使用催化裂化由混合烃源生产BTX的方法 |
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| 申请号 | CN201480076322.2 | 申请日 | 2014-12-10 | 公开(公告)号 | CN106029841B | 公开(公告)日 | 2018-09-04 |
| 申请人 | 沙特基础工业公司; SABIC环球技术有限责任公司; | 发明人 | R·维拉斯科佩拉兹; | ||||
| 摘要 | 本 发明 涉及用于生产BTX的方法，所述方法包括催化裂化、芳环开链和BTX回收。此外，本发明涉及将 烃 原料流转 化成 BTX的方法设施，所述方法设施包括催化裂化单元、芳环开链单元和BTX回收单元。 | ||||||
| 权利要求 | 1.用于生产BTX的方法，所述方法包括： |
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| 说明书全文 | 使用催化裂化由混合烃源生产BTX的方法[0001] 本发明涉及用于生产BTX的方法，所述方法包括催化裂化，芳环开链和BTX回收。此外，本发明涉及将烃原料流转化成BTX的方法设施，所述方法设施包括催化裂化单元、芳环开链单元和BTX回收单元。 [0002] 之前描述了可以通过包括如下步骤的方法由烃进料流生产包含对二甲苯的芳族烃：从催化裂化区域生产石脑油馏分和轻质循环油馏分；组合汽油和轻质循环油馏分；加氢处理组合的汽油和轻质循环油馏分从而生产加氢处理的产品；在分馏区域中分馏加氢处理的产品从而形成轻质尾馏分、石脑油馏分、加氢裂化器进料和未转化的油馏分；将加氢裂化器进料送至加氢裂化区域从而形成加氢裂化器产品；将加氢裂化器产品循环至分馏区域，在加氢裂化器进料的出口上方但是石脑油馏分的出口下方进料加氢裂化器产品；将石脑油馏分送至脱氢区域从而形成脱氢石脑油；并且将脱氢石脑油送至芳族化物回收单元从而回收对二甲苯和其它芳族化物；参见WO 2013/052228 A1。 [0003] WO 2013/052228 A1的方法的主要缺点在于芳族化物产率相对较低。 [0004] 本发明的目的是提供由混合烃流生产BTX的方法，所述方法具有高价值石油化学产品(优选BTXE)的改进的产率。 [0006] (a)使烃进料流经受催化裂化从而生产催化裂化汽油和循环油； [0007] (b)使循环油经受芳环开链从而生产BTX；和 [0008] (c)从催化裂化汽油中回收BTX。 [0009] 在本发明的背景下，出人意料地发现可以通过使用本文描述的改进方法改进高价值石油化学产品(例如BTX)的产率。例如，可以估算WO 2013/052228中显示的最大理论BTXE产量为进料的28重量％。该估算基于汽油和LCO的混合物(通常FCC单元的进料的75％)的所主张的转化率(98重量％)和对芳族化物的选择性(38重量％)。在本发明的情况下，可以证实当使用芳构化方法进一步加工通过整个联合装置产生的气体时，可以获得进料的大于35重量％的界区BTXE产率。 [0010] US 2008/0156696 A1描述了用于将C3/C4进料转化成烯烃和芳族化物的FCC方法，包括在第一提升管中裂化优选包含瓦斯油的第一烃进料并且在第二提升管中裂化包含具有3和/或4个碳原子的轻质烃的第二烃进料。US 2008/0156696 A1公开了在FCC方法中生产的一定重质流可以循环至第二提升管。US 2008/0156696 A1的方法的目的是使用FCC单元将廉价的C3/C4原料(例如LPG)转化成芳族化物。此外，US 2008/0156696 A1教导，有利的是当在FCC方法中加工轻质进料时将重质原料进料至FCC方法作为焦炭前体从而生产足够的焦炭从而以热平衡操作FCC方法。US 2008/0156696 A1仅描述循环至FCC单元，因此不能提供使循环油经受芳环开链单元的方法。 [0011] 在本发明的方法中，可以使用适合作为催化裂化进料的任何烃组合物。 [0013] 更优选地，烃进料流包含瓦斯油，最优选低压瓦斯油。取决于进料的氢含量，可有益的是在使烃进料流经受催化裂化之前通过加氢处理增加烃进料流的氢含量。用于增加烃进料流的氢含量的方法是本领域公知的并且包括加氢处理。优选地，加氢处理包括在氢气的存在下使烃进料流与加氢催化剂接触，所述加氢催化剂通常包含负载在惰性载体(例如氧化铝)上的加氢金属(例如Ni、Mo、Co、W、Pt和Pd)，具有或不具有助催化剂。用于加氢处理烃进料流的过程条件通常包括200-450℃，优选300-425℃的过程温度，和1-25MPa，优选2-20MPa的表压。 [0014] 在使用残油作为进料的情况下，残油可以特别在经受催化裂化之前经受溶剂脱沥青。优选地，例如使用低压蒸馏单元进一步分馏残油从而将残油分离成低压瓦斯油馏分和低压渣油馏分。优选地，本发明的方法中使用的进料包含少于8重量％的沥青质，更优选少于5重量％的沥青质。优选地，本发明的方法中使用的进料包含少于20ppmwt的金属。 [0015] 本文使用的术语石脑油、煤油、瓦斯油和残油具有石油精炼过程领域中普遍接受的含义；参见Alfke等人(2007)的Oil Refining，Ullmann's Encyclopedia of Industrial Chemistry and Speight(2005)Petroleum Refinery Processes，Kirk-Othmer Encyclopedia of Chemical Technology。就此而言，需要注意的是由于原油中包含的烃化合物的复杂混合物和原油蒸馏过程的技术限制，不同原油馏分之间可能存在重叠。优选地，本文使用的术语“石脑油”表示通过原油蒸馏获得的沸点范围为约20-200℃，更优选约30- 190℃的石油馏分。优选地，轻质石脑油为沸点范围为约20-100℃，更优选约30-90℃的馏分。重质石脑油优选具有约80-200℃，更优选约90-190℃的沸点范围。优选地，本文使用的术语“煤油”表示通过原油蒸馏获得的沸点范围为约180-270℃，更优选约190-260℃的石油馏分。优选地，本文使用的术语“瓦斯油”表示通过原油蒸馏获得的沸点范围为约250-360℃，更优选约260-350℃的石油馏分。优选地，本文使用的术语“残油”表示通过原油蒸馏获得的沸点大于约340℃，更优选大于约350℃的石油馏分。 [0016] 本发明的方法包括催化裂化，催化裂化包括在催化裂化条件下使进料流与催化裂化催化剂接触。本领域技术人员可以容易地确定可用于催化裂化的过程条件(在本文中也被称为“催化裂化条件”)；参见上述引文中的Alfke等人(2007)。 [0017] 本文使用的术语“催化裂化”具有其普遍接受的意义并且因此可以定义为通过在催化裂化条件下使进料流与催化裂化催化剂接触从而将进料流转化成低沸点烃馏分和烯烃气体的方法，所述进料流包含石油原油的高沸点高分子量烃馏分。优选地，本发明的方法中使用的催化裂化包括在催化裂化条件下使进料流与催化裂化催化剂接触，其中催化裂化催化剂包括具有酸性催化位点的多孔催化剂，优选沸石，并且其中催化裂化条件包括400-800℃的温度和10-800kPa的表压。 [0018] 优选地，催化裂化在“流体催化裂化器单元”或“FCC单元”中进行。因此，本发明的方法中使用的优选的催化裂化为流体催化裂化或FCC。在FCC单元中，通常使用具有非常活性的沸石基催化剂在被称为“提升管”的短接触时间竖直或向上倾斜的管中进行催化裂化。经由进料喷嘴将预加热的进料喷入提升管的底部，其中所述进料接触极热的流化催化剂。 用于流体催化裂化的优选的过程条件通常包括425-730℃的温度和10-800kPa的表压。热催化剂使进料蒸发并且催化裂化反应，裂化反应使高分子量烃分解成包括LPG、轻质馏出物和中间馏出物的较轻质组分。催化剂/烃混合物向上流动通过提升管数秒，然后通过旋风分离器分离混合物。不含催化剂的烃被送至主分馏器(FCC单元的组件)从而分离成燃料气(甲烷)、C2-C4烃、FCC汽油、轻质循环油和最终的重质循环油。通过FCC生产的C2-C4烃馏分通常为链烷烃和烯烃的混合物。本文使用的术语“催化裂化汽油”表示通过催化裂化生产的相对富含单芳族烃的轻质馏出物。本文使用的术语“循环油”表示通过催化裂化生产的相对富含具有稠合芳环的烃的中间馏出物和重质馏出物。本文使用的术语“轻质循环油”表示通过催化裂化生产的相对富含具有两个稠合芳环的芳族烃的中间馏出物。本文使用的术语“重质循环油”表示通过催化裂化生产的相对富含具有多于2个稠合芳环的烃的重质馏出物。从裂化烃蒸气中使废催化剂脱离并且送至汽提器，废催化剂在汽提器中与蒸汽接触从而除去催化剂孔中残留的烃。废催化剂然后流入流化床再生器，在流化床再生器中使用空气(或在一些情况下为空气加氧气)烧尽焦炭从而恢复催化剂活性并且还提供下一个反应循环需要的热，裂化为吸热反应。再生的催化剂然后流至提升管的底部，重复循环。取决于烃进料和希望的产品构成，本发明的方法可以包括在不同的过程条件下操作的多个FCC单元。本文使用的术语“低苛刻度FCC”或“精炼FCC”表示朝向催化裂化汽油的生产优化的FCC方法。最常规的精炼朝向汽油生产优化，常规FCC方法操作条件可以被视为是低苛刻度FCC。用于精炼FCC的优选的过程条件通常包括425-570℃的温度和10-800kPa的表压。 [0019] 优选地，本发明的方法中使用的催化裂化为流体催化裂化，包括在FCC条件下使进料流与FCC催化剂接触，其中FCC催化剂包括沸石并且其中FCC条件包括425-730℃的温度和10-800kPa的表压。 [0020] 更优选地，本发明的方法中使用的流体催化裂化为高苛刻度FCC，优选包括540-730℃的温度和10-800kPa的表压。 [0021] 本文使用的术语“高苛刻度FCC”或“石油化学FCC”表示朝向烯烃的生产优化的FCC方法。高苛刻度FCC方法是现有技术中已知的并且特别描述于EP 0 909 804 A2、EP 0 909 582 A1和US 5,846,402。用于高苛刻度FCC的优选的过程条件通常包括540-730℃的温度和 10-800kPa的表压。 [0022] 本文使用的术语“烷烃”具有确定含义并且因此描述通式为CnH2n+2的无环的支链或非支链的烃，因此完全由氢原子和饱和碳原子组成；参见例如IUPAC.Compendium of Chemical Terminology，第2版(1997)。