乙烷回收方法和具有乙烷回收的烷基化方法与流程

本文公开的实施方案通常涉及用于从蒸汽流中提取乙烷的方法和系统。在其他方面，本文的实施方案涉及用于用稀乙烯进料生产乙苯和随后回收烷基化排出气中含有的乙烷和未转化的乙烯的方法和系统。

背景技术：

通过苯与烯烃的烷基化来生产烷基苯的多种方法在本领域中是已知的。最常用的烯烃为乙烯和丙烯。苯与乙烯的烷基化生成乙苯。苯与丙烯的烷基化生成异丙苯。

乙苯是一种重要的化学品，主要用作生产苯乙烯的前体，苯乙烯随后聚合以生产聚苯乙烯。已知多种用于生产乙苯的方法。通常，在适当的催化剂的存在下，苯和乙烯在烷基化反应中结合。已知多种烷基化催化剂，且常用的催化剂包括傅-克(friedel-crafts)催化剂，如卤化铝或卤化硼以及各种沸石。

除了乙苯，反应还产生含有多乙基苯(poly-ethylatedbenzene，“peb”)的副产物，如二乙苯、三乙苯和四乙苯。多乙基苯是不想要的且通常被再循环至烷基转移反应器用于通过与苯反应转化为乙苯。

us5003119公开了一种用于制造烷基苯(如乙苯和异丙苯)的液相法，其中新鲜的和再循环的苯和新鲜的烯烃进料在烷基化催化剂的存在下在具有至少两个反应阶段的固定床烷化器(alkylator)中反应，其中每个阶段是绝热的。基本上所有的烯烃在烷化器的每个阶段中完全反应。将新鲜的烯烃进料至烷化器的每个阶段。

在通过催化蒸馏(cd)进行烷基化反应的方法中还产生乙苯和异丙苯。烷基化催化剂容纳在特别包装的包中，烷基化反应在混合汽-液相反应系统，cd烷化器中进行。该方法公开在例如us5243115等中。对于具有99.9体积％或更高纯度的聚合物级乙烯原料，超过99％的乙烯可以在cd烷化器中容易地转化。

催化蒸馏法特别适合通常含有75体积％至95体积％的乙烯，余量由甲烷和乙烷组成的化学级乙烯原料。对于化学级乙烯，在cd烷化器中实现了95-99％的乙烯转化率。然而，该水平的转化率需要相对大量的打包催化剂。

非常稀的乙烯原料，如fcc废气，也可以用于催化蒸馏法。fcc废气通常由乙烯、甲烷和乙烷组成，但是还含有大量氢气和其他轻气体。对于fcc废气，在cd烷化器中仅可实现75-80％的乙烯转化率。该低水平的转化率也需要非常大量的打包催化剂。

通过添加精制反应器(finishingreactor)(液相反应器)，烷化器转化率可以放宽至乙烯进料的75％至80％以减少cd烷化器中打包催化剂的量。液相固定床精制反应器使未转化的乙烯完全反应。对于化学级乙烯原料，未反应的乙烯与剩余的cd烷化器塔顶馏出物一起冷凝，并在精制反应器中反应。然而，对于非常稀的乙烯原料，必须在高压下将乙烯吸收至苯的循环流中。

之前的做法是吸收cd烷化器塔顶馏出物中含有的未反应的乙烯，并使乙烷与甲烷、氢气和其他轻组分(lights)一起进入燃料气集管。然后吸收的乙烯在精制反应器中被完全转化。尽管一些乙烷和其他气体与乙烯一起被吸收，但这些气体在溶剂回路中积聚，直到最终在吸收塔塔顶排出。排出气中含有的乙烷最终损失，被送至燃料气集管。例如，吸收塔排出气可以被送到第二排气吸收器，在该第二排气吸收器中，苯被烃流(例如，多乙基苯)吸收以使芳烃的损失最小化。

us7517506和us7071369描述了利用减少总量的所需催化剂实现乙烯的基本完全转化是有利的，并且公开了使用乙烷汽提塔来改善吸收剂(贫油)的质量。在这些专利中，吸收塔塔顶流和汽提塔塔顶流各自均是含有不同浓度的甲烷、氢气、轻组分和乙烷的混合流。将这两种塔顶流合并，形成另一混合流，并送至燃料气集管，导致类似的乙烷损失。

