分离C8‑C9+流122以产生包含C8烃的C8流131和包含未氢化的C9+烃的C9+流132。在本发明的实施方式中，脱辛烷塔130的顶部出口与苯乙烯分离单元800流体连通，使得C8流131从脱辛烷塔130流至苯乙烯分离单元800。苯乙烯分离单元800可以被构造成分离C8流131以产生主要包含苯乙烯的苯乙烯流801和主要包含二甲苯的二甲苯流802。在本发明的实施方式中，二甲苯流802可以与第二氢化单元710的流出物结合以形成氢化的C6至C7流142。根据本发明的实施方式，系统10包括含有4‑叔丁基邻苯二酚(TBC)的一个或多个TBC包(package)。TBC包200可以与脱戊烷塔110、脱庚烷塔120和/或脱辛烷塔130流体连通，使得4‑叔丁基邻苯二酚(TBC)分别经由流201、流202和/或流203注入脱戊烷塔110、脱庚烷塔120和/或脱辛烷塔130中。 [0039] 系统20包括如布置在系统10中的所有单元和设备，除了系统20可以设计为不包括脱庚烷塔120和/或苯乙烯分离单元800。在本发明的实施方式中，在系统20中，脱戊烷塔110的底部出口与脱辛烷塔130的入口流体连通，使得C6至C9+流112从脱戊烷塔110流至脱辛烷塔130。系统20的脱辛烷塔130可以被构造成分离C6至C9+流112以形成包含C6至C8烃的C6至C8流133和主要包含未氢化的C9+烃的C9+流132。脱辛烷塔130的顶部出口可以与进料鼓700流体连通，使得C6至C8流133进料至第二氢化单元710中。第二氢化单元710可以被构造成将C6‑C8流133的烃氢化以形成包含苯、甲苯、二甲苯、乙苯或其组合的氢化的C6‑C8流152。在本发明的实施方式中，第二氢化单元710的出口与构造成分离氢化的C6‑C8流152以形成蒸气流711和液体流712的分离器730流体连通。液体流712可在稳定器720中分离以形成包含燃料气体的燃料气体流721和包含苯、甲苯、二甲苯和乙苯的芳族化合物流723。 [0040] 系统30包括如系统20的所有单元和设备。在本发明的实施方式中，在系统30中，脱戊烷塔110的底部出口可与进料鼓700流体连通，使得C6至C9+流112从脱戊烷塔110流至第二氢化单元710。第二氢化单元710可以被构造成将C6至C9+流112氢化以形成氢化的C6至C9+流162。第二氢化单元710的出口可以与分离器730流体连通，使得氢化的C6至C9+流162从第二氢化单元710流至分离器730。分离器730可以被构造成分离氢化的C6至C9+流162以形成蒸汽流711和液体流712。液体流712可以在稳定器720中分离以形成包含燃料气体的燃料气体流 721和包含氢化的C6至C9+烃的纯化的C6至C9+流724。在本发明的实施方式中，稳定器720的出口与脱辛烷塔130的入口流体连通，使得纯化的C6至C9+流724从稳定器720流至脱辛烷塔 130。系统30的脱辛烷塔130可以被构造成分离纯化的C6至C9+流724以产生主要包含氢化的C6至C8烃的氢化的C6至C8流134、包含氢化洗涤油的氢化洗涤油流135和包含氢化的C9+燃料油的燃料油流136。 [0041] B.处理裂解汽油的方法 [0042] 已发现处理烃(包括裂解汽油)的方法。如图2A所示，本发明的实施方式包括处理裂解汽油的方法40。方法40可以由系统10实施，如图1A所示并且如上所述。 [0043] 根据本发明的实施方式，如方框410所示，方法40包括在脱戊烷塔110中分离裂解汽油流100以产生包含C4和C5烃的C4‑C5流111和包含C6+烃的C6‑C9+流112。脱戊烷塔110可以在20至60℃的塔顶沸腾温度范围和80至120℃的再沸器温度范围下操作。