术语“烷烃”因此描述非支链烷烃(“正构链烷烃”或“正链烷烃”或“正烷烃”)和支链烷烃(“异链烷烃”或“异烷烃”)但是排除环烷烃(环烷)。 [0023] 术语“芳族烃”或“芳族化物”是本领域公知的。因此，术语“芳族烃”表示稳定性(由于离域)明显大于假定局域结构(例如Kekulé结构)的环状共轭烃。用于确定给定烃的芳香性的最常见的方法是观察1H NMR谱中的抗磁性，例如对于苯环质子，7.2至7.3ppm范围内的化学位移的存在。 [0024] 本文使用的术语“环烷烃”或“环烷”具有确定含义并且因此描述饱和环状烃。 [0025] 本文使用的术语“烯烃”具有其明确含义。因此，烯烃表示包含至少一个碳–碳双键的不饱和烃化合物。优选地，术语“烯烃”表示包含乙烯、丙烯、丁二烯、丁烯-1、异丁烯、异戊二烯和环戊二烯的两者或更多者的混合物。 [0027] 本文使用的术语“C#烃”(其中“#”为正整数)描述具有#个碳原子的所有烃。此外，术语“C#+烃”描述具有#个或更多个碳原子的所有烃分子。因此，术语“C5+烃”描述具有5个或更多个碳原子的烃的混合物。术语“C5+烷烃”因此表示具有5个或更多个碳原子的烷烃。 [0028] 本文使用的术语轻质馏出物、中间馏出物和重质馏出物具有石油精炼过程领域中普遍接受的含义；参见上述引文中的Speight，J.G.(2005)。就此而言，需要注意的是由于通过精炼或石油化学单元操作生产的产品流中包含的烃化合物的复杂混合物和用于分离不同馏分的蒸馏过程的技术限制，不同的蒸馏馏分之间可能存在重叠。优选地，“轻质馏出物”为在精炼或石油化学过程中获得的沸点范围为约20-200℃，更优选约30-190℃的烃馏出物。“轻质馏出物”通常相对富含具有一个芳环的芳族烃。优选地，“中间馏出物”为在精炼或石油化学过程中获得的沸点范围为约180-360℃，更优选约190-350℃的烃馏出物。“中间馏出物”相对富含具有两个芳环的芳族烃。优选地，“重质馏出物”为在精炼或石油化学过程中获得的沸点大于约340℃，更优选大于约350℃的烃馏出物。“重质馏出物”相对富含具有多于2个芳环的烃。因此，由于化学转化和之后的分馏(例如通过蒸馏或通过提取)获得得自精炼或石油化学过程的馏出物，其不同于原油馏分。 [0029] 本发明的方法包括芳环开链，芳环开链包括在氢气的存在下在芳环开链条件下使循环油与芳环开链催化剂接触。本领域技术人员可以容易地确定可用于芳环开链的过程条件(在本文中也被称为“芳环开链条件”)；参见例如US3256176、US4789457和US 7,513,988。 [0030] 因此，本发明提供用于生产BTX的方法，所述方法包括： [0031] (a)使烃进料流经受催化裂化从而生产催化裂化汽油和循环油； [0032] (b)在氢气的存在下使循环油经受芳环开链从而生产BTX；和 [0033] (c)从催化裂化汽油中回收BTX。 [0034] 本文使用的术语“芳环开链”具有其普遍接受的意义并且因此可以定义为转化相对富含具有稠合芳环的烃的烃进料(例如循环油)从而生产包含相对富含BTX的轻质馏出物(得自ARO的汽油)和优选LPG的产品流的过程。所述芳环开链过程(ARO过程)例如描述于US3256176和US4789457。所述过程可以包括单个固定床催化反应器或两个串联的所述反应器连同一个或多个分馏单元从而分离希望的产品与未转化材料，并且也可以合并将未转化材料循环至一个或两个反应器的能力。反应器可以在200-600℃，优选300-400℃的温度，3-35Mpa，优选5至20MPa的压力连同5-20重量％的氢气(以烃原料计)在双功能催化剂的存在下进行，其中所述氢气可以与烃原料并流流动或与烃原料的流动方向逆流流动，所述双功能催化剂对于加氢-脱氢和开环具有活性，其中可以进行所述芳环饱和和开环。所述过程中使用的催化剂包含负载在酸性固体上的金属或金属硫化物形式的选自Pd、Rh、Ru、Ir、Os、Cu、Co、Ni、Pt、Fe、Zn、Ga、In、Mo、W和V的一种或多种元素，所述酸性固体例如为氧化铝、二氧化硅、氧化铝-二氧化硅和沸石。就此而言，需要注意的是本文使用的术语“负载在……上”包括提供组合一种或多种元素与催化剂载体的催化剂的任何常规方式。通过单独或组合调整催化剂组成、操作温度、操作空间速度和/或氢气分压，可以控制所述过程朝向完全饱和和之后所有的环开裂或朝向保持一个芳环不饱和和之后除了一个环之外的所有环开裂。在后一种情况下，ARO过程生产相对富含具有一个芳环和或环烷环的烃化合物的轻质馏出物(“ARO-汽油”)。在本发明的背景下，优选使用芳环开链过程，所述芳环开链过程被优化从而保持一个芳环或环烷环完整并且因此生产相对富含具有一个芳环或环烷环的烃化合物的轻质馏出物。另一种芳环开链过程(ARO过程)描述于US 7,513,988。