CN101417915A - Fcc法制成的c3和枯烯的整合生产 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及FCC法制成的C3和枯烯的整合生产。提供了用于经由重质烃原料(12)的催化裂化获得丙烯和丙烷并在不从丙烯/丙烷进料流(162)中分离丙烷的情况下将丙烯转化成枯烯(186)的加工流程和布置。所公开的加工流程和布置有利地在使用该混合的丙烯/丙烷流作为枯烯烷基化工艺(10b，10c)的进料之前无需将FCC工艺(10a)生成的丙烯与丙烷分离。来自枯烯烷基化工艺(10c)的枯烯塔(184)的塔底物流(187)可以用作FCC工艺(10a)中的吸收溶剂，由此无需烷基转移反应器(192)和DIPB/TIPB塔(188)。
Description
技术领域
本发明大致涉及烃加工。更具体地，本发明涉及将含烃物质初步加工成中间料流，包括通过重质烃原料的裂化制成的丙烯和丙烷。本发明还涉及所述中间料流在有价值的芳族化合物如枯烯制造中的后继用途。
相关技术背景
轻质烯烃充当许多化学品生产中的进料物质。传统上通过烃类，如源自石油来源的烃类的蒸汽或催化裂化法制造轻质烯烃。重质烃流的流化催化裂化(FCC)通常通过使相对高沸点的烃与由细碎的或微粒状的固体材料构成的催化剂接触来进行。催化剂以类似流体的方式输送，通过使气体或蒸气以足以产生所需流体输送状态的速度传输通过催化剂。油与流化催化剂的接触导致裂化反应。
在US 5,360,533、US 5,584,985、US 5,858,206和US 6,843,906中更充分描述了FCC加工。各种接触区、再生区和汽提区以及在各种区域之间传输催化剂的布置的具体细节是本领域技术人员公知的。
FCC反应器用于将裂化瓦斯油或较重进料裂化成多种产品。来自FCC装置的裂化蒸气进入通常为主塔形式的分离区，其提供气流、汽油馏分、轻循环油(LCO)、重循环油(HCO)和澄清油(CO)组分。所述气流可以包括氢气、C1和C2烃、和液化石油气(“LPG”)，即C3和C4烃。
与重质烯烃相比，越来越需要用于制造聚丙烯、异丙基苯(枯烯)等的轻质烯烃，如丙烯。研究工作已经开发出产生或导致轻质烯烃(即丙烯)的相对收率更大的FCC法。在US 6,538,169中更充分描述了此类加工。
枯烯是用于制造苯酚、丙酮、α-甲基苯乙烯和苯乙酮的重要中间化合物。传统FCC法产生混合的丙烷/丙烯流。该丙烷/丙烯流通常穿过分离塔(splitter)或蒸馏塔，以便将丙烯与丙烷分离。除构造和维护成本外，这种分离塔的运行是能量密集的。
鉴于对轻质烯烃如丙烯的日益增长的需要和要求及它们在有用的芳族化合物如枯烯中的用途，需要用于从这种FCC法流出物中分离和回收轻质烯烃和将这些烯烃有效转化成有用的芳族中间体的改进的加工和布置。
发明概述
本发明公开了一种整合法，用于(i)催化裂化(FCC)重质烃原料，(ii)获得混合的丙烷/丙烯流，和(iii)使该混合的丙烷/丙烯流中的丙烯与苯反应以产生枯烯产物流。该整合法包括在流化反应器区域中使重质烃原料与烃裂化催化剂接触以产生包括丙烷和丙烯的烃流出物流。该方法随后进一步包括从烃流出物流中分离出所述混合的丙烷/丙烯流，将该混合的丙烷/丙烯流送往烷基化反应器，并使该混合的丙烷/丙烯流的至少一部分丙烯在烷基化反应器中与苯反应以产生枯烯。
通过将FCC工艺与枯烯烷基化工艺直接相连，显著节省了投资成本和能源成本。首先，由于丙烷对枯烯烷基化工艺是惰性的并且不会以任何显著方式阻碍该工艺，因此无需丙烷/丙烯分离塔。其次，除省去丙烷/丙烯分离塔而实现的节能外，通过将用于冷却烷基化反应器的中间冷却器与FCC工艺的分离塔之一连接，实现额外的节能。
