集成的丙烷脱氢方法与流程

通过丙烷脱氢生产丙烯通常涉及低压产物分流器，低压产物分流器产生聚合物级丙烯(98重量％+)流，几乎不产生丙烷。这些低压产物分流器需要使用热泵来操作，这样运行成本高。

可选地，如申请号为8,013,201的美国专利中所述，高压产物分流器可以用于丙烷脱氢方法。在该方法中，高压塔通过闭环热交换循环进行加热，其中热泵对热交换介质进行加热和加压。将热交换介质加压并进料至热交换器，在该热交换器中，经过加压的热交换介质与产物分流器底部的产物的一部分间接接触。与使用低压产物分流器类似，高压产物分流器需要外部热源来操作。

异丙苯的生产通常通过苯与丙烯的烷基化来进行。通常地，异丙苯生产还产生丙烷气流，丙烷气流需要制冷和液化以储存或运输。低压蒸汽也可能作为异丙苯生产的副产物。异丙苯装置的蒸汽系统通常不能利用低压蒸汽，在这种情况下，热量被排放到空气或冷却水中。

技术实现要素：

在一方面，本文公开的实施方案涉及一种用于生产异丙苯的方法。首先，将含有丙烷的烃原料进料至丙烷脱氢反应区，以将一部分丙烷转化为丙烯。在分离系统中分离丙烯以形成聚合物级丙烯流、低纯度丙烯流和丙烷流。然后将低纯度丙烯流进料至烷基化反应区，在烷基化反应区中丙烯与苯反应生成烷基化产物并产生低压蒸汽。然后可以将低压蒸汽作为热源进料至分离系统。

在另一方面，本文公开的实施方案涉及一种用于生产异丙苯的系统。首先，丙烷脱氢反应区使含丙烷的烃原料反应生成丙烯，形成脱氢流出物和高压蒸汽。然后分离系统将脱氢流出物分离成丙烷、丙烷/丙烯和聚合物级丙烯。然后丙烷/丙烯可以在烷基化反应区中与苯反应生成烷基化流出物，并产生低压蒸汽。然后可以在分离区中分离烷基化流出物以产生两种或更多种馏分，包括烷基化产物和丙烷再循环流。丙烷再循环流可以处于足够的压力以再循环至丙烷脱氢反应区而无需任何加压或液化。

在另一方面，本文公开的实施方案涉及一种用于生产丙烯和丙烯的烷基化物的方法。首先，将含有丙烷的烃原料进料至丙烷脱氢反应区。在丙烷脱氢反应区中，一部分丙烷转化为丙烯。然后可以在分离系统中分离丙烯产物，以形成聚合物级丙烯流、低纯度丙烯流和丙烷流。然后可以将低纯度丙烯流进料至烷基化反应区，在烷基化反应区中丙烯与烃反应形成烷基化流出物并产生低压蒸汽。然后可以将低压蒸汽进料至分离系统以用作热源。

根据以下描述和所附权利要求，其他方面和优点将显而易见。

附图说明

图1示出了根据本文公开的实施方案的方法的简化框图。

图2示出了可用于本文公开的实施方案的集成产品分流器系统。

具体实施方式

在一方面，本文公开的实施方案涉及烷基化物和烯烃(例如丙烯)的集成生产。更具体地，本文的实施方案涉及用于由丙烷原料生产异丙苯的集成方法和系统。该方法利用了烷基化反应区和上游脱氢反应区之间的非-常规产物再循环和热集成。

可以将烃原料(例如丙烷)进料至脱氢反应区。在脱氢区内，烃原料可以在适当的反应条件下与催化剂接触，以将一部分丙烷转化为丙烯。然后可以从脱氢反应区回收反应流出物，反应流出物包括丙烷和丙烯。然后可以在分离系统中分离反应流出物以回收三种不同的馏分，低纯度丙烯流、高纯度或聚合物级丙烯流和包含未反应的丙烷的流。然后可以将低纯度丙烯流和/或高纯度丙烯流进料至烷基化反应区，在烷基化反应区中丙烯可以与烃反应生成烷基化产物，可以在烷基化流出物分离区中回收烷基化产物。