因此，ARO过程可以包括在100-500℃，优选200-500℃，更优选300-500℃的温度，2-10Mpa的压力连同1-30重量％，优选5-30重量％的氢气(以烃原料计)在芳族加氢催化剂的存在下的芳环饱和，和在200- 600℃，优选300-400℃的温度，1-12Mpa的压力连同1-20重量％的氢气(以烃原料计)在开环催化剂的存在下的开环，其中所述芳环饱和和开环可以在一个反应器或两个连续反应器中进行。芳族加氢催化剂可以为常规加氢/加氢处理催化剂，例如包含负载在耐火载体(通常为氧化铝)上的Ni、W和Mo的混合物的催化剂。开环催化剂包含过渡金属或金属硫化物组分和载体。优选地，催化剂包含负载在酸性固体上的金属或金属硫化物形式的选自Pd、Rh、Ru、Ir、Os、Cu、Co、Ni、Pt、Fe、Zn、Ga、In、Mo、W和V的一种或多种元素，所述酸性固体例如为氧化铝、二氧化硅、氧化铝-二氧化硅和沸石。就此而言，需要注意的是本文使用的术语“负载在……上”包括提供组合一种或多种元素与催化剂载体的催化剂的任何常规方式。通过单独或组合调整催化剂组成、操作温度、操作空间速度和/或氢气分压，可以控制所述过程朝向完全饱和和之后所有的环开裂或朝向保持一个芳环不饱和和之后除了一个环之外的所有环开裂。在后一种情况下，ARO过程生产相对富含具有一个芳环的烃化合物的轻质馏出物(“ARO-汽油”)。在本发明的背景下，优选使用芳环开链过程，所述芳环开链过程被优化从而保持一个芳环完整并且因此生产相对富含具有一个芳环的烃化合物的轻质馏出物。 [0035] 优选地，芳环开链包括在氢气的存在下在芳环开链条件下使循环油与芳环开链催化剂接触，其中芳环开链催化剂包含过渡金属或金属硫化物组分和载体，优选包含负载在酸性固体上的金属或金属硫化物形式的选自Pd、Rh、Ru、Ir、Os、Cu、Co、Ni、Pt、Fe、Zn、Ga、In、Mo、W和V的一种或多种元素，所述酸性固体优选选自氧化铝、二氧化硅、氧化铝-二氧化硅和沸石，并且其中芳环开链条件包括100-600℃的温度，1-12MPa的压力。优选地，芳环开链条件进一步包括1-30重量％的氢气(以烃原料计)的存在。 [0036] 优选地，芳环开链催化剂包括芳族加氢催化剂和开环催化剂，所述芳族加氢催化剂包含负载在耐火载体(优选氧化铝)上的选自Ni、W和Mo的一种或多种元素，所述开环催化剂包含过渡金属或金属硫化物组分和载体，优选包含负载在酸性固体上的金属或金属硫化物形式的选自Pd、Rh、Ru、Ir、Os、Cu、Co、Ni、Pt、Fe、Zn、Ga、In、Mo、W和V的一种或多种元素，所述酸性固体优选选自氧化铝、二氧化硅、氧化铝-二氧化硅和沸石，并且其中芳族加氢的条件包括100-500℃，优选200-500℃，更优选300-500℃的温度，2-10MPa的压力和1-30重量％，优选5-30重量％氢气(以烃原料计)的存在，并且其中开环包括200-600℃，优选300-400℃的温度，1-12MPa的压力和1-20重量％氢气(以烃原料计)的存在。 [0037] 本发明的方法包括从包含芳族烃的混合烃流(例如催化裂化汽油)中回收BTX。可以使用从混合烃流中分离BTX的任何常规手段从而回收BTX。回收BTX的一种这样的合适的手段涉及常规溶剂提取。催化裂化汽油和轻质馏出物可以在溶剂提取之前经受“汽油处理”。本文使用的术语“汽油处理”或“汽油加氢处理”表示选择性地加氢处理不饱和的和富含芳族化物的烃进料流(例如催化裂化汽油)使得所述进料流中包含的烯烃和二烯烃的碳-碳双键加氢的过程；参见US 3,556,983。常规地，汽油处理单元可以包括第一阶段过程，通过对二烯烃和烯基化合物进行选择性加氢从而改进富含芳族化物的烃流的稳定性，因此使其适用于第二阶段中的进一步加工。使用加氢催化剂进行第一阶段的加氢反应，所述加氢催化剂通常包含负载在固定床反应器中的氧化铝上的Ni和/或Pd，具有或不具有助催化剂。第一阶段的加氢通常在液相中进行，包括200℃或更低，优选30-100℃的过程入口温度。在第二阶段中，第一阶段加氢处理的富含芳族化物的烃流可以通过对烯烃进行选择性加氢并且经由加氢脱硫除去硫进行进一步加工从而制备适用于芳族化物回收的原料。在第二阶段的加氢中，通常使用的加氢催化剂包含负载在固定床反应器中的氧化铝上的选自Ni、Mo、Co、W和Pt的元素，具有或不具有助催化剂，其中催化剂为硫化物形式。过程条件通常包括 200-400℃，优选250-350℃的过程温度，和1-3.5MPa，优选2-3.5MPa的表压。通过GTU生产的富含芳族化物的产品然后进一步使用常规溶剂提取经受BTX回收。在待经受汽油处理的富含芳族化物的烃混合物的二烯烃和烯基化合物的含量低的情况下，富含芳族化物的烃流可以直接经受第二阶段的加氢或甚至直接经受芳族化物提取。优选地，汽油处理单元为下文描述的加氢裂化单元，所述加氢裂化单元适合于将富含具有一个芳环的芳族烃的进料流转化成纯化BTX。 [0038] 本发明的方法中生产的产品为BTX。本文使用的术语“BTX”表示苯、甲苯和二甲苯的混合物。优选地，本发明的方法中生产的产品包含其它有用的芳族烃，例如乙苯。因此，本发明优选提供用于生产苯、甲苯、二甲苯和乙苯的混合物(“BTXE”)的方法。生产的产品可以为不同芳族烃的物理混合物或者可以直接经受进一步分离(例如通过蒸馏)从而提供不同的纯化产品流。