另一种整合选择包括从枯烯烷基化工艺中省去烷基转移段和二异丙基苯(DIPB)塔，并将枯烯塔塔底物送往FCC工艺中的第一吸收器以充当溶剂。枯烯塔底物流用于补充用作第一吸收器溶剂的脱丁烷汽油再循环物。如果FCC工艺中生成的所有丙烯都用在枯烯烷基化中，则枯烯塔塔底物可以将所需脱丁烷汽油再循环物减少15-20％。DIPB和三异丙基苯(TIPB)最终成为汽油产品中的高辛烷组分。
最后，由于TIPB对汽油总合(gasoline pool)而言略微太重，另一备选方案是将枯烯塔塔底物送往FCC主塔，在此该料流中的较重物类将在较重馏分如重质石脑油馏分(draw)中去除。该料流中的较轻物类仍用于减少所需脱丁烷汽油再循环物，因为它们会在从主塔塔顶回收的不稳定汽油中离开。
因此，根据本发明，优选在混合的丙烷/丙烯流进入烷基化反应器之前不从该混合的丙烷/丙烯流中汽提丙烷。混合的丙烷/丙烯流中的丙烷含量可以多达30重量％。
FCC工艺中生成的烃流出物经过分离区以形成分离器液流和分离器蒸气流。在汽提塔中从分离器液流中汽提C2-烃物质以形成基本不含C2-烃的C3+烃工艺料流。该汽提塔可以有利地用烷基化反应器中生成的热来加热。由此，热可以从用于冷却枯烯烷基化反应器的中间冷却器转移到汽提塔以减轻中间冷却器的冷却负荷，并由此降低冷却水成本。
然后使来自C2-汽提塔的塔底物通过脱丁烷塔，该脱丁烷塔产生塔底物脱丁烷的汽油产物流(其中一部分可用作吸收器溶剂)和塔顶C3-C4流。然后使塔顶C3-C4流通过碱处理区以去除硫化氢，通过萃取装置以经由碱洗将硫醇催化氧化成二硫化物，和通过C3/C4分离塔以去除混合的C4产物，从而提供C3塔顶流，其成为用于枯烯烷基化的丙烷/丙烯流。
该丙烷/丙烯流可以通过干燥器、再生COS处理器以去除COS、和胂和/或膦处理器以便在将该丙烷/丙烯流送往枯烯烷基化装置之前除去痕量的胂和/或膦。
公开了一种整合***，用于(i)催化裂化烃原料，(ii)获得包括混合的丙烷/丙烯流的所选烃馏分，和(iii)使该混合的丙烷/丙烯流的丙烯与苯反应以产生枯烯产物流。该整合***包括流化反应器区域，在此烃原料接触催化剂以产生包括丙烷和丙烯的裂化流出物流。该***还包括用于将裂化流出物流分离成至少一种分离器液流和分离器蒸气流的分离区。该至少一种分离器液流包括C3+烃类；该分离器蒸气流包括C2-烃类。该***还包括用以从C3+烃流中去除C2-烃类的汽提塔，用以从C3+烃流中去除C5+烃类的脱丁烷塔，用以产生丙烷/丙烯流的C3/C4分离塔，和在C3/C4分离塔上游和下游的用以去除丙烷和丙烯以外的杂质的各种装置。该混合的丙烷/丙烯流通过工艺管线供向用于使该混合的丙烷/丙烯流的至少一部分丙烯与苯反应形成枯烯的烷基化反应器。
可以使用用于冷却烷基化反应器的中间冷却器，以便向FCC工艺***的分离塔供应热。来自枯烯塔的塔底流出物流可以用作吸收器溶剂，或可以在FCC工艺的主塔处添加到裂化的流出物流中。
根据下列详述及所附权利要求书和附图，其它优点是本领域技术人员显而易见的。
附图简要说明
图1是用于催化裂化重质烃原料并通过吸收型产物回收法获得所选烃馏分，包括轻质烯烃的***的简化示意图；
图2是与图1的***整合的用于将丙烯转化成枯烯的***的简化示意图；和
图3是同样与图1的***整合的用于将丙烯转化成枯烯的另一种***的简化示意图。
优选实施方案的详述
图1示意性描绘了用于催化裂化重质烃原料并通过吸收型产物回收法获得轻质烯烃的***10a，图2和3示意性描绘了用于将来自***10a的轻质烯烃有效转化成一种或多种有用中间体的相关***10b、10c。本领域技术人员在本文中提供的教导的指引下会认识并察觉到，已经通过省略一些常见或常规的工艺设备器件，包括一些热交换器、工艺控制***、泵、分馏***等而简化了所示***10a、10b、10c。还可以看出，图1-3中所示的工艺流程可以在不背离本文公开的基本整体概念的情况下在许多方面作出变动。
