包括使用乙烯、乙烷或二者作为进料流的一个或多个单元操作。
[0142] 其它单元操作可以为一个或多个单独或组合的以下过程：高压聚乙烯设备、气相 聚乙烯设备、浆相聚乙烯设备、溶液相聚乙烯设备、乙酸设备、乙酸乙烯酯设备、乙二醇设 备、乙醇设备、卤化乙烯设备、乙醇脱氢设备和乙酸脱氢设备。
[0143] Λ烯聚合 可使乙烯聚合。有聚合乙烯的一些熟知方法。
[0144] 方法可以为高压法。一般压力为约80至310MPa(例如，约ll，500psi至约 45, OOOpsi)，优选约 200 至 300MPa (约 30, OOOpsi 至约 43, 500psi)，温度为 130°C至 350°C， 一般150°C至340°C。超临界乙烯与一种或多种引发剂、链转移剂和任选的共聚单体一起送 到高压反应器。高压反应器的非限制实例为管式反应器。管式反应器可具有约200m至约 1500m长度，和约20mm至约IOOmm直径。停留时间一般很短，约数秒至小于5分钟。
[0145] 溶液和淤浆聚合方法在本领域已相当熟悉。这些方法在惰性烃溶剂/稀释剂存在 下进行，一般为C 412烃，可未取代或由C14烷基取代，例如丁烷、戊烷、己烷、庚烷、辛烷、环己 烧、甲烧环己烧或氢化石脑油。供选溶剂为Isopar E (C812脂族溶剂，Exxon Chemical Co·)。
[0146] 聚合可在约20°C至约250°C温度进行。根据制备的产物，该温度可相对低，例如， 20°C至约180°C，一般约80°C至150°C，且聚合物不溶于液体烃相（稀释剂）（例如，淤浆聚 合）。反应温度可相对较高，约180°C至250°C，优选约180°C至230°C，且聚合物可溶于液体 烃相（溶剂）。对于较旧的高压方法，反应压力可高达约15, OOOpsig，或者可以为约15至 4, 500psig。
[0147] 聚合可以为气相，流化床或搅拌床。在包含0至15%摩尔氢、0至30%摩尔一种或 多种C 3 s α -烯烃、15至100%摩尔乙烯和0至75%摩尔惰性气体的气体混合物的气相聚合 中，温度为50°C至120°C，优选75°C至约110°C，压力一般不超过3447kPa (约500psi)，优选 不大于 2414kPa (约 350psi)。
[0148] 适合的烯烃单体包括乙烯和未取代或由最多两个C1 6烷基取代的C 3 1(] α -烯烃。 这些α -烯烃的说明性非限制实例为一种或多种丙稀、1- 丁稀、1-戊稀、1-己稀、1-庚烯、 1-辛烯和1-癸烯。根据本发明制备的聚合物具有宽范围分子量分布（Mw/Mn或多分散度）。 分子量分布可控制在约2. 5至约30。
[0149] 可制备的聚乙烯聚合物一般包含不小于60%重量（优选不小于70%重量，最优选 不小于80%重量）乙烯，余量为一种或多种C 3 1(] α-烯烃，优选选自1-丁烯、1-己烯和1-辛 稀。
[0150] 在溶液、淤浆和气相聚合中使用的催化剂可以为一种或多种铬催化剂（菲利普型 催化剂）、齐格勒-纳塔型催化剂和单中心型催化剂（包括金属茂催化剂、限制几何构型催 化剂和大配位体杂原子催化剂（例如，膦亚胺催化剂），这些催化剂与一种或多种活化剂使 用，例如卤化铝、烷基铝和氧烷基（oxalkyl)铝化合物或MO或硼酸铝。
[0151] 在气相和淤浆聚合中，催化剂和一般活化剂在载体上，例如氧化铝或二氧化硅。