脱戊烷塔110的操作压力可以在0.75至1.25巴的范围内，以及其间的所有范围和值，包括0.75至0.80巴、0.80至0.85巴、0.85至0.90巴、0.90至0.95巴、0.95至1.00巴、1.00至1.05巴、1.05至1.10巴、1.10至1.15巴、1.15至1.20巴以及1.20至1.25巴的范围。在本发明的实施方式中，C4‑C5流 111中的C4烃包括正丁烷、异丁烷、丁二烯、1‑丁烯、2‑丁烯、异丁烯或其组合。C4‑C5流111中的C5烃可以包括戊烷、异戊烷、环戊烷、戊烯、异戊烯、环戊烯、异‑戊二烯(iso‑pentadiene)、戊二烯(pentyene)、戊二烯(pentadiene)(间戊二烯)、环戊二烯、异戊二烯(isoprene)或其组合。 [0044] 根据本发明的实施方式，如方框411所示，方法40包括在脱丁烷塔300中分离C4‑C5流111以产生包含C4烃的C4流301和包含C5烃的C5流302。脱丁烷塔300可以在20至60℃的塔顶沸腾温度范围和80至120℃的再沸器温度范围下操作。脱丁烷塔300的操作压力可以在4至10巴的范围内，以及其间的所有范围和值，包括4至5巴、5至6巴、6至7巴、7至8巴、8至9巴和9至10巴的范围。 [0045] 根据本发明的实施方式，如方框412所示，方法40包括在足以使C5流503的环戊二烯二聚并形成包含C5烃和二环戊二烯的反应器产物流311的反应条件下，在二聚反应器310中处理C5流503。在本发明的实施方式中，C5流302的至少15wt.％环戊二烯在方框412二聚。在本发明的实施方式中，在方框412处，二聚反应器310在95至110℃范围内的温度和其间的所有范围和值，包括95至98℃、98至101℃、101至104℃、104至107℃和107至110℃的范围下操作。 [0046] 根据本发明的实施方式，如方框413所示，方法40包括在真空脱戊烷塔320中分离反应器产物流311以产生包含C5烃的顶部产物流505和包含二环戊二烯的底部产物流405。在本发明的实施方式中，真空脱戊烷塔320在20至60℃的塔顶沸腾温度范围和120至160℃的再沸器温度范围下操作。真空脱戊烷塔320的操作压力可以在0.2至0.6巴的范围内，以及其间的所有范围和值，包括0.2至0.3巴、0.3至0.4巴、0.4至0.5巴和0.5至0.6巴的范围。在本发明的实施方式中，底部产物流405的二环戊二烯在DCPD纯化单元400中进一步纯化以形成包含至少75wt.％二环戊二烯的二环戊二烯流402。二环戊二烯流402中的二环戊二烯可以进一步在反应蒸馏塔中单体化以产生包含至少99.0wt.％环戊二烯的环戊二烯流。在反应蒸馏塔中通过单体化产生的环戊二烯可以进一步二聚以产生包含至少97wt.％二环戊二烯的二环戊二烯流。在本发明的实施方式中，在反应蒸馏塔中通过单体化产生的环戊二烯可以在具有壳管式配置的反应器中进一步二聚。 [0047] 根据本发明的实施方式，如方框414所示，方法40包括在C5二烯分离单元500中分离顶部产物流505以产生包含异戊二烯的第一产物流502、包含戊二烯的第二产物流501和包含戊烷、戊烯和/或间戊二烯的C5萃余液503。在本发明的实施方式中，C5二烯分离单元500包括用于回收戊二烯的一个或多个蒸馏塔。用于回收戊二烯的一个或多个蒸馏塔可以在10至30℃的塔顶沸腾温度范围和35至75℃的再沸器温度范围下操作。用于回收戊二烯的一个或多个蒸馏塔的操作压力可以在0.5至1.5巴范围内，以及其间的所有范围和值。在本发明的实施方式中，C5二烯分离单元500包括用于回收异戊二烯的一个或多个串联的萃取蒸馏塔。该一个或多个萃取蒸馏塔可以在30至70℃的塔顶沸腾温度范围和110至150℃的再沸器温度范围下操作。