技术实现要素：

本文公开的实施方案涉及从排出气，如来自烷基化系统的含乙烷的排出气，和其他含乙烷的排出气中回收高纯度乙烷流。例如，本文公开的实施方案可以用于用稀乙烯进料从烷基化方法中回收高纯度乙烷流。产生的高纯度乙烷流可以例如用作乙烷裂化器的进料，从而产生额外的高值乙烯。

一方面，本文公开的实施方案涉及一种用于回收乙烷的方法。该方法可以包括将包括甲烷、乙烷和乙烯的第一流进料至再沸吸收塔。第一流可以与再沸吸收塔中的吸收剂-反应物接触以基本上吸收所有乙烷和乙烯，产生包括吸收剂-反应物、乙烯和乙烷的富油塔底流和包括甲烷的蒸汽流。乙烯和吸收剂-反应物可以在反应区反应，产生包括乙烷和反应产物的反应区流出物。然后可以在汽提塔中对流出物进行分离以产生贫油塔底流和包括乙烷的塔顶蒸汽流。

另一方面，本文公开的实施方案涉及一种用于回收乙烷的方法。该方法可以包括将包括甲烷、乙烷和乙烯的第一流进料至再沸吸收塔。该第一流可以与再沸吸收塔中的吸收剂-反应物接触，产生包括吸收剂-反应物、乙烯和乙烷的富油流和包括甲烷的蒸汽流。乙烯和吸收剂-反应物可以在反应区反应，产生包括乙烷和反应产物的流出物，流出物可以在汽提塔中进行汽提以产生贫油塔底流和包括乙烷的塔顶蒸汽流。塔顶蒸汽流可以与第二吸收剂-反应物的第一部分在第一洗涤器中接触以吸收塔顶蒸汽流中未反应的乙烯或吸收剂-反应物，并产生包括第二吸收剂-反应物的第一洗涤器塔底流和包括乙烷的第一洗涤器塔顶流。包括甲烷的蒸汽流可以与第二吸收剂-反应物的第二部分在第二洗涤器中接触以吸收蒸汽流中存在的乙烷、乙烯和/或吸收剂-反应物，并产生包括第二吸收剂-反应物的第二洗涤器塔底流和包括甲烷的第二洗涤器塔顶流。

另一方面，本文公开的实施方案涉及一种用于生产乙苯的方法。该方法可以包括在烷基化催化剂的存在下将苯和乙烯进料引入烷基化反应区以产生含有乙苯的烷基化流出物和烷基化塔顶流。然后可以将烷基化塔顶流分离成含有苯的液体部分和含有未转化的乙烯、甲烷和乙烷的蒸汽部分。可以将第一烷基化塔顶流的蒸汽部分中的未转化的烯烃和乙烷与含有苯和烷基苯的贫油在吸收区接触以产生含有乙烯和乙烷的富油流和包括甲烷的蒸汽流。可以将该富油流引入至含有第二烷基化催化剂的第二烷基化反应区以产生第一芳香性贫油流，该第一芳香性贫油流可以在脱乙烷塔中进行分馏以产生含有乙烷的脱乙烷塔塔顶蒸汽流和含有贫油的液体塔底流。

另一方面，本文公开的实施方案涉及一种用于从稀乙烯流中回收乙烯的系统。该系统可以包括再沸吸收塔，用于使包括甲烷、乙烷和乙烯的流与吸收剂-反应物接触，产生包括吸收剂-反应物、乙烯和乙烷的富油流和包括甲烷的蒸汽流。可以提供反应区用于使乙烯和吸收剂-反应物反应，产生包括乙烷和反应产物的流出物。汽提塔用于对流出物进行汽提以产生贫油塔底流和包括乙烷的塔顶蒸汽流。第一洗涤器使塔顶蒸汽流与第二吸收剂-反应物的第一部分接触以吸收塔顶蒸汽流中未反应的乙烯或吸收剂-反应物，并产生包括第二吸收剂-反应物的第一洗涤器塔底流和包括乙烷的第一洗涤器塔顶流。第二洗涤器使包括甲烷的蒸汽流与第二吸收剂-反应物的第二部分接触以吸收蒸汽流中存在的乙烷、乙烯和/或吸收剂-反应物，并产生包括第二吸收剂-反应物的第二洗涤器塔底流和包括甲烷的第二洗涤器塔顶流。