在裂化***10a中，合适的重质烃原料流经由管道12引入流化反应器区域14，在此，重质烃原料接触烃裂化催化剂区域以产生包含多种烃产物，包括诸如丙烯的轻质烯和诸如丙烷的轻质烃的烃流出物。
适用于实施这种实施方案的流化催化裂化反应器区域可以如上文提及的US6,538,169中所述包括分离器、再生器、混合器和提供气动传送区(在此发生转化)的竖直立管。该布置使催化剂循环并使催化剂与进料接触。
FCC催化剂通常包含在或不在相同基质上的两种组分。这两种组分在整个反应器14内循环。第一组分可以包括流化催化裂化领域内使用的任何公知催化剂，如活性无定形粘土型催化剂和/或高活性的结晶分子筛。由于其对所需产物的极大改进的选择性，分子筛催化剂比无定形催化剂优选。沸石是FCC法中最常用的分子筛。该第一催化剂组分优选包含如Y-型沸石的大孔沸石、活性氧化铝材料、粘合剂材料(包括二氧化硅或氧化铝)和诸如高岭土的惰性填料。
适合作为第一催化剂组分的沸石分子筛应该具有大的平均孔径。通常，大孔径分子筛具有开口的有效直径大于0.7纳米的孔，该有效直径由大于10且通常为12元的环确定。大孔的孔径指数大于31。合适的大孔沸石组分包括合成沸石，如X-型和Y-型沸石、丝光沸石和八面沸石。已经发现，在第一催化剂组分中，具有低稀土含量的Y沸石是优选的。低稀土含量是指催化剂的沸石部分上的稀土氧化物少于或等于1.0重量％。W.R.Grace& Co.制造的OctacatTM催化剂是合适的低稀土Y-沸石催化剂。
第二催化剂组分包括含有中孔或更小孔沸石催化剂(例如ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48)和其它类似材料的催化剂。美国专利US 3,702,886描述了ZSM-5。其它合适的中孔或更小孔沸石包括镁碱沸石、毛沸石和Petroleos de Venezuela，S.A.开发的ST-5。第二催化剂组分优选将该中孔或更小孔沸石分散在包含诸如二氧化硅或氧化铝的粘合剂材料和诸如高岭土的惰性填料的基质上。第二组分还可以包含一些其它活性材料，如β沸石。这些催化剂组合物具有10-25重量％或更高的结晶沸石含量和75-90重量％的基质材料含量。含有25重量％结晶沸石材料的催化剂是优选的。可以使用具有更高结晶沸石含量的催化剂，只要它们具有令人满意的耐磨耗性。中孔和更小孔沸石的特征在于具有小于或等于0.7纳米的有效孔开口直径，10或更少元的环，和小于31的孔径指数。
总催化剂组合物应含有1-10重量％的中孔至小孔沸石，大于或等于1.75重量％是优选的。当第二催化剂组分含有25重量％的结晶沸石时，该组合物含有4-40重量％的第二催化剂组分，优选含量大于或等于7重量％。ZSM-5和ST-5型沸石特别优选，因为它们的高耐焦性有助于在催化剂组合物多次通过立管时保持活性裂化位点，由此保持整体活性。第一催化剂组分构成该催化剂组合物的余量。催化剂组合物中第一与第二组分的相对比例在整个FCC装置14中不会显著改变。
该催化剂组合物的第二组分中的中孔或更小孔沸石的这种高浓度改进了对轻质烯烃的选择性，这是由于进一步裂化了较轻的石脑油范围分子。但同时，所得较低浓度的第一催化剂组分仍表现出足够活性以便将重质进料分子转化率保持在适当高的水平。
适合照此加工的相对较重的进料包括传统的FCC原料，或较高沸点或残油进料。常见的传统原料是真空瓦斯油，其通常是通过常压残油的真空分馏制成的烃物质，其具有315-622℃(600-1150℉)的宽沸点范围，更通常具有343-551℃(650-1025℉)的较窄沸点范围。重质或残油进料，即沸点高于499℃的烃馏分也是合适的。本发明的流化催化裂化加工通常最适于比沸点高于177℃(350℉)的石脑油范围烃类更重的原料。