在烷基化反应过程中，控制反应温度的传热可能导致低压蒸汽流的产生。当使用低纯度丙烯原料时，烷基化可能产生包括丙烷的废气。丙烷脱氢方法还可能产生中压或高压蒸汽流。作为当前方法的产物或副产物产生的这些和其他的流(例如来自异丙苯装置的废气)，通常以低效方式处理，导致过度的操作成本和差的能量利用。如下文将进一步描述的，本文公开的实施方案有效且高效地将脱氢反应区、脱氢流出物分离、烷基化反应区和烷基化流出物分离进行集成。

在用于丙烷脱氢装置的常规设计中，丙烷/丙烯分流塔(splittercolumn)是由热泵驱动的低压分流器，热泵是大的能耗装置。这种高能分流器的替代方案是使用高压分流塔，它不需要热泵，而是使用低质量的废热。高压分流器的使用减少或消除了热泵的能量需求，从而大大提高了丙烷脱氢装置操作的经济性。然而，这种高压分流器的使用受到丙烷脱氢装置中可用的低水平废热的量的限制。对于许多丙烷脱氢装置设计，很少或没有废热可用于这种分流器。

为了克服丙烷脱氢单元中缺乏合适的废热，已经发现可以有效且高效地利用从异丙苯装置获得的废热。然而通常地，异丙苯装置不能为能够处理整个丙烷脱氢装置容量的分流器提供足够的废热。为了满足高压分流器的加热需求，可以将小型高压分流器与由热泵驱动的常规低压分流器并联安装。

另外，通过生产低纯度丙烯产物而不是常规的高纯度“聚合物级”产物，可以显著降低丙烷脱氢装置中高压丙烷/丙烯分流塔的能量消耗。低纯度丙烯产品，被称为“化学级”或有时被称为“炼油级(refinerygrade)”，含有大量丙烷。虽然这些低纯度等级不适合生产聚丙烯，但经过适当调整为异丙苯装置的操作条件，它们可以用于生产异丙苯。在异丙苯装置反应器中呈惰性的丙烷可以从异丙苯装置中进行回收，并返回丙烷脱氢装置或丙烷储存装置。

异丙苯装置可以耐受较低纯度的丙烯原料。然而，利用低纯度丙烯的典型的异丙苯单元总是包括制冷系统以将流出的丙烷进行冷凝并将其泵至高压以进行运输或产品储存。相反，根据本文公开的一个或多个实施方案，已经发现丙烷可以再循环至脱氢单元而不需要液化或制冷。

因此，本文公开了一种将丙烷脱氢单元与烷基化单元(例如异丙苯单元)集成的方法，其中该集成允许来自烷基化单元的废热用于降低丙烷脱氢单元的能量消耗。将形式为低压蒸汽的废热用于在高压分流塔中将一部分丙烯与未反应的丙烷分离。由此降低了主要的丙烷/丙烯分流塔的热泵驱动器的能量消耗。

该方法还产生了两种等级的丙烯产物，聚合物级和化学级。例如，化学级产物可以直接用于苯的烷基化以形成异丙苯。这样做可以降低丙烯的运输或储存成本。另外，异丙苯单元中未反应的丙烷也可以直接再循环至丙烷脱氢单元中。通常地，使用异丙苯单元，丙烷废气需要经受加压或液化以便储存或出售给其他设施。在本文所述的集成方法中，由于丙烷可以用于直接再循环的事实，对这种能量密集型方法的需求被否定。

另外，丙烷脱氢单元中产生的热量可以用于降低烷基化单元中的能量消耗。在丙烷脱氢单元中产生的高压蒸汽可以直接用作异丙苯单元中烷基化反应的热源，从而进一步降低异丙苯单元的能量成本。如下所述，本文实施方案的这些和其他方面将能量和产物流均进行了集成。