所述纯化产品流可以包括苯产品流、甲苯产品流、二甲苯产品流和/或乙苯产品流。 [0039] 优选地，芳环开链进一步生产轻质馏出物并且其中从所述轻质馏出物中回收BTX。优选地，通过芳环开链生产的BTX包含在轻质馏出物中。在该实施方案中，通过BTX回收分离轻质馏出物中包含的BTX和所述轻质馏出物中包含的其它烃。 [0040] 优选地，通过使催化裂化汽油和/或轻质馏出物经受加氢裂化从而从所述催化裂化汽油和/或从所述轻质馏出物中回收BTX。相对于溶剂提取，通过选择加氢裂化用于BTX回收可以改进本发明的方法的BTX产率，因为除了BTX之外的单芳族烃可以通过加氢裂化转化成BTX。 [0041] 优选地，催化裂化汽油在经受加氢裂化之前进行加氢处理从而饱和所有烯烃和二烯烃。通过除去催化裂化汽油中的烯烃和二烯烃，可以更好地控制加氢裂化过程中的放热，因此改进可操作性。更优选地，使用例如US 7,019,188和WO 01/59033 A1中描述的常规方法从催化裂化汽油中分离烯烃和二烯烃。优选地，从催化裂化汽油中分离的烯烃和二烯烃经受芳构化，因此改进本发明的方法的BTX产率。 [0042] 本发明的方法可以包括加氢裂化，所述加氢裂化包括在氢气的存在下在加氢裂化条件下使催化裂化汽油和优选轻质馏出物与加氢裂化催化剂接触。本领域技术人员可以容易地确定可用于加氢裂化的过程条件(在本文中也被称为“加氢裂化条件”)；参见上述引文中的Alfke等人(2007)。优选地，催化裂化汽油在经受加氢裂化之前经受上文描述的汽油加氢处理。优选地，加氢裂化产品流中包含的C9+烃循环至加氢裂化器或优选循环至芳环开链。 [0043] 本文使用的术语“加氢裂化”具有其普遍接受的意义并且因此可以定义为通过升高的氢气分压的存在而辅助的催化裂化过程；参见例如上述引文中的Alfke等人(2007)。该过程的产品为饱和烃，并且根据反应条件例如温度、压力和空间速度和催化剂活性为包括BTX的芳族烃。用于加氢裂化的过程条件通常包括200-600℃的过程温度，0.2-20Mpa的升高的压力，在0.1-20h-1之间的空间速度。加氢裂化反应通过需要酸功能和加氢功能的双功能机制进行，所述酸功能提供裂化和异构化并且提供进料中包含的烃化合物中所含的碳-碳键的断裂和/或重排。用于加氢裂化过程的许多催化剂通过组合各种过渡金属或金属硫化物与固体载体(例如氧化铝、二氧化硅、氧化铝-二氧化硅、氧化镁和沸石)而形成。 [0044] 优选地，通过使催化裂化汽油和/或轻质馏出物经受汽油加氢裂化从而从所述催化裂化汽油和/或从所述轻质馏出物中回收BTX。本文使用的术语“汽油加氢裂化”或“GHC”表示特别适用于将相对富含芳族烃化合物的复合烃进料(例如FCC汽油)转化成LPG和BTX的加氢裂化过程，其中所述过程被优化从而保持GHC进料流中包含的芳族化物的一个芳环完整，但是从所述芳环中除去大部分侧链。因此，通过汽油加氢裂化生产的主要产品为BTX并且所述过程可以优化从而提供化学级BTX。优选地，经受汽油加氢裂化的烃进料进一步包含轻质馏出物。更优选地，经受汽油加氢裂化的烃进料优选不包含多于1重量％的具有多于一个芳环的烃。优选地，汽油加氢裂化条件包括300-580℃，更优选400-580℃，甚至更优选430-530℃的温度。必须避免更低的温度，因为芳环的加氢变得有利，除非使用特定调整的加氢裂化催化剂。例如，在催化剂包含降低催化剂的加氢活性的其它元素(例如锡、铅或铋)的情况下，对于汽油加氢裂化可以选择更低的温度；参见例如WO 02/44306 A1和WO 2007/ 055488。在反应温度过高的情况下，LPG(特别是丙烷和丁烷)的产率下降并且甲烷的产率升高。由于催化剂活性可随着催化剂的寿命降低，有利的是随着催化剂的寿命逐渐增加反应温度从而维持加氢裂化转化率。这意味着操作周期开始时的最佳温度优选处于加氢裂化温度范围的较低端。最佳反应器温度随着催化剂的失活而升高使得在周期结束时(紧接着更换或再生催化剂之前)温度被优选选择成处于加氢裂化温度范围的较高端。 [0045] 优选地，烃进料流的汽油加氢裂化在0.3-5Mpa的表压，更优选0.6-3Mpa的表压，特别优选1-2Mpa的表压和最优选1.2-1.6Mpa的表压下进行。通过增加反应器压力，C5+非芳族化物的转化率可以增加，但是这也增加甲烷的产率和芳环至环己烷物质的加氢，所述环己烷物质可以裂化成LPG物质。这造成芳族化物的产率随着压力的增加而降低，并且由于一些环己烷及其异构体甲基环戊烷不完全加氢裂化，在1.2-1.6Mpa的压力下所得苯的纯度最佳。 [0046] 优选地，烃进料流的汽油加氢裂化以0.1-20h-1的重量时空速度，更优选0.2-15h-1的重量时空速度，最优选0.4-10h-1的重量时空速度(WHSV)进行。当空间速度过高时，并非所有的BTX共沸链烷烃组分加氢裂化，因此不可能通过反应器产品的简单蒸馏实现BTX规格。在过低的空间速度下，甲烷的产率以丙烷和丁烷为代价升高。通过选择最佳的重量时空速度，出人意料地发现实现苯共沸物(co-boiler)的充分完全的反应从而生产规格BTX而无需液体循环。 [0047] 优选地，加氢裂化包括在氢气的存在下在加氢裂化条件下使得催化裂化汽油和优选轻质馏出物与加氢裂化催化剂接触，其中加氢裂化催化剂包含以总催化剂重量计0.1-1重量％的加氢金属和孔径为 和二氧化硅(SiO2)与氧化铝(Al2O3)的摩尔比例为5-200的沸石，并且其中加氢裂化条件包括400-580℃的温度，300-5000kPa的表压和0.1-20h-1的重量时空速度(WHSV)。加氢金属优选为选自元素周期表第10族的至少一种元素，最优选Pt。沸石优选为MFI。优选使用420-550℃的温度，600-3000kPa的表压和0.2-15h-1的重量时空速度，更优选430-530℃的温度，1000-2000kPa的表压和0.4-10h-1的重量时空速度。 [0048] 选择上文所述的该特定加氢裂化催化剂的一个优点是加氢裂化的进料不需要进行脱硫。 [0049] 因此，优选的汽油加氢裂化条件因此包括400-580℃的温度、0.3-5MPa的表压和0.1-20h-1的重量时空速度。更优选的汽油加氢裂化条件包括420-550℃的温度、0.6-3MPa的表压和0.2-15h-1的重量时空速度。特别优选的汽油加氢裂化条件包括430-530℃的温度、1- 2MPa的表压和0.4-10h-1的重量时空速度。 [0050] 优选地，芳环开链和优选加氢裂化进一步生产LPG并且其中所述LPG经受芳构化从而生产BTX。 [0051] 本发明的方法可以包括芳构化，所述芳构化包括在芳构化条件下使LPG与芳构化催化剂接触。本领域技术人员可以容易地确定可用于芳构化的过程条件(在本文中也被称为“芳构化条件”)；参见Encyclopaedia of Hydrocarbons(2006)第II卷，第10.6章，第591-614页。 [0052] 本文使用的术语“芳构化”具有其普遍接受的意义并且因此可以定义为将脂族烃转化成芳族烃的过程。现有技术中描述了许多使用C3-C8脂族烃作为原材料的芳构化技术；参见例如US 4,056,575；US 4,157,356；US 4,180,689；Micropor.Mesopor.Mater 21，439； WO 2004/013095 A2和WO 2005/08515 A1。因此，芳构化催化剂可以包含优选选自ZSM-5和沸石L的沸石，并且可以进一步包含选自Ga、Zn、Ge和Pt的一种或多种元素。在进料主要包含C3-C5脂族烃的情况下，优选酸性沸石。本文使用的术语“酸性沸石”表示默认质子形式的沸石。在进料主要包含C6-C8烃的情况下，优选非酸性沸石。本文使用的术语“非酸性沸石”表示优选与碱金属或碱土金属(例如铯、钾、钠、铷、钡、钙、镁及其混合物)进行碱交换从而降低酸度的沸石。碱交换可以在沸石合成的过程中通过加入碱金属或碱土金属作为反应混合物的组分而进行，或者可以在沉积贵金属之前或之后通过结晶沸石而进行。沸石进行碱交换直至大部分或全部与铝相关的阳离子为碱金属或碱土金属的程度。碱交换之后沸石中的一价碱：铝的摩尔比例的示例为至少约0.9。优选地，催化剂选自HZSM-5(其中HZSM-5表示质子形式的ZSM-5)、Ga/HZSM-5、Zn/HZSM-5和Pt/GeHZSM-5。芳构化条件可以包括450-550℃，优选480-520℃的温度，100-1000kPa，优选200-500kPa的表压，和0.1-20h-1，优选0.4-4h-1的重量时空速度(WHSV)。 [0053] 优选地，芳构化包括在芳构化条件下使LPG与芳构化催化剂接触，其中芳构化催化剂包含选自ZSM-5和沸石L的沸石，任选进一步包含选自Ga、Zn、Ge和Pt的一种或多种元素，并且其中芳构化条件包括400-600℃，优选450-550℃，更优选480-520℃的温度，100-1000kPa，优选200-500kPa的表压，和0.1-20h-1，优选0.4-4h-1的重量时空速度(WHSV)。 [0054] 优选地，催化裂化进一步生产LPG并且其中通过催化裂化生产的所述LPG经受芳构化从而生产BTX。 [0055] 优选地，仅部分本发明的方法中生产的(例如通过选自芳环开链、加氢裂化和催化裂化的一者或多者生产的)LPG经受芳构化从而生产BTX。不经受芳构化的LPG的部分可以经受烯烃合成，例如经受热解或优选经受脱氢。 [0056] 优选地，在经受芳构化之前从通过催化裂化生产的LPG中分离丙烯和/或丁烯。 [0057] 用于从混合的C2-C4烃流中分离丙烯和/或丁烯的装置和方法是本领域公知的并且可以包括蒸馏和/或提取；参见Ullmann's Encyclopedia of Industrial Chemistry，第6卷，章节“Butadiene”，388-390和第13卷，章节“Ethylene”，第512页。 [0058] 优选地，在本发明的方法中生产的LPG经受芳构化之前从所述LPG中分离一些或全部C2烃。 [0059] 优选地，通过加氢裂化和芳环开链生产的LPG经受第一芳构化，所述第一芳构化朝向链烷烃的芳构化优化。优选地，所述第一芳构化优选包括的芳构化条件包括400-600℃，优选450-550℃，更优选480-520℃的温度，100-1000kPa，优选200-500kPa的表压，和0.1-7h-1，优选0.4-2h-1的重量时空速度(WHSV)。