[0152] 乙酸单元 可使乙烯或乙烷或其混合物氧化，以产生乙酸，乙酸可与另外的乙烯反应，以产生乙酸 乙酯，然后可转化成乙酸乙烯酯。在以上提到的分离过程中回收的乙烯可与氧和/或水以 1:0. 1-250重量比（例如，1:0. 1-100或1:0-150,但优选1:0. 1-10重量比）在负载型催化 剂存在下一起送到氧化反应器。本发明此步骤的氧化反应可适合在l〇〇°C至400°C (-般 140至350°C )温度在大气压或超大气压压力（例如，在5至27barg(50至270kPa))进行。 有一些可在此类型反应中使用的催化剂。一般催化剂包含钼和钨与一种或多种具有44至 47和77至79原子数的过渡金属。
[0153] 所得乙酸可与乙烯一起送入其它氧化反应器，以生成乙酸乙酯，或者与乙烯和含 氧气体一起送入，以生成乙酸乙烯酯。
[0154] 有一些专利描述这些方法，包括美国专利7, 211，688、EP-A 0407091、DE 19620542、TO 99/51339,其内容通过引用结合到本文中。
[0155] 也可使乙酸脱氢产生乙烯。在此情况下，来自其它来源例如发酵的乙酸可脱氢产 生乙稀。
[0156] 环氣乙烷 现今，环氧乙烷主要通过直接氧化法产生，其中乙烯直接用空气或纯化氧（95%或更 大）通过催化剂产生，一般为硅酸银，但有时可在二氧化硅载体上使用元素银（或者与二氧 化硅载体共沉淀）。催化剂可包含活化剂或化学物质，以减少焦化。反应在l〇〇°C至300°C 的温度进行，一般140°C至250°C，优选小于200°C。压力可以为约7psi (约50kPa)至约 300psi (约 2. 1 Π 03 kPa)。甚至更优选使用约 15psi (约 I(MkPa)至约 IOOpsi (约 6. 9 XlO2 kPa)压力。通常，空间速度可以为约IOhr 1至约15, OOOhr ^优选空间速度在约IOhr 1 至约eOOOhr1的范围内。更优选空间速度在约50hr 1至约3000hr 1的范围内。1989年7 月4日颁予Bowman的转让给The Dow Chemicals Company公司的美国专利4, 845, 253公 开这样一种方法，其内容通过引用结合到本文中。
[0157] 乙二醇单元 环氧乙烷是一些下游衍生物的中间体。在催化剂存在下，例如碱卤化物、季铵卤化物和 季磷鑰卤化物，通过环氧乙烷与CO2反应，以产生碳酸亚乙酯，可使环氧乙烷转化成乙二醇。 在碱（Na 2CO3)存在下，可通过与水反应使碳酸亚乙酯转化成乙二醇，一般小于约2:1重量比 的水：碳酸酯。
[0158] 这种方法更充分描述于在线版柯克-奥斯默化工技术百科全书（Kirk Othmer Encyclopedia of Chemical Technology)〇
[0159] 可使乙二醇转化成一些其它化学上有用的化合物，例如PET和PHET。
[0160] 乙醇单元 乙烯气相直接水合成乙醇可在固体催化剂上进行，所述催化剂是用磷酸浸渍的多孔基 质，一般为粘土、二氧化硅或氧化铝。在此气相水合方法中，一般提供约〇. 4至0. 8摩尔水/ 摩尔乙烯的摩尔比。在一些过程中，向进料加入磷酸，以补偿在过程期间的催化剂损失。反 应可在约 235° 至 250°C温度和约 700psi 至 1200psi ((4. 2Π 03 kPa 至约 8. 2Π 03 kPa)进 行。
[0161] 乙醇脱氢单元 本领域的技术人员应认识，在有可发酵有机物质（例如，糖甘蔗）良好供应的权限时， 可通过发酵产生乙醇，随后经例如硫酸脱氢，以产生乙烷。