流出物或至少其所选部分从流化反应器区域14经由管道16通向烃分离***20，该***可以包括主塔段22和分段压缩段24。主塔段22可以合意地包括主塔分离器和相联的主塔接受器，在此可以将流化反应器区域流出物分离成所需馏分，包括经由管道26通向两段压缩机24的主塔蒸气流，和经由管道30通向吸收器40的主塔液流。没有显示或具体描述其它馏分管线，如包括重汽油流、轻循环油(“LCO”)流、重循环油(“HCO”)流和澄清油(“CO”)流的管线。
将主塔蒸气流管道26引入分段压缩段24。分段压缩段24导致形成管道32中的高压分离器液流和管道34中的高压分离器蒸气流。尽管这种高压液体和高压蒸气的压力可变，但实际上，这类料流通常在1375kPag至2100kPag(200psig至300psig)的压力下。压缩段24还可能导致形成主要由较重烃物质构成的并可例如经管道35送回主塔段22的溢回(spill back)物质流。
高压分离器液流32包括C3+烃类，并基本不含二氧化碳和硫化氢。高压分离器蒸气流34包括C2-烃类，并通常包括一些二氧化碳和硫化氢。
将分离器蒸气流管道34引入吸收区36，其包括第一吸收器40，在此分离器蒸气流34与由管道42提供的脱丁烷汽油物质和主塔塔顶液流30接触以吸收C3+物质，并从分离器蒸气流中分离C2和较低沸点的馏分。通常，吸收区36包括第一吸收器40，该第一吸收器合适地包括多段，这些段之间隔着至少一个且优选两个或更多个中间冷却器以助于实现所需吸收。实际上，这种第一吸收器40在每对中间冷却器之间包括五个吸收器段。该第一吸收器40可以包括至少15至20个理想段，在这些段之间适当间隔着2至4个中间冷却器。
在吸收器40中被脱丁烷汽油流42和主塔液流30吸收的C3+烃类可以经由管道43返回两段压缩机24以进一步加工。来自第一吸收器40的废气经管道44通向第二或海绵吸收器46。第二吸收器46使废气与来自管道50的轻循环油接触。轻循环油吸收大部分残留C4和更高级烃，并经由管道52返回主分馏塔。C2-烃流作为来自第二或海绵吸收器46的废气通过管道54取出以如下文所述进一步处理。
来自压缩机24的高压液流32通向汽提塔62，其经由管道64去除大部分C2和更轻的气体，并将它们送回压缩机24。实际上，汽提塔62可以在1375kPag至2100kPag(200psig至300psig)的压力下运行，汽提塔塔底物中C2/C3摩尔比小于0.001，且汽提塔塔底物中C2/C3摩尔比优选小于0.0002至0.0004。
如下文中更详细论述的那样，可以用图2-3中所示的烷基化反应器164中生成的热驱动再沸器热交换器63。具体而言，一个或多个中间冷却器63a(图2-3)可以与再沸器热交换器63(图1)连接。
如图所示，管道64中的C2和较轻气体在压缩机24中与主塔蒸气流26合并以形成进料到第一吸收器40中的高压分离器蒸气流34。汽提塔62向脱丁烷塔70供应液体C3+料流66。合适的脱丁烷塔70包括的冷凝器(未显示)，该冷凝器最好在965kPag至1105kPag(140psig至160psig)压力下运行，且塔顶物中C5烃不超过5摩尔％，塔底物中C4烃类不超过5摩尔％。更优选地，塔顶物中C5烃的相对量小于1至3摩尔％，塔底物中C4烃的相对量小于1至3摩尔％。
来自脱丁烷塔70的C3和C4烃流作为塔顶物经由管道72取出以如下所述进一步处理，来自脱丁烷塔70的塔底物流76包含汽油，其部分构成进料到第一吸收器40顶部的料流42，在此其充当第一吸收溶剂。脱丁烷汽油流的另一部分经管道77通向石脑油分离塔(未显示)，其可以是分隔壁分离塔。
从第二或海绵吸收器46中取出的C2-烃流54流经另一压缩段90以形成压缩蒸气流92，将其送往压缩或排料器94。排料器94形成通常由重质组分(例如，在排料器94中液化的C3+烃类)构成的气液分离(knockout)液体流，并在管道96中取出。排料器94还形成主要包含C2-烃类且C3+烃类通常不超过痕量(例如，小于1重量％)的塔顶蒸气流100。