现在参考图1，示出了根据本文的实施方案的集成方法的简化方法流程图。尽管通常参考与图1和2相关的异丙苯单元，但对于其他烷基化单元也可以实现类似的益处。

将丙烷原料2进料至丙烷脱氢反应区10，在丙烷脱氢反应区10中一部分丙烷转化为丙烯。在丙烷脱氢过程中，产生高压蒸汽流6。该高压蒸汽可以用作下游(例如在烷基化反应区30中)的加热介质，高压蒸汽例如可以处于35至45巴范围内的压力和350℃至400℃范围内的温度下。将含有丙烷和丙烯的反应区流出物4进料至回收和纯化区20。在回收和纯化区20中，将丙烷和丙烯冷凝并分离成丙烷/丙烯流22、丙烷再循环流24和聚合物级丙烯流26中的一种或多种。

丙烷/丙烯流22可以含有至少65重量％的丙烯，至少70重量％、至少75重量％、至少80重量％、至少85重量％、至少90重量％、例如在80重量％至95重量％之间、或例如在85重量％至90重量％之间的丙烯，可以将丙烷/丙烯流22进料至烷基化反应区30。在一些实施方案中，可以将丙烯流22进料至烷基化反应区30而无需任何中间加压或处理。可以从回收和纯化区20回收丙烷再循环流24(可以基本上由丙烷组成)，并且丙烷再循环流24与丙烷原料2合并，以用作丙烷脱氢反应区10的原料。聚合物级丙烯流26可以含有至少98重量％、至少99重量％、至少99.5重量％或至少99.8重量％的丙烯，聚合物级丙烯流26可以被回收或出售或者可选地用作下游工艺的原料。可选地，当需要时，例如用于塔维护时，在不产生丙烷/丙烯流22时或当需要向异丙苯单元供应额外的丙烯时，可以将聚合物级丙烯26进料至烷基化反应区30，用于生产异丙苯。

在烷基化反应区30中，丙烷/丙烯流22可以在烷基化催化剂存在下与苯接触生成异丙苯。在烷基化过程中，丙烷是惰性组分。烷基化后，将烷基化产物进料至产物分离系统中。在产物分离系统中，例如，可以将烷基化产物进料至第一分离塔，在第一分离塔中烷基化产物分离成轻质气体和c6+流。将第一分离塔在100℃至160℃范围内的塔顶温度(toptemperature)和3巴至10巴范围内的压力下操作。将c6+流进料至第二分离塔，在第二分离塔中将苯作为塔顶产物回收，将比苯重的组分作为第二塔底产物回收。将第二分离塔在120℃至160℃范围内的塔顶温度和2巴至7巴范围内的压力下操作。苯流可以再循环至烷基化反应区。将第二塔底产物进料至第三分离塔，将第三分离塔在140℃至170℃范围内的塔顶温度和0巴至2巴范围内的压力下操作，其中将异丙苯产物32作为塔顶产物回收。将多烷基化物和其他较重组分作为第三塔底产物回收。将轻质气体进料至排气洗涤器，其中也可以将丙烷流34回收并再循环，与丙烷原料2一起作为用于丙烷脱氢反应区10的原料。

可以保持产物分离系统中的操作条件，使得丙烷流34可以具有足够的压力和量，以直接再循环至脱氢过程，而不需要任何中间制冷或液化。通常，在异丙苯生产中，回收的丙烷流需要进行加压或液化，从而丙烷可以储存或出售并运送到另一个设施。这些过程是非常耗能的，并且随着生产的异丙苯的量而增加。本文公开的方法不需要这些工艺步骤。不需要制冷和液化过程可以降低烷基化过程的总能量消耗，使得异丙苯的生产更经济。可选地，可以将丙烷再循环流24进料至回收和纯化区20。