该一个或多个用于回收异戊二烯的萃取蒸馏塔的操作压力可以在1.2至2.0巴的范围内，以及其间的所有范围和值，包括1.2至1.4巴、1.4至1.6巴、1.6至1.8巴和 1.8至2.0巴的范围。一个或多个萃取蒸馏塔可以使用包括乙腈、二甲基甲酰胺、N‑甲基‑2‑吡咯烷酮或其组合的溶剂来操作。 [0048] 根据本发明的实施方式，如方框415所示，方法40包括在足以使C5萃余液503的戊烯和/或间戊二烯氢化的反应条件下，在第一氢化单元600中处理C5萃余液503。根据本发明的实施方式，如方框416所示，方法40包括在足以将C4流301的不饱和C4烃氢化的反应条件下，在第一氢化单元600中处理C4流301。在本发明的实施方式中，方框415和416的第一氢化单元600在40至140℃的反应温度和20至40巴的操作压力下操作。方框415和416的处理在包含Ni/Al2O3、Pd/Al2O3或其组合的催化剂的存在下进行。根据本发明的实施方式，方框415和416的处理在同一单元中同时执行。 [0049] 根据本发明的实施方式，如方框417所示，方法40包括在脱庚烷塔120中分离C6‑C9+流以产生包含C6和C7烃的C6‑C7流121和包含C8和C9+烃的C8‑C9+流122。在本发明的实施方式中，方框417的脱庚烷塔120在20至60℃的塔顶沸腾温度范围和75至110℃的再沸器温度范围下操作。脱庚烷塔120可以在0.5至1.0巴的操作压力和其间的所有范围和值，包括0.5至0.6巴、0.6至0.7巴、0.7至0.8巴、0.8至0.9巴和0.9至1.0巴的范围下操作。 [0050] 根据本发明的实施方式，如方框418所示，方法40包括在足以在氢化的C6‑C7流142中产生苯和甲苯的反应条件下，在第二氢化单元710中处理C6‑C7流121。在本发明的实施方式中，在方框418处，第二氢化单元710在100至200℃的反应温度和10至30巴的操作压力下操作。方框418的处理可以在包含Ni/Al2O3、Pd/Al2O3或其组合的催化剂的存在下进行。 [0051] 根据本发明的实施方式，如方框419所示，方法40包括在脱辛烷塔130中分离C8‑C9+流122以产生包含C8烃的C8流131和包含未氢化的C9+烃的C9+流132。在本发明的实施方式中，脱辛烷塔130在20至60℃的塔顶沸腾温度范围和70至100℃的再沸器温度范围下操作。脱辛烷塔130可以在0.04至1.0巴的操作压力和其间的所有范围和值，包括0.04至0.2巴， 0.2至0.4巴，0.4至0.6巴，0.6至0.8巴和0.8至1.0巴的范围下操作。在本发明的实施方式中，在方框417至419处，将TBC注入脱戊烷塔110、脱庚烷塔120和/或脱辛烷塔130中以减轻设备的结垢。 [0052] 根据本发明的实施方式，如方框420所示，方法40包括在苯乙烯分离单元中处理C8流131以产生主要包含二甲苯的二甲苯流802和主要包含苯乙烯的苯乙烯流801。在实施方式中，方框420的处理可以包括液‑液萃取、共沸、蒸馏、萃取蒸馏、膜分离或其组合。在本发明的实施方式中，二甲苯流802与第二氢化单元710的流出物结合以形成氢化的C6‑C7流142。结合的流可以在分离器730中进一步分离以产生蒸气流711和液体流712。液体流712可以在稳定器720中分离以产生包含燃料气体的燃料气体流721和包含BTX的BTX流722。作为方框 420处的处理的替代方案，C8流131可以与C6‑C7流121结合，并且含有苯乙烯的结合的流可以在第二氢化单元710中氢化以将苯乙烯转化成乙苯(EB)。 [0053] 如图2B所示，本发明的实施方式包括处理裂解汽油的方法50。