优选地，通过催化裂化生产的LPG经受第二芳构化，所述第二芳构化朝向烯烃的芳构化优化。优选地，所述第二芳构化优选包括的芳构化条件包括400-600℃，优选450-550℃，更优选480-520℃的温度，100-1000kPa，优选200--1 -1 700kPa的表压，和1-20h ，优选2-4h 的重量时空速度(WHSV)。 [0060] 发现相比于得自链烷烃进料的液体产品，由烯烃进料形成的芳族烃产品可以包含更少的苯和更多的二甲苯和C9+芳族化物。当过程压力增加时可以观察到相似的效果。发现相比于使用链烷烃进料的芳构化过程(其得到更高的转化率)，烯烃芳构化进料适合于更高压力的操作。关于链烷烃进料和低压过程，可以通过烯烃芳构化进料的改进的芳族化物选择性抵消压力对芳族化物选择性的不利影响。 [0061] 优选地，芳环开链、加氢裂化和芳构化的一者或多者进一步生产甲烷并且其中所述甲烷用作燃料气从而提供过程热。优选地，所述燃料气可以用于为加氢裂化、芳环开链和/或芳构化提供过程热。 [0062] 优选地，芳构化进一步生产氢气并且其中所述氢气用于加氢裂化和/或芳环开链。 [0064] 在另一方面，本发明还涉及适合进行本发明的方法的方法设施。该方法设施和在所述方法设施中进行的方法特别呈现于附图1-3(图1-3)。 [0065] 因此，本发明提供用于生产BTX的方法设施，所述方法设施包括：催化裂化单元(4)，所述催化裂化单元(4)包括烃进料流(1)的入口和催化裂化汽油(6)的出口和循环油(7)的出口； [0066] 芳环开链单元(9)，所述芳环开链单元(9)包括循环油(7)的入口和BTX(13)的出口；和 [0067] BTX回收单元(8)，所述BTX回收单元(8)包括催化裂化汽油(6)的入口和BTX(12)的出口。 [0068] 本发明的该方面显示于附图1(图1)。本文使用的术语“X的入口”或“X的出口”(其中“X”为给定的烃馏分等)表示包含所述烃馏分等的流的入口或出口。在X的出口直接连接至包括X的入口的下游精炼单元的情况下，所述直接连接可以包括其它单元(例如换热器、分离和/或纯化单元)从而除去所述流中包含的不希望的化合物等。 [0069] 如果在本发明的背景下用多于一种进料流对单元进行进料，所述进料流可以组合从而形成所述单元的单个入口或者可以形成所述单元的分开的入口。 [0070] 芳环开链单元(9)优选进一步具有轻质馏出物(10)的出口，所述轻质馏出物(10)进料至BTX回收单元(8)。可以从轻质馏出物中分离在芳环开链单元(9)中生产的BTX从而形成BTX(13)的出口。优选地，在芳环开链单元(9)中生产的BTX包含在轻质馏出物(10)中并且在BTX回收单元(8)中从所述轻质馏出物中分离。 [0071] 催化裂化单元(4)优选进一步包括燃料气(2)的出口和/或LPG(3)的出口。此外，催化裂化单元(4)优选具有通过催化裂化生产的焦炭(5)的出口，所述焦炭(5)通常为焦化催化剂颗粒的形式，所述焦化催化剂颗粒经受除焦然后除焦的热催化剂颗粒被重新引入催化裂化单元(4)。芳环开链单元(9)优选进一步包括燃料气(21)的出口和/或LPG(14)的出口。BTX回收单元(8)优选进一步包括燃料气(20)的出口和/或LPG(11)的出口。 [0072] 优选地，本发明的方法设施进一步包括芳构化单元(16)，所述芳构化单元(16)包括LPG(3)的入口和通过芳构化生产的BTX(17)的出口。 [0073] 本发明的该方面显示于附图2(图2)。 [0074] 进料至芳构化单元(16)的LPG优选通过催化裂化单元(4)生产，但是也可以通过其它单元生产，例如芳环开链单元(9)和/或BTX回收单元(8)。芳构化单元(16)优选进一步包括燃料气(15)的出口和/或LPG(27)的出口。优选地，芳构化单元(16)进一步包括进料至芳环开链单元的氢气(18)的出口和/或进料至BTX回收单元的氢气(19)的出口。 [0075] 优选地，本发明的方法设施进一步包括除了第一芳构化单元(16)之外的第二芳构化单元(25)，其中所述第二芳构化单元(25)包括通过芳环开链单元生产的LPG(14)的入口和/或通过BTX回收单元生产的LPG(11)的入口和通过第二芳构化单元生产的BTX(28)的出口。 [0076] 本发明的该方面显示于附图3(图3)。 [0077] 第二芳构化单元(25)优选进一步包括通过第一芳构化单元生产的LPG(27)的入口。第二芳构化单元(25)优选进一步包括燃料气(26)的出口和/或LPG(29)的出口，所述LPG(29)优选循环至所述第二芳构化单元(25)。此外，第二芳构化单元(25)优选进一步包括氢气(22)的出口。通过第二芳构化单元(25)生产的该氢气优选经由管线(24)进料至芳环开链单元(9)和/或经由管线(23)进料至BTX回收单元(8)。第一芳构化单元(16)和/或第二芳构化单元(25)可以进一步生产C9+烃。所述C9+烃优选进料至芳环开链(9)。 [0078] 图1-3中使用如下附图标记： [0079] 1 烃进料流 [0080] 2 通过催化裂化生产的燃料气 [0081] 3 通过催化裂化生产的LPG [0082] 4 催化裂化单元 [0083] 5 通过催化裂化生产的焦炭 [0084] 6 催化裂化汽油 [0085] 7 循环油 [0086] 8 BTX回收单元 [0087] 9 芳环开链单元 [0088] 10 通过芳环开链生产的轻质馏出物 [0089] 11 通过BTX回收生产的LPG [0090] 12 通过BTX回收生产的BTX [0091] 13 通过芳环开链生产的BTX [0092] 14 通过芳环开链生产的LPG [0093] 15 通过(第一)芳构化生产的燃料气 [0094] 16 (第一)芳构化单元 [0095] 17 通过(第一)芳构化生产的BTX [0096] 18 通过(第一)芳构化生产并且进料至芳环开链的氢气 [0097] 19 通过(第一)芳构化生产并且进料至BTX回收的氢气 [0098] 20 通过BTX回收生产的燃料气 [0099] 21 通过BTX开环生产的燃料气 [0100] 22 通过第二芳构化生产的氢气 [0101] 23 通过第二芳构化生产并且进料至BTX回收的氢气 [0102] 24 通过第二芳构化生产并且进料至芳环开链的氢气 [0103] 25 第二芳构化单元 [0104] 26 通过第二芳构化生产的燃料气 [0105] 27 通过第一芳构化生产的LPG [0106] 28 通过第二芳构化生产的BTX [0107] 29 通过第二芳构化生产的LPG [0108] 注意到本发明涉及本文描述的特征，特别是权利要求中所述的特征的所有可能的组合。 [0109] 还注意到术语“包含”、“包括”不排除其它元素的存在。然而，还应理解对包含某些组分的产品的描述也公开了由这些组分组成的产品。相似地，还应理解对包括某些步骤的方法的描述也公开了由这些步骤组成的方法。 [0110] 现在通过如下非限制性实施例更详细地描述本发明。 [0111] 实施例1 [0112] 通过Aspen Plus中的流程建模获得本文提供的实验数据。对于流体催化裂化器，产品产率和组成基于从文献中获得的实验数据。对于芳环开链和之后的汽油加氢裂化，使用其中所有多芳族化合物转化成BTX和LPG并且所有环烷烃和链烷烃化合物转化成LPG的反应方案。 [0113] 在实施例1中，源自大庆原油的加氢处理的低压瓦斯油(VGO)被送至高苛刻度催化裂化单元。该单元生产气态流、轻质馏出物馏分、中间馏出物馏分和焦炭。在汽油加氢裂化器中进一步提质轻质馏出物馏分(性质显示于表1)形成富含BTXE的流和非芳族流。在芳环开链单元中在保持1个芳环完整的条件下提质中间馏出物(也被称为“轻质循环油”)。在后一单元中获得的富含芳族化物的产品被送至汽油加氢裂化器从而改进所述流中包含的BTXE的纯度。结果列于下文提供的表2中。 [0114] 产生的产品被分成石油化学品(烯烃和BTXE，BTXE为BTX+乙苯的首字母缩略词)和其它产品(氢气、甲烷和包含C9和更重芳族化合物的重质馏分)。总体来看，存在总进料的1.3重量％的氢气的短缺。 [0115] 对于实施例1，BTXE产率为总进料的16.4重量％。 [0116] 实施例2 [0117] 除了如下方面之外，实施例2与实施例1相同： [0118] 芳构化过程处理通过催化裂化单元、汽油加氢裂化单元和芳环开链单元产生的C3和C4烃。通过文献获得由于原料组成(例如烯烃含量)的变化造成的不同的产率模式并且应用于模型从而确定界区产品构成(表2)。通过芳构化单元(生产氢气的单元)产生的氢气然后可以用于消耗氢气的单元(汽油加氢裂化器和芳环开链单元)。 [0119] 获得BTXE产率的明显增加同时氢气产量的增加。总体来看，存在总进料的0.3重量％的氢气的少量剩余。 [0120] 对于实施例2，BTXE产率为总进料的46.5重量％。 [0121] 实施例3 [0122] 除了如下方面之外，实施例3与实施例1相同： [0123] 使用轻质直馏石脑油作为催化裂化过程的原料。使用该进料的产品产率和组成基于从文献中获得的实验数据。使用更轻质的原料避免生产中间馏出物，因此不需要芳环开链单元来加工所述馏分。此外，相比于使用VGO的情况，生产的氢气显著增加(总进料的0.6重量％的总氢气剩余，相比于实施例1中的总进料的1.3重量％的短缺)。 [0124] 界区产品产率列于下文提供的表2。 [0125] 对于实施例3，BTXE产率为总进料的16.0重量％。 [0126] 实施例4 [0127] 除了如下方面之外，实施例4与实施例2相同： [0128] 使用与实施例3相同的原料(轻质直馏石脑油)。因此，在该情况下不需要芳环开链单元。总体而言，这是具有最大氢气剩余的情况：总进料的1.7重量％。 [0129] 对于实施例4，BTXE产率为总进料的35.9重量％。 [0130] 表1.HS-FCC轻质馏出物的性质 [0131] [0132] 表2.界区产品构成 [0133] [0134] *表1中显示的氢气量表示系统中生产的氢气而不是界区产品构成。每个实施例中可以发现整体氢平衡的结果。 |
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