烷基化反应区30和第二分离塔的塔顶可以产生低压蒸汽36，其可以用作回收和纯化区20中的加热介质。低压蒸汽36可以处于小于或等于1巴的压力和110℃至115℃范围内的温度下。通常地，在现有技术的苯烷基化方法中，在烷基化反应区中产生的热量和来自第二分离塔的塔顶的热量被排放到空气或冷却水中，因为从未确定过这种低质量加热介质的用途。

现在参考图2，示出了根据本文实施方案的分离系统20。回收和纯化区20可以包括与低压分流器并联的高压分流器。相同的附图标记表示参考图1的相同部件。

回收和纯化区20可以包括两个产物分流器：低压产物分流器100和高压产物分流器200，它们并联操作。反应区流出物4(包括丙烷和丙烯)可以分别经由流4a和4b并行进料至分流器100和200中。至低压产物分流器100的进料可以在1至100％的范围内，至高压产物分流器200的进料可以在1至100％的范围内，至分流器100和200分别例如为5至95％，例如为20至80％，例如为35至65％，例如为45至55％。例如，分别至分流器100和200的进料的比例可以在1:1至5:1的范围内，或者为2:1至4:1，这取决于对聚合物级丙烯和丙烷/丙烯混合物的需要。在维护期间，例如在高压产物分流器200上，系统产物可以是100％聚合物级，其一部分可以经由流动管线26(图1)进料至异丙苯生产。

可以将反应区流出物4的一部分4a进料至低压产物分流器100中。低压产物分流器100在4巴至10巴范围内的压力和5℃至25℃范围内的温度下操作。分离丙烷和丙烯以形成含有高纯度丙烯产物的第一塔顶馏出物23，例如含有98重量％或更高丙烯的聚合物级丙烯。将第一塔顶馏出物23进料至热泵110，在热泵110中将其加压至10巴至20巴的范围。将经过加压的丙烯25进料至第一再沸器120。将离开再沸器120的丙烯进行收集作为高纯度丙烯产物26。含有重质产物(包括丙烷)的第一塔底产物21的一部分通过再沸器120进料并依靠经过加压和加热的丙烯25进行加热。

将未进料至低压产物分流器100的反应区流出物4的一部分4b进料至高压产物分流器200。在一些实施方案中，高压产物分流器200可以在约12巴至26巴的压力和约25℃至80℃的温度下操作。收集第二塔顶馏出物并在冷凝器210中进行水冷。将冷凝器流出物进行收集作为丙烷/丙烯流22并进料至烷基化反应区30(图1)。

可以将第二塔底产物27的一部分进料至第二再沸器220。在第二再沸器220中依靠低压蒸汽36加热第二塔底产物27，在一些实施方案中，低压蒸汽36可以是来自烷基化反应区30的低压蒸汽(图1)。将经过加热的塔底产物28送回高压产物分流器200，使塔达到45℃至80℃范围内的温度。

可以经由流动管线24a回收一部分的第一塔底产物21，可以经由流动管线24b回收一部分的第二塔底产物27。可以将这些流合并形成丙烷再循环流24。然后丙烷再循环流24可以再循环并与丙烷原料2合并(图1)。在一些实施方案中，丙烷再循环流24可以处于足够的压力和温度以直接再循环，而不需要任何中间加压。

如本文所述，小型高压分流器可以与由热泵驱动的常规低压分流器并联安装。由于与并联分流器相关的额外的资本成本，这种构造通常被认为是违反常理的。此外，这种构造产生聚合物级丙烯以及化学级丙烯，这需要与运输两种等级丙烯相关的额外的资本和操作成本。然而已经发现的是，通过根据本文实施方案将系统进行集成，将系统进行集成可以包括产物和能量流两者的集成，操作成本的节省远远超过额外的资本成本。