另一方面，本文公开的实施方案涉及一种用于苯的烷基化的系统，该系统可以包括烷基化反应区、分离区、吸收区、第二烷基化反应区和脱乙烷塔以及其他部件。烷基化反应区可以用于在烷基化催化剂的存在下使苯与乙烯进料反应以产生含有乙苯的烷基化流出物和烷基化塔顶流。分离区将烷基化塔顶流分离成含有苯的液体部分和含有未转化的乙烯、甲烷和乙烷的蒸汽部分。吸收区通过与含有苯和烷基苯的贫油接触来吸收第一烷基化塔顶流的蒸汽部分中的未转化的烯烃和乙烷以产生含有乙烯和乙烷的富油流和包括甲烷的蒸汽流。第二烷基化反应区用于使苯和富油流中的乙烯反应以产生第一芳香性贫油流。脱乙烷塔对第一芳香性贫油流进行分馏以产生含有乙烷的脱乙烷塔塔顶蒸汽流和含有贫油的液体塔底流。

其他方面和优点将从以下描述和所附权利要求中变得明显。

附图说明

图1是根据本文公开的实施方案的用于回收乙烷的系统的简化工艺流程图。

图2是根据本文公开的实施方案的用于回收乙烷的系统的简化工艺流程图。

图3是根据本文的实施方案的再沸吸收塔的简化工艺流程图。

图4是根据本文的实施方案的再沸乙烷汽提塔的简化工艺流程图。

图5是本文公开的包括乙烷回收系统的用于生产乙苯的系统的简化工艺流程图。

图6是本文公开的包括乙烷回收系统的用于生产乙苯的系统的简化工艺流程图。

具体实施方式

一方面，本文的实施方案涉及用于从蒸汽流中提取乙烷的方法和系统。另一方面，本文的实施方案涉及用于用稀乙烯进料生产乙苯和随后回收烷基化排出气中的乙烷的方法和系统。

根据本文的实施方案，乙烷和乙烯可以通过提取蒸馏与甲烷、氢气和/或其他轻气体分离。本文公开的系统和方法可以包括例如在从排出气中吸收乙烷和乙烯，而不是将乙烷损失至燃料气中的条件下操作的再沸吸附塔和汽提塔。为了有效地实现该目的，本文的实施方案还可以包含高度热集成。

可以将稀的含乙烷和乙烯的流进料至根据本文的实施方案的分离系统中以分离和回收乙烷。稀的含乙烷和乙烯的流可以为例如来自流化催化裂化设备(fcc)废气、渣油流化催化裂化设备(rfcc)废气和真空瓦斯油(vgo)裂解废气的废气，或者可以包含使用稀的乙烯进料的烷基化方法的排出气，或者可以为这些流的任意的组合。这些废气和排出气稀乙烯流可以含有0.1重量％至99+重量％的乙烯，例如，如约5重量％、10重量％或13重量％至约30重量％、40重量％或50重量％的乙烯。稀乙烯流的余量可以包含例如氢气、甲烷和乙烷和可能的一些一氧化碳、二氧化碳和/或氮气。例如，典型的fcc废气可以包含50重量％至70重量％的甲烷和氢气，余量为约等份的乙烷和乙烯。

根据本文的实施方案的分离系统可以包括再沸吸收塔、反应区、乙烷汽提塔、乙烷排气洗涤器和轻组分排气洗涤器。可以将含乙烷的流进料至再沸吸收塔，在该再沸吸收塔中其与吸收剂-反应物接触。吸收剂-反应物可以为适合用于从含乙烷的流中提取乙烷和乙烯以及适合与烷基化反应器中的乙烯反应的烃类化合物，如苯。