将该塔顶流100送往胺处理段102以去除CO2和H2S。使用胺处理***102去除二氧化碳和/或硫化氢在本领域是公知的。传统的此类胺处理***通常使用诸如甲基二乙醇胺(MDEA)的胺溶剂从烃流物质中吸收或以其它方式分离CO2和H2S。随后通常使用汽提塔或再生器以从胺溶剂中汽提被吸收的CO2和H2S，从而使该胺溶剂可以再使用。
尽管此类胺处理已经证明对于从各种含烃料流中去除二氧化碳通常是有效的，但将此类胺处理用于含有富乙烯烃和二氧化碳的料流(如在本***的此处所加工的那样)可能产生一些不合意的复杂情况，因为一些烯烃物质可能与CO2和H2S共吸收在胺溶剂中或被胺溶剂共吸收。烯烃物质的这种共吸收会不合意地降低可从这类加工中回收的轻质烯烃的量。此外，在胺溶剂的此类后继汽提加工过程中，此类烯烃物质的存在会导致聚合。这种聚合会导致胺溶剂劣化，并需要昂贵的装置外部(off-site)回收加工。
使用胺处理***可能是合意的，例如该胺处理***包括或并入了插在胺***吸收器和胺***汽提塔/再生器之间的预汽提塔。这种***的预汽提塔可以合意地用于在随后经再生器/汽提塔加工之前将烃物质(包括轻质烯烃，如乙烯)与二氧化碳和胺溶剂分离。在103处显示CO2/H2S出口。
将基本不含二氧化碳的含C2-烃的料流104送往具有水出口管107的干燥器段106。将基本不含二氧化碳的含干燥C2-烃的料流经由管道108送往乙炔转化段或装置110。如本领域已知的那样，乙炔转化段或装置有效地转化乙炔以形成乙烯。由此，从乙炔转化段或装置110中取出附加的富乙烯工艺料流112并送往任选的干燥器114或送往本领域中已知的CO2、硫化羰(“COS”)、胂和/或膦处理器116中以去除CO2、COS、胂和/或膦。
经由管道117从干燥器114中取出水。经由管道118取出CO2、COS、胂和/或膦，并将处理过的料流120引入脱甲烷塔122。合适的脱甲烷塔122可以包括冷凝器(未具体显示)，该冷凝器最好在不高于-90℃(-130℉)的温度下，更优选在-90℃至-102℃的温度下，优选-96℃(-130℉至-150℉，优选在-140℉下)下运行。此外，脱甲烷塔122可以以塔底物中不高于0.0005的甲烷/乙烯摩尔比、更优选以塔底物中不高于0.0003至0.0002的甲烷/乙烯摩尔比运行。
来自脱甲烷塔122的甲烷和氢气的塔顶流124可用作燃料，或如果需要，用于进一步加工或处理，如送入变压吸收装置(未显示)以回收H2。脱甲烷塔出口流126通入C2/C2＝分离塔125，其产生乙烯流123，乙烷流121和轻质馏分塔顶流119。
再参照图1，从脱丁烷塔70的塔顶取出的含C3和C4烃类的料流72可以含有相对量相当大的硫化氢，因此优选将其送往硫化物去除处理装置128，如胺处理段，在此经由管道129去除硫化氢，并将处理过的料流130送往任选的萃取装置132以便经碱洗将存在的硫醇催化氧化成二硫化物，其经由管道134除去。
将所得料流136送往C3/C4分离塔138。合适的C3/C4分离塔包括冷凝器(未具体显示)，该冷凝器最好在1650kPag至1800kPag(240psig至260psig)压力下，优选在1724kPa(250psig)压力下运行，该冷凝器最好使得塔顶产物流中C4物不超过5摩尔％，优选塔顶产物流中C4物少于1摩尔％，并且塔底物流中C3物不超过5摩尔％，优选塔底物流中C3物少于1摩尔％。
如本领域已知那样，该C3/C4分离塔138形成用于产物回收或进一步进行所需加工的C4+烃类的塔底物流140。该C3/C4分离塔138也形成主要由C3烃类构成的料流142。
丙烯/丙烷流142可以送往干燥器150以通过管道152去除水，随后送往再生COS处理器154以通过管道156去除COS，随后送往胂和/或膦处理器158以通过管道160去除痕量的胂和/或膦，并制造丙烷/丙烯产物流162。