方法50可以由系统20实施，如图2B所示并且如上所述。根据本发明的实施方式，方法50包括如上所述的方法40的方框411至416。在本发明的实施方式中，如方框517所示，方法50包括在脱辛烷塔130中分离C6‑C9+流112以产生包含C6至C8烃的C6‑C8流133和包含未氢化的C9+烃的C9+流132。在本发明的实施方式中，在方框517处，脱辛烷塔130在20至60℃的塔顶沸腾温度范围和70至100℃的再沸器温度范围下操作。在方框517处，脱辛烷塔130可以在0.04至1.0巴的操作压力和其间的所有范围和值，包括0.04至0.2巴、0.2至0.4巴、0.4至0.6巴、0.6至0.8和0.8至1.0巴的范围下操作。 [0054] 在本发明的实施方式中，如方框518所示，方法50进一步包括在足以产生氢化的C6‑C8流152的反应条件下，在第二氢化单元710中处理C6‑C8流133。在方框518处，第二氢化单元710可以在100至200℃的反应温度和10至30巴的操作压力下操作。 [0055] 在本发明的实施方式中，如方框519所示，方法50进一步包括分离氢化的C6‑C8流152以产生包含燃料气体的燃料气体流721和包含BTX和乙苯(EB)的芳族化合物流723。在本发明的实施方式中，方框519的分离包括在分离器730中分离氢化的C6‑C8流152以产生包含H2O、H2的蒸汽流711和液体流712，并且在稳定器720中分离液体流712以产生燃料气体流721和芳族化合物流723。在方框519处，分离器730在80至100℃的塔顶沸腾温度范围、100至120℃的再沸器温度范围以及1至2巴的操作压力下操作。在方框519处，稳定器720在20至60℃的塔顶沸腾温度范围、120至200℃的再沸器温度范围以及6至10巴的操作压力下操作。 [0056] 如图2C所示，本发明的实施方式包括处理裂解汽油的方法60。方法60可以由系统30实施，如图2C中所示并且如上所述。根据本发明的实施方式，方法60包括如上所述的方法 40的方框411至416。在本发明的实施方式中，如方框617所示，方法60进一步包括在足以产生氢化的C6‑C9+流162的反应条件下，在第二氢化单元710中处理C6‑C9+流112。在方框617处，第二氢化单元710可以在100至200℃的反应温度和10至20巴的操作压力下操作。在本发明的实施方式中，如方框618所示，方法60包括分离氢化的C6‑C9+流162以产生纯化的C6‑C9+流724。在本发明的实施方式中，方框618的分离包括在分离器730中分离氢化的C6‑C9+流162以产生蒸汽流711和液体流712，以及在稳定器720中分离液体流712以产生包含至少 90wt.％C6‑C9+烃的纯化的C6‑C9+流724和包含燃料气体的燃料气体流721。在方框618处，分离器730在80至100℃的塔顶沸腾温度范围、100至120℃的再沸器温度范围以及1至2巴的操作压力下操作。在方框618处，稳定器720在20至60℃的塔顶沸腾温度范围、120至200℃的再沸器温度范围以及6至10巴的操作压力下操作。 [0057] 在本发明的实施方式中，如方框619所示，方法60包括在脱辛烷塔130中分离纯化的C6‑C9+流724以产生(a)包含苯、甲苯、二甲苯、乙苯或其组合的氢化的C6‑C8流134，(b)包含氢化洗涤油的氢化洗涤油流135，和(c)包含氢化的C9+燃料油的氢化燃料油流136。根据本发明的实施方式，在方框619处，脱辛烷塔130在20至60℃的塔顶沸腾温度范围、70至100℃的再沸器温度范围下操作。在方框619处，脱辛烷塔130在0.04至1.0巴的操作压力下操作。 [0058] 虽然已经参见图2A至图2C的方框描述了本发明的实施方式，但是应当理解，本发明的操作不限于图2A至图2C中所示的特定方框和/或方框的特定顺序。因此，本发明的实施方式可以使用与图2A至图2C的顺序不同的各种方框提供如本文所述的功能。 [0060] 作为本发明公开的一部分，以下包括具体实施例。实施例仅用于说明目的，并不旨在限制本发明。本领域的普通技术人员将容易地认识到可以改变或修改以产生基本上相同的结果的参数。 [0061] 实施例1 [0062] (处理裂解汽油方法的模拟) [0063] 在ASPEN平台中进行处理裂解汽油的模拟。用于模拟的裂解汽油组成示于表1和表2中。 [0064] 表1.基于碳数的裂解汽油组成 [0065] [0066] 表2.裂解汽油中二烯的重量分数 [0067] [0068] 基于如图1A所示的系统10的示意图运行模拟。结果表明，在322.4ktA至572.0ktA之间的裂解汽油流速(flow rate，流量)下，产生约6.2至10.4ktA戊二烯，产生约8.3至14.1ktA异戊二烯，并产生约15.4至26.1ktA二环戊二烯。此外，模拟结果进一步表明该系统产生了约19.5至32.9ktA苯乙烯、153.9至260.0ktA BTX、和20.7至34.9ktA燃料气体。此外，模拟结果表明产生了约74.1至125.3ktA未氢化的C9+烃，并产生了30.4至51.3ktA C9+二烯。 [0069] 实施例2 [0070] 在ASPEN平台中进行处理裂解汽油的模拟。用于模拟的裂解汽油组成示于表1和表2中。 [0071] 基于如图1B所示的系统20的示意图运行模拟。结果显示，在322.4ktA至572.0ktA之间的裂解汽油流速下，产生约6.2至10.4ktA戊二烯，产生约8.3至14.1ktA异戊二烯，并产生约15.4至26.1ktA二环戊二烯。此外，模拟结果进一步显示该系统产生了约173.4至292.9ktA BTX和20.7至34.9ktA燃料气体。此外，模拟结果显示产生了约74.1至125.3ktA未氢化的C9+烃，并产生了30.4至51.3ktA C9+二烯。 [0072] 实施例3 [0073] 在ASPEN平台中进行处理裂解汽油的模拟。用于模拟的裂解汽油组成示于表1和表2中。 [0074] 基于如图1C所示的系统30的示意图运行模拟。结果显示，在322.4ktA至572.0ktA之间的裂解汽油流速下，产生约6.2至10.4ktA戊二烯，产生约8.3至14.1ktA异戊二烯，并产生约15.4至26.1ktA二环戊二烯。此外，模拟结果显示该系统产生了约173.4至292.9ktA氢化的C6至C8+和20.7至34.9ktA燃料气体。此外，模拟结果显示产生了约74.1至125.3ktA未氢化的C9+烃，并且产生了29.6至50.1ktA C9+燃料油。此外，模拟结果显示产生了约44.5至75.2ktA氢化洗涤油。 [0075] 虽然已经详细描述了本申请的实施方式及其优点，但是应当理解的是，在不脱离由所附权利要求限定的实施方式的精神和范围的情况下，可以在此进行各种改变、替换和变化。此外，本申请的范围不旨在限于说明书中描述的过程、机器、制造、物质组成、装置、方法和步骤的特定实施方式。如本领域普通技术人员将从以上公开中容易理解的，可以利用当前存在或稍后有待开发的执行与本文描述的对应实施方式基本上相同的功能或实现基本上相同的结果的过程、机器、制造、物质组成、装置、方法或步骤。因此，所附权利要求旨在在其范围内包括这样的过程、机器、制造、物质组成、装置、方法或步骤。 |
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