再沸吸收塔可以用于吸收废气或排出气中含有的乙烷和乙烯，产生包含吸收剂-反应物、乙烯和乙烷的富油塔底流和包括甲烷和氢气的蒸汽流。在一些实施方案中，废气或排出气中存在的基本上所有乙烷和乙烯可以被吸收进吸收剂-反应物中。为了吸收基本上所有乙烷和乙烯，同时排出大部分或基本上所有甲烷和氢气，再沸吸收塔可以在约200psig至约500psig范围内的塔顶压力下操作。例如，在约300psig至约450psig的范围内。作为另一个实施例，在约350psig至约400psig。其对应于在约150℃至约220℃范围内的塔底温度，如在约160℃至约210℃范围内的温度，或在约170℃至约200℃范围内的温度，如约190℃，其中塔顶温度在约-20℃至约50℃的范围内，如在约-10℃至约30℃范围内的温度，如在约0℃至约20℃范围内的温度、或在约5℃至约150℃范围内的温度，如约10℃。可以将冷贫油进料至再沸吸收塔的顶部以提高分离效率。

然后将包含乙烷、乙烯和吸收剂-反应物的富油进料至反应区，该反应区可以含有用于乙烯和吸收剂-反应物之间的所需反应的合适催化剂。例如，反应区可以为含有适合用于使乙烯与吸收剂-反应物(如苯)反应的烷基化催化剂的烷基化反应区。在一些实施方案中，反应区可以转化富油中基本上所有的乙烯，产生包含乙烷和反应产物(如乙苯)的反应区流出物。总的来说，吸收剂-反应物可以以与乙烯的比大于化学计量比而存在。例如，作为吸收剂-反应物的苯可以以吸收剂-反应物与乙烯的摩尔比在约2:1至约20:1的范围内而存在。在反应区为用于使作为吸收剂-反应物的苯与乙烯反应的烷基化反应区的情况下，烷基化反应区可以在约180℃至约250℃的范围内的温度下和在约500psig至约1000psig范围内的压力下操作。

然后可以将来自反应区的流出物进料至乙烷汽提塔，在乙烷汽提塔中将流出物进行分离以产生可以包含吸收剂-反应物和反应产物的贫油塔底流和包括乙烷的塔顶蒸汽流。为了在乙烷汽提塔中实现所需的分离，乙烷汽提塔可以在约75psig至约500psig范围内的塔顶压力下操作。例如，约100psig至约450psig。作为另一个实施例，约150psig至约400psig。作为再另一个实施例，约150psig至约200psig。虽然较低的压力会提高乙烷汽提塔的分离效率，但是在较高的压力下操作乙烷汽提塔将允许与再沸吸收塔及其再沸器的更好热集成，从而具有更高的能量效率。因此，乙烷汽提塔可以在约200℃至约280℃范围内的塔底温度下，如在约220℃至约270℃范围内的温度下，或在约230℃至约260℃范围内的温度下，如在约250℃下操作，和在约165℃至约245℃范围内的塔顶温度下，如在约185℃至约235℃范围内的温度下，或在约195℃至约225℃范围内的温度下，如在约215℃下操作。汽提之后，从循环溶剂回路中净化(purged)可能包含反应产物和吸收剂-反应物的贫油塔底流的至少一部分以移除净反应产物，将贫塔底流的剩余部分再循环至再沸吸收塔中作为吸收剂-反应物。

如上所述，将吸收剂-反应物从例如温度高于200℃的乙烷汽提塔中排出，并引入至例如温度低于约50℃的再沸吸收塔，如靠近再沸吸收塔的上端。可以回收从乙烷汽提塔回收的贫油塔底流中含有的热量，提高整个方法的能源效率和成本效益。在一些实施方案中，例如，再沸吸收塔可以包括多个再沸器，用于依次从来自乙烷汽提塔的贫油塔底流中提取热量。在一些实施方案中，多个再沸器可以包括一个或多个塔侧再沸器。额外地或可选地，乙烷汽提塔可以包括一个或多个汽提塔塔侧再沸器，用于通过一个或多个汽提塔塔侧再沸器从来自汽提塔的贫油塔底流中提取热量。通过以间接热交换使贫油塔底流与反应区流出物和/或富油塔底流接触可以实现额外的热集成。

如上所述，贫油流可以包含所需的反应产物以及吸收剂-反应物。可以将一部分贫油流再循环至再沸吸收塔，且可以将一部分贫油流从分离系统中排出作为产物流。可以将新鲜的和/或补充的吸附剂-反应物与剩余部分的贫油流混合。排出产物和添加吸附剂-反应物可以允许控制乙烯与吸收剂-反应物的摩尔比。