转向图2，在不预加热并且不分离丙烷的情况下，将混合的丙烷/丙烯流162在各种阶段引入烷基化反应器164中，在此丙烯与经由管道166提供的新鲜苯和经由管道168回收的苯形式提供的苯催化反应。由于丙烷对枯烯工艺***10b是基本惰性的，因此无需上游丙烷/丙烯分离塔。此外，不要求预热来自胂/膦处理器122的冷的丙烷/丙烯流162。由于混合的丙烷/丙烯流162中的物质为液态，因此其可以使用传统泵125在2900至4000kPa(～421至～580psi)的压力下输送。
料流162中的丙烯在烷基化反应器164中与苯反应以产生包括枯烯、DIPB、TIPB、丙烷和未反应的乙烯与苯的混合产物流172。该混合的烷基化产物流172部分经由管道173再循环回烷基化反应器164，也可以经由管道174通向脱丙烷塔175，在此其与新鲜苯流166合并。丙烷经由管道178作为塔顶物取出，苯经由管道179再循环。将包括一些苯以及枯烯、DIPB和TIPB的塔底产物181送往苯塔182，在此苯作为塔顶流168取出，塔底物流183中的枯烯、DIPB、TIPB和重质物送往枯烯塔184。枯烯作为塔顶物流取出，并将塔底物流187中的DIPB、TIPB和重质物送往DIPB/TIPB塔188。将富含DIPB/TIPB的塔顶流送往烷基转移反应器，在此其与苯再循环流194合并以产生含有枯烯、DIPB、TIPB和苯的反应器流出物流196，其与来自脱丙烷塔175的塔底物流181合并并送往苯塔182。该DIPB/TIPB塔188还产生塔顶抽取(drag)流198和重质物塔底物流199。
烷基化段164中的(一个或多个)中间冷却器63a通常需要冷却水效用。根据本发明，烷基化中间冷却器63a(图2)与C2-汽提塔62(图1)的整合通过再沸器63(图1)所需的LP蒸汽降低了对额外加热的需要。可以由中间冷却器63a提供用于再沸器63的全部或大部分热。
另一整合选择显示在图3中，并包括省去烷基转移段192和DIPB/TIPB塔188。通过使枯烯塔底物流187与脱丁烷汽油再循环流42(图1)合并将枯烯塔塔底物187送往第一吸收器40(图1)，以补充一些脱丁烷汽油再循环物，从而降低所需再循环量。如果FCC工艺10a产生的所有丙烯都用在枯烯工艺10c中，则该枯烯塔塔底物187可以将所需脱丁烷汽油再循环流42的量减少15至20％。DIPB、TIPB和其它重质物最终成为汽油产物流77中的高辛烷组分。由于枯烯塔塔底物187含有对汽油产品而言略微过重的少量重质组分(例如TIPB和重质物)，因此图3中所示另一备选方案是将枯烯塔塔底物187送往FCC主塔22，在此该料流中的较重物类会在较重馏分如重质石脑油馏分中去除。该料流中的较轻物类仍用于减少所需脱丁烷汽油再循环流42，因为它们会在从主塔塔顶流26中回收的不稳定汽油流77中离开。
因此，本发明提供了用于经由重质烃原料的催化裂化获得丙烯和丙烷并在不从烷基化进料流中分离丙烷的情况下将丙烯转化成枯烯的改进的加工流程和布置。更特别地，提供了有利地在使用该混合的丙烯/丙烷流作为枯烯烷基化工艺的进料之前无需将FCC工艺生成的丙烯与丙烷分离的加工流程和布置。
所公开的方法和流程可以在不存在本文中未具体公开的任何元件、部分、步骤、部件或成分的情况下实施。
Claims (11)
1.用于催化裂化重质烃原料(12)，获得混合的丙烷/丙烯流(162)和使该混合的丙烷/丙烯流(162)的丙烯与苯(168)反应以产生枯烯产物流(186)的整合法(10)，该整合法(10)包括：
在流化反应器区域(14)中使重质烃原料(12)与烃裂化催化剂接触以产生包含丙烷和丙烯的烃流出物流(16)；
在分离区(20)中从烃流出物流(12)中分离出混合的丙烷/丙烯流(162)；