[0162] ??化乙懦单元 综合体可包含用于乙烯卤化成乙烯基氯或氯乙烯（H)C)的单元操作。EDC可任选在氧 存在下通过乙烯直接卤化或氧卤化得到。在催化剂（FeCl3)存在下，通过在乙烯和气态卤 化物（例如，HC1)之间的反应，可在气相进行直接卤化。这是放热反应，并且需要从反应器 除热。在氧卤化过程中，氧和水也存在于反应器，并且催化剂成分为CuCl。
[0163] 将进一步通过参考以下实施例描述本发明。以下实施例只为本发明的说明，而不 为限制。除非另外指明，否则所有百分比均以重量计，并且除非另外指明，否则使用波特兰 水泥。 实施例
[0164] 现在将通过以下非限制实施例说明本发明。
[0165] 实施例1:基本情况C 2分离塔（图2) 可通过低温蒸馏分离乙烯和乙烷；通过低温蒸馏分离乙烯和乙烷的实例基本情况显示 于图2中。在此实施例中，（：2分离塔进料为在1600kPa包含60%摩尔乙烯和40%摩尔乙烷 的60%蒸气分数混合物。进料流在大约塔板60进入塔，在此，塔板从塔顶部向下编号。蒸馏 塔包含约100个塔板，且在所示实例中有80%默佛里塔板效率。在塔压力，纯乙烯的饱和温 度为-37°C，乙烷的饱和温度为-16°C。回流比为3. 6,且所得乙烯蒸馏纯度为99. 5%摩尔， 乙烷塔底物纯度为99. 5%摩尔。塔顶冷凝器使乙烯馏出物和回流完全冷凝，并需要35MW热 负荷。釜型再沸器需要28MW热负荷。
[0166] 关于基本情况的实例过程条件总结于表1中。
[0167] 基本情况是对于在Joffre, Alberta, Canada在NOVA化工设备运行的较旧〇；分 离塔。在用AspenTech Aspen Plus?软件模拟时，模型预测产量和热量/能量平衡不小于 设备实际操作的95%。
[0168] 在以下实施例中，氧化脱氢单元根据图9膜反应器用AspenTech Aspen Plus?软 件模拟。
[0169] 实施例2:与C 2分离塔顶流整合的氧化脱氢（图3) 在此实施例中，模拟氧化脱氢单元和C2分离塔操作。乙烯产物纯度提高到至少99. 9% 摩尔，更优选到99. 95%摩尔。
[0170] 通过塔顶流乙烯纯度从99. 95%摩尔（如基本情况实例所示）降低到95%摩尔并 因此减小回流速率，乙烯馏出速率可提高约6%。这种过程布置显示于图3中。关于此实例 情况的塔顶冷凝器负荷为25丽，再沸器负荷为27丽，与基本情况比较，导致节省19%总热 能。与基本情况比较，塔顶冷凝器负荷减小是由于回流速率减小，并且因为冷凝器正冷凝较 小质量流速的乙烯产物流。使来自氧化脱氢单元的乙烯产物流从IOOkPa和30°C冷凝并加 压到1560kPa饱和液体所需的辅助热和栗送负荷为约15MW，因此，整合过程需要比基本情 况更多的能量。然而，该过程布置允许通过提高乙烯生产率/单位进料来消除现有塔的薄 弱环节，并允许通过减小回流比和塔顶冷凝器所需的容量来增加塔容量。模拟结果列于表 2中。
实施例3:与q分离塔底流整合的氣化脱氢单元（图4) 在此实施例中，用AspenTech Aspen Plus?模拟氧化脱氢技术，以消除现有C2分离塔 的薄弱环节（C2分离塔的基本情况结构显示于图2中）。在此实施例中，氧化脱氢单元使乙 烯纯度提高到至少99. 9%摩尔，更优选到99. 95%摩尔。