从乙烷汽提塔回收的塔顶蒸汽可能基本上不包含乙烯(因为在反应区中被消耗)以及包含少量或不包含甲烷、氢气和其他轻气体(其可能已经包含在排出气或废气中)。然后可以将该塔顶蒸汽流(主要为乙烷)用作如乙烷裂化器的原料。

再沸吸收塔和乙烷汽提塔中的操作条件可以使得吸收剂-反应物和/或反应产物的一部分与相应的塔顶蒸汽流一起进行。可以将从再沸吸收塔回收的蒸汽流进料至轻组分排气洗涤器，且可以将从乙烷汽提塔回收的塔顶蒸汽流进料至乙烷排气洗涤器。在各个洗涤器中，相应的蒸汽馏分可以与第二吸收剂-反应物接触以吸收塔顶蒸汽流中的任何吸收剂-反应物。

例如，在一些实施方案中，吸收剂-反应物为苯，如上所述，且第二吸收剂-反应物可以为多乙基苯(peb)。来自乙烷汽提塔的塔顶蒸汽流可以与第二吸收剂-反应物的第一部分在第一洗涤器中接触以吸收塔顶蒸汽流中含有的吸收剂-反应物并产生包含第二吸收剂-反应物的第一洗涤器塔底流和包括乙烷的第一洗涤器塔顶流。来自再沸吸附塔的塔顶蒸汽流可以与第二吸收剂-反应物的第二部分在第二洗涤器中接触以吸收蒸汽流中存在的吸收剂-反应物，并产生包含第二吸收剂-反应物的第二洗涤器塔底流和包括甲烷的第二洗涤器塔顶流。在吸收剂-反应物为苯，且第二吸收剂-反应物包括多乙基苯的情况下，所产生的塔底流可以在如烷基转移反应区中合并并反应以产生额外的反应产物乙苯。

如上所述，本文公开的分离系统可以包括用于从甲烷和氢气中吸收乙烯和乙烷的再沸吸附塔和用于产生吸附剂-反应物和吸附的乙烯的反应产物的反应区，从而促进乙烷与乙烯的分离并产生所需的反应产物。根据本文的实施方案的分离系统可以例如用于生产乙苯的方法中(吸附剂-反应物＝苯，目标反应产物＝乙苯，且第二吸附剂-反应物＝多乙基苯)。

根据本文的实施方案的用于生产乙苯的方法可以包括将苯和乙烯进料引入含有烷基化催化剂的烷基化反应区。在该烷基化反应区中，苯和乙烯可以与催化剂接触，产生含有乙苯的烷基化流出物。在一些实施方案中，烷基化反应区可以为液相烷基化反应器，其中流出物可以被进料至闪蒸罐以将液体产物乙苯和未反应的苯与可能包含例如苯和未反应的乙烯的蒸汽产物分离。在其他实施方案中，烷基化反应区可以为催化蒸馏反应器系统，产生含有乙苯的塔底产物和可能包含未反应的乙烯的烷基化塔顶流。当将稀乙烯流用作原料时，来自催化蒸馏反应器系统的塔顶流可以包含未反应的乙烯、乙烷、甲烷和氢气以及其他组分。

可以将蒸汽流，如来自催化蒸馏烷化器的塔顶蒸汽流冷却并部分地冷凝，将烷基化塔顶流分离成含有苯的液体部分和含有未转化的乙烯、乙烷、甲烷和氢气的蒸汽部分。然后可以将蒸汽部分，来自烷基化反应系统的排出气，进料到分离系统，如上所述。在分离系统中，通过在再沸吸收区中与含有苯和烷基苯的贫油接触可以将烷基化塔顶流的蒸汽部分中未转化的烯烃和乙烷与存在的甲烷、氢气和其他轻气体分离，产生含有乙烯和乙烷的富油流和包括甲烷和氢气的蒸汽流。吸收区可以在例如基本上将所有的乙烯和乙烷吸收进富油流的温度和压力条件下操作。然后可以将富油流引入含有第二烷基化催化剂的第二烷基化反应区(精制反应器)中，使苯与乙烯反应以产生第一芳香性贫油流。然后可以将贫油流进料至乙烷汽提塔(脱乙烷塔)中，对第一芳香性贫油流进行分馏以产生含有乙烷的脱乙烷塔塔顶蒸汽流和含有贫油的液体塔底流。