将所述混合的丙烷/丙烯流(162)送往烷基化区(10b，10c)；
在烷基化区(164)中使所述混合的丙烷/丙烯流(162)的至少一部分丙烯与苯反应以产生枯烯。
2.权利要求1的方法，其中在所述混合的丙烷/丙烯流(162)进入烷基化反应器(164)之前不从所述混合的丙烷/丙烯流(162)中汽提出丙烷。
3.权利要求1或2的方法，其中所述烷基化区(10b，10c)包含具有多个催化剂床和多个进料入口的烷基化反应器(164)，且该方法进一步包括在所述多个进料入口间分配所述混合的丙烷/丙烯流。
4.权利要求1至3任一项的方法，其还包括：
在分离区(20)中将所述烃流出物流(12)分离成分离器液流(32)和分离器蒸气流(34)；
在汽提塔(62)中从分离器液流(32)中汽提出C2-烃物质以形成基本不含C2-烃的C3+烃工艺料流(72)；
从C3+烃工艺料流(72)中分离出C4+烃和杂质以提供所述混合的丙烷/丙烯流(162)；
用通过所述烷基化区(10b，10c)的烷基化反应器(164)中生成的热驱动的至少一个热交换器(63a)加热所述汽提塔(62)。
5.权利要求1至4任一项的方法，其中所述烷基化区(10b)产生包含聚异丙基苯类(PIPBs)和重质物的塔底物流(187)，该方法进一步包括：
在分离区(20)上游将包含PIPBs和重质物的塔底物流(187)与烃流出物流(12)合并。
6.权利要求1至5任一项的方法，其中所述烷基化区(10c)产生包含聚异丙基苯类(PIPBs)和重质物的塔底物流(187)，该方法进一步包括：
在分离区(20)中将烃流出物流(12)分离成分离器液流(32)和分离器蒸气流(34)；
在吸收区(36)中使分离器蒸气流(34)与吸收溶剂(42)接触以便从分离器蒸气流(34)中分离出C2-料流(54)，所述吸收溶剂(42)包含来自烷基化区(10c)的含PIPBs和重质物的塔底物流(187)。
7.权利要求1至6任一项的方法，其中所述混合的丙烷/丙烯流(162)另外包含硫化氢，且该方法另外包括：
使至少一部分所述混合的丙烷/丙烯流与胺溶剂接触以从中去除硫化氢。
8.权利要求1至7任一项的方法，其中所述混合的丙烷/丙烯流(162)另外包含硫醇，且该方法进一步包括：
催化氧化所述混合的丙烷/丙烯流(162)中的至少部分硫醇。
9.权利要求1至8任一项的方法，其中所述混合的丙烷/丙烯流(162)包含C4+烃，且该方法进一步包括使所述混合的丙烷/丙烯流通过C3/C4分离塔(138)以从中去除C4+烃。
10.权利要求1至9任一项的方法，其中在将所述混合的丙烷/丙烯流(162)通入烷基化区(10b，10c)之前使所述混合的丙烷/丙烯流(162)通过干燥器(150)、COS处理器(154)、胂处理器(158)和膦处理器(158)中的一种或多种。
11.用于催化裂化烃原料(12)，获得包括混合的丙烷/丙烯流(162)的所选烃馏分和使所述混合的丙烷/丙烯流(162)的丙烯与苯反应以产生枯烯产物流(186)的整合***(10)，该整合***(10)包括：
流化反应器区域(14)，在此烃原料(12)与催化剂接触以产生包括丙烷和丙烯的流出物流(16)，
分离区(20)，用于将流出物流(16)分离成至少一个包含丙烷和丙烯的分离器液流(32)和分离器蒸气流(34)；
至少一种处理区(62、70、128、132、138、150、154、158)，以便从分离器液流(32)中去除杂质以提供混合的丙烷/丙烯流(162)；
工艺管道(162)，其将混合的丙烷/丙烯流(162)进料到烷基化区(10b，10c)的烷基化反应器(164)中，以使所述混合的丙烷/丙烯流(162)中的至少部分丙烯与苯(166，168)反应形成枯烯(186)。
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