有利地，已经发现的是，通过将由烷基化反应区和可选地第二回收塔的塔顶产生的额外的低水平热量用于回收和纯化区的高压产物分流器中，丙烷脱氢反应区的能量消耗相应地降低。典型的异丙苯生产设施通常只是将这种低水平热量排放到大气中，因为没有经济的方法来利用它。然而，通过将异丙苯生产与丙烷脱氢方法结合，已经实现了这种低水平热量的可行且经济的利用。另外，通过使用低水平热量生产稀丙烯，并行生产聚合物级丙烯所需的能量较少。

另外，可以从异丙苯装置中回收在异丙苯装置反应器中呈惰性的丙烷，并将丙烷返回丙烷脱氢装置。因为丙烷是直接再循环的，所以不需要加压或液化，这也贡献了典型的异丙苯装置的大部分能量需求。

如上所述，本文公开的方法是用于生产丙烯和异丙苯产物的方法。然而，可以预见，该方法可以用任何数量的烷基化过程进行。

例如，根据本文公开的一个或多个实施方案是用于生产丙烯和丙烯的烷基化物的方法。在该方法中，可以将含有丙烷的烃原料进料至丙烷脱氢反应区。在丙烷脱氢反应区中，一部分丙烷可以转化为丙烯，产生脱氢流出物。然后可以分离脱氢流出物以形成聚合物级丙烯流、低纯度丙烯流和丙烷流中的一种或多种。可以将低纯度丙烯流进料至烷基化反应区，在烷基化反应区中丙烯与烃反应生成烷基化流出物。在烷基化反应区中，也可以产生低压蒸汽流。这种低压蒸汽流可以用作分离脱氢流出物的热源。

丙烷流可以再循环至丙烷脱氢反应区。进行再循环的丙烷流可以处于足够的压力以直接再循环而无需中间加压或液化。

烷基化流出物可以分离成未反应的烃流、c3流、烷基化产物流和重质产物流出物中的一种或多种。回收的c3流可以处于比丙烷脱氢反应区的操作压力更高的压力下。较高的压力可以允许可能含有丙烷和丙烯的c3流直接再循环而无需中间加压或液化。

示例

在典型的丙烷脱氢系统中，需要热泵来生产聚合物级丙烯。在处理90mt/h丙烷的系统中，该热泵平均需要大约33mw来运行。通过操作具有两个并联的分流塔的回收和纯化区，使得一半进料流(45mt/h)进入各个分流器，塔的尺寸可以更小，并且可以降低丙烷脱氢过程的总能量需求。这种降低可能源于操作两个小的并联塔而不是一个大的塔，从而降低了热泵所需的负载。

通常在异丙苯生产过程中，产生的任何低水平的热量都被排放到大气中，或者排放到逆向冷却水中，因为热负荷被认为太差而不值得用作加热介质。

相反，诸如图1和2中所示的包括低压产物分流器和高压产物分流器的系统，需要较少的能量。例如，高压产物分流器可以产生具有90重量％丙烯的丙烷/丙烯混合物，其适合于进料至异丙苯装置中的烷基化。异丙苯装置中产生的低压蒸汽的量约为130mt/h，可以将其提供回丙烷脱氢纯化区。当运行低压产物分流器时，这将热泵的功率需求降低到大约25.5mw，每年总共节省420万美元(0.07美元/千瓦时)。

另外，在丙烷脱氢反应区中产生的高压蒸汽可用于加热烷基化反应器。典型的异丙苯烷基化反应器每年将使用大约100mw用于设施加热。通过利用来自丙烷脱氢反应区的高压蒸汽，可以完全满足烷基化反应器的热负荷，避免了需要从外部来源引入高温加热介质。

此外，典型的异丙苯生产设施将3mw用于丙烷加压或液化需求。通过将丙烷直接再循环至丙烷脱氢区，可以消除加压或液化的需要，每年可节省200万美元。

虽然本公开包括有限数量的实施方案，但是受益于本公开，本领域技术人员将理解，可以设计出不脱离本公开的范围的其他实施方案。因此，范围应仅由所附权利要求限制。