脱乙烷塔塔顶蒸汽流可以与包含多乙基苯的第二吸收剂的第一部分在第一洗涤器中接触以吸收脱乙烷塔塔顶蒸汽流中的苯并产生包含苯和多乙基苯的第一洗涤器塔底流和包含乙烷的第一洗涤器塔顶流。来自再沸吸收区的蒸汽流可以与第二吸收剂的第二部分在第二洗涤器中接触以吸收蒸汽流中存在的苯并产生第二洗涤器塔底流和包括甲烷、氢气和其他轻组分的第二洗涤器塔顶流。第一洗涤器塔底流和第二洗涤器塔底流可以合并并进料至烷基转移反应区，在该烷基转移反应区中，在烷基转移催化剂的存在下多乙基苯和苯可以反应以将多乙基苯和苯的至少一部分转化为乙苯。然后可以将来自烷基转移反应区的流出物再循环至催化蒸馏反应器系统中用于各个组分的继续分离和反应。

因此，本文公开的实施方案利用提取蒸馏和反应将乙烷与乙烯、甲烷、氢气和其他轻组分分离。根据本文的实施方案的再沸排气吸收器可以具有多个再沸器以将热量输入吸收塔的底部以汽提出溶解的甲烷、氢气和其他轻组分。该热量输入可以增加对进料至吸收器顶部的贫溶剂(吸附剂-反应物)的需求以确保所有乙烷被吸收到富溶剂中。较高的溶剂率和再沸器热量输入的组合可以导致乙烷与甲烷、氢气和其他轻组分的有效且基本上完全分离。因此，不太关键的是甲烷，且非常关键的是乙烷。

本文的实施方案可以对热集成具有独特的设计以回收和再利用大部分工艺热量。将贫溶剂例如从再沸吸收塔顶部的10℃加热至再沸吸收塔底部的约190℃。离开吸收器的底部的富溶剂例如在乙烷汽提塔的底部被进一步加热至约250℃。然后来自乙烷汽提塔底部的贫溶剂在再次进入吸收器顶部之前被冷却至10℃。需要非常高的热交换程度以实现可接受水平的热效率并使损失至冷却水的热量最小化。

本文的实施方案可以包括吸收器底部处的特定再沸器布置以允许从富溶剂中汽提轻组分，在底部物中仅留下净乙烷进料。本文的实施方案还可以包括乙烷汽提塔顶部和侧面处的特定再沸器布置，以有效地从富溶剂中汽提乙烷。这也有助于理顺(保持更稳定)汽提塔中的蒸汽流量。

本文公开的分离系统可以允许除去烷化器塔顶罐(overheaddrum)上的常用烷化器排气冷凝器以为吸收塔底部提供更多的热量。另外，本文的实施方案在从该流中回收最大量的热量之后可以从贫溶剂中带走精制反应器回路排料。将排料送至烷化器塔顶罐中作为催化蒸馏烷基化系统的补充苯。可以在紧靠排料输出(takeoff)的下游添加新鲜的苯作为精制反应器回路的补充苯。

现在参考图1，说明了根据本文的实施方案的用于将乙烷与乙烯和甲烷分离的系统的简化工艺流程图。可以将含有甲烷、乙烷和乙烯的进料流10，如来自使用稀乙烯原料的烷基化方法的排出气，进料至再沸排气吸收器12。在该再沸排气吸收器12中，排出气可以与通过流送管线14进料的吸附剂-反应物(如苯)逆流接触。再沸排气吸收器12中的操作条件可以是使得基本上将所有乙烷和乙烯吸收到吸收剂-反应物苯中，形成可能包含甲烷和可能夹带的一些苯的塔顶流16和可能包含乙烷、乙烯和吸附剂-反应物的塔底流18。为了实现所需的甲烷分离和乙烷和乙烯的吸附，可以使用一个或多个再沸器20和一个或多个进料冷却器22以在塔顶馏出物16和塔底物18之间提供所需的温差，该一个或多个再沸器20可以包含一个或多个塔侧再沸器(未示出)。

然后可以将包含乙烷、乙烯和吸附剂-反应物的塔底流18进料至反应区24。反应区24可以包含适合用于吸附剂-反应物和乙烯之间的所需反应的催化剂25，且可以在转化基本上所有乙烯的条件下操作，产生含有未反应的吸附剂-反应物、乙烷和所需的反应产物(如乙苯，诸如乙烯+苯→烷基化催化剂上的乙苯)的反应流出物26。