[0172] 通过塔底流乙烷纯度从99. 95%摩尔（如基本情况实例所示）降低到89. 5%摩尔 并因此减小回流速率，可减小塔中所需的热负荷。可用氧化脱氢单元使塔底流中的乙烷转 化成乙烯，如图4中所示。关于此实例情况的塔顶冷凝器负荷为33丽，再沸器负荷为26丽， 与基本情况比较，导致节省6%总热能。与基本情况比较，塔顶冷凝器负荷减小是由于回流 速率减小，并且因为冷凝器正冷凝较小质量流速的乙烯产物流。实施例条件总结于表3中。 该过程布置允许通过提高乙烯生产率/单位进料来消除现有塔的薄弱环节，并允许通过减 小回流比和塔顶冷凝器和底部再沸器所需的容量来增加塔容量。
[0173] 图5图示说明，甚至在C2分离塔底部产物中有18%摩尔乙烯也不显著影响氧化脱 氢过程的选择性。
[0174] 在实施例中报告的节能只是从分离区域，也应考虑到，在此实施例中氧化脱氢单 元中转化的乙烷将不循环回到蒸汽裂化炉，由于使氧化脱氢单元中的再循环乙烷转化，而 不是使其再循环回到炉，这导致炉操作中节能高达40%，并且提高裂化炉产量高达40%。
[0175] 实施例4:在C2分离塔级间整合氣化脱氢单元（图6) 用AspenTech Aspen Plus?软件模拟图6的过程，以分析整合系统性能。
[0176] 在此实施例中，用氧化脱氢技术消除C2分离塔的薄弱环节，由此从C2分离塔取侧 馏分，并使该脱出流的乙烯含量提高至少25%。该富乙烯侧馏分作为第二进料流在高于侧取 塔板的塔板返回到(： 2分离塔。
[0177] 在此实施例中，然后从塔板取约20%进料摩尔流速，作为具有20%摩尔乙烯和80% 摩尔乙烷组成的侧馏分，并使其在氧化脱氢单元中转化。主要进料由60%摩尔乙烯和40% 摩尔乙烷组成。在50%乙烷转化成乙烯和0%乙烯转化成其它产物的情况下，将60%摩尔乙 烯和40%摩尔乙烷侧馏分压缩并冷凝到相同组成塔板上存在的塔条件。关于此整合实例模 拟的过程条件总结于表4中。
[0178] 塔顶产物中得到99. 95%摩尔乙烯所需的回流比可减小约2%，然而，由于在此实施 例中增加的馏出速率，回流速率必须提高约13%，以保持纯度规格。塔底流中乙烯含量最大 限度减小所需的蒸出速率必须提高约17%。在此实施例中，乙烯馏出物质量流速可提高约 15%。进入C2分离塔的每单位进料产生的乙烯增加导致C 2分离塔的乙烯分离能力增加。
[0179] 实施例6:氣化脱氢单元与到C2分离塔的讲料整合（图7) 在此实施例中，用AspenTech Aspen Plus?模拟图7的过程。
[0180] 从到C2分离塔的主要进料取脱出流，并使该脱出流的乙烯含量提高至少25%。该 富乙烯脱出流作为第二进料流在高于主进料塔板的塔板返回到(： 2分离塔。
[0181] 在此实施例中，取约20%进料摩尔流速作为脱出流，并使其在氧化脱氢单元中氢 化。进料由60%摩尔乙烯和40%摩尔乙烷组成。在50%乙烷转化成乙烯和0%乙烯转化成 其它产物的情况下，将80%摩尔乙烯和20%摩尔乙烷氧化脱氢产物流压缩并冷凝至相同组 成塔板上存在的塔条件。关于此整合实例模拟的过程条件总结于表5中。
[0182] 塔顶产物中得到99. 95%摩尔乙烯所需的回流比可减小约10%，导致所需回流速率 的可忽略增加。也需要蒸出速率的可忽略增加，以使塔底流中乙烯含量最大限度地减小。在 此实施例中，乙烯馏出物质量流速可提高约7%。进入C2分离塔的每单位进料产生的乙烯增 加导致(： 2分离塔的乙烯分离能力增加。
[0183] 实施例7:氧化脱氢单元底部与乙炔去除单元在干燥器上游整合（图8) 在此实施例中，到氧化脱氢单元的进料流为来自蒸汽裂化设备中乙炔氢化反应器的产 物。在此情况下，进料中存在的乙烷以至少60%转化率脱氢，更优选80%，更优选99. 5%。
[0184] 实施例8:氧化脱氢单元与炼油设备整合（无图） 在此实施