然后可以将反应区流出物26进料至乙烷汽提塔(脱乙烷塔)28中以将吸附剂-反应物和反应产物与乙烷分离。乙烷汽提塔28可以包括一个或多个再沸器30，该一个或多个再沸器30可以包括一个或多个塔侧再沸器(未示出)以提供必要的温差来回收可能主要为乙烷与夹带的吸附剂-反应物和反应产物的塔顶流32和不含有或基本不含有乙烷的塔底流34。可以将塔底流34的一部分再循环至再沸排气吸收器12中作为吸附剂-反应物14，且可以将塔底流34的剩余部分通过流送管线36回收，从而提供反应产物的回收并限制反应产物在分离系统中的积聚。可以通过流送管线38将新鲜或补充的吸附剂-反应物进料引入到系统中。

可以将包含甲烷和任何夹带的吸附剂-反应物的塔顶流16进料至甲烷洗涤器40以将甲烷与任何夹带的吸附剂-反应物分离。在甲烷洗涤器40中，塔顶蒸汽可以与第二吸附剂41或第二吸附剂-反应物逆流接触，产生包含甲烷的塔顶流42和可能包含第二吸附剂和任何夹带的吸附剂-反应物的塔底流44。

可以将包含乙烷和任何夹带的吸附剂-反应物的塔顶流32进料至乙烷洗涤器50以将乙烷与任何夹带的吸附剂-反应物分离。在乙烷洗涤器50中，塔顶蒸汽可以与第二吸附剂51或第二吸附剂-反应物逆流接触，产生包含乙烷的塔顶流52和可能包含第二吸附剂和任何夹带的吸附剂-反应物的塔底流54。可以将塔底流44、54合并并通过流送管线56回收。

如上所述，通过使用高度热集成可以提高乙烷回收的方法和系统的实施方案的效率，如如图2-4所示，其中相同的数字表示相同的部件。

现在参见图2，分离系统的一般流程如图1所述。如图2所示，热集成可以包括以下中的一个或多个。

例如可以在错流交换器(crossexchanger)60中通过与乙烷汽提塔塔底物34间接热交换来加热温度可能在约190℃的再沸吸收塔12的塔底流18。塔底流18通过交换器62可以被进一步加热至反应区24的操作条件。

温度可能在约200℃的反应区24的流出物26在引入乙烷汽提塔28之前例如可以在错流交换器64中通过与乙烷汽提塔塔底物34间接热交换进行加热。乙烷汽提塔28如上所述例如可以在约250℃的塔底温度下操作，且如下所述可以包括再沸器30且还可以包括一个或多个塔侧再沸器66，进一步如图4所示。塔侧再沸器66可以用于向汽提塔28提供额外的热量。在一些实施方案中，如图2所示，塔侧再沸器66可以用于从汽提塔塔底流34中回收热量。

在塔侧再沸器66、进料/流出物交换器64和错流交换器60中提取汽提塔塔底流34的热量之后，可以在再沸器20中回收来自部分冷却的汽提塔塔底物70的额外热量，再沸器20可以包括如下所述的底部再沸器和一个或多个塔侧再沸器，进一步如图3所示。在再沸器20中提取热量之后，可以将可能含有吸附剂-反应物和第二吸附剂-反应物的乙烷汽提塔塔底物的一部分通过流送管线36排出。在流送管线36的下游，可以通过流送管线38添加新鲜的或补充的吸附剂-反应物，形成吸附剂-反应物进料流14。例如，可以通过一个或多个交换器72将进料流14进一步冷却至所需的吸收塔入口温度，如冷却至约10℃。

除了上述热集成之外，图2还说明了在乙烷汽提塔的塔顶蒸汽流32上方的冷凝器80。进一步地，可以提供热交换器82以将合并的第二吸收剂进料流53激冷至各个流41、51所需的入口温度，以为各个洗涤器40、50提供合适的操作温度分布。

现在参见图3，说明了根据本文的实施方案的再沸吸收塔的简化工艺流程图，其中相同的数字表示相同的部件。如上所述，将可能包含甲烷、乙烷和乙烯和其他组分的排出气10进料至再沸排气洗涤器12。在再沸排气洗涤器12中，排出气与吸附剂14逆流接触，产生包含吸收剂、乙烷和乙烯的塔底富油18和包含甲烷的塔顶蒸汽流16。然后将塔底富油流18进料至反应区24使乙烯反应以产生所需的终产物，形成含有乙烷和基本上不含乙烯的贫油流26。

温差和有利于吸附乙烷和乙烯的吸收剂的流动和甲烷的排出促进了再沸吸收塔中的分离。再沸吸收塔12可以包括再沸器20，再沸器20可以用热交换介质(如热水、热蒸汽或热油)间接加热塔底物300。通过一个或多个塔侧再沸器320可以将额外的热量输入再沸吸收塔。如图所示，系统包含5个塔侧再沸器320(320a、320b、320c、320d和320e)。

将来自乙烷汽提塔(没有示出)的吸收剂34再循环，当将吸收剂14引入至再沸吸收塔的顶部时，乙烷汽提塔在高于吸收剂14的所需入口温度的温度下操作。因此，有必要除去热吸收剂流34中的热量。

在交换器60中，热吸收剂流34可以间接热交换与再沸吸收塔塔底物18接触，将塔底物18的温度增加至更接近反应区24操作条件的温度，产生温度降低的吸收剂流70。通过塔侧再沸器320可以从吸收剂流70中提取另外的热量，在该塔侧再沸器320中，通过与从依次更高的侧取塔板322(322a、322b、322c、322d和322e)排出的液体或蒸汽的间接热交换来连续提取热量，这些侧取塔板可以是相邻或不相邻的塔板。为了简便起见，吸收剂的流动用圆圈a，b，c和d说明(至/从a，至/从b等)。

通过塔侧再沸器320从吸收剂流70中提取热量可以导致冷却的吸收剂流324。在塔侧再沸器320中提取热量后，将一部分吸收剂通过流送管线36排出。在流送管线36的下游，可以通过流送管线38添加新鲜的或补充的吸附剂，形成进料流14。可以通过一个或多个交换器72将进料流14进一步激冷至所需的吸收塔12入口温度。

如上所述，使用一个或多个塔侧再沸器和进料/流出物交换器可以从乙烷汽提塔塔底物中回收额外的热量。现在参见图4，说明了根据本文的实施方案的再沸乙烷汽提塔的简化工艺流程图。

乙烷汽提塔28可以包括再沸器30，再沸器30可以用热交换介质(如热水、热蒸汽或热油)间接加热一部分塔底物400。额外的热量可以通过一个或多个塔侧再沸器66输入到乙烷汽提塔中。如图所示，系统包含两个塔侧再沸器66a、66b。第二塔底物部分410可以从乙烷汽提塔28中排出。通过与从依次更高的侧取塔板422(420a、420b)排出的液体或蒸汽的间接热交换从塔底流410中提取热量，这些侧取塔板可以为相邻或不相邻的塔板。

通过塔侧再沸器66从乙烷汽提塔塔底物410中提取热量可以导致部分冷却的汽提塔塔底流430。然后可以将部分冷却的汽提塔塔底物14用于进料/流出物交换器64以在反应区流出物26引入至乙烷汽提塔28之前为反应区流出物26提供额外的热量，然后在将吸附剂引入至再沸吸收塔12之前通过流送管线75进料以进一步冷却，如上关于图2和图3所述。

除了所述的热集成外，图4还说明了来自乙烷汽提塔28的塔顶蒸汽流上方的塔顶系统435。乙烷汽提塔塔顶馏出物可以在冷凝器80中部分冷凝，其例如可以用于产生蒸汽，然后进料至乙烷汽提塔积聚器437中。来自罐437的蒸汽可以在回收乙烷产物流32之前在乙烷汽提塔卧式冷凝器(tripcondenser)439中进一步冷凝，该乙烷汽提塔卧式冷凝器439可以为气冷冷凝器。

本文公开的用于乙烷回收的系统例如可以用于从烷基化工艺排出气系统中回收乙烷。现在参考图5，说明了本文公开的包括乙烷回收系统的用于生产乙苯的系统的简化工艺流程图。

将乙烯进料f-1和苯进料f-2引入至所示的乙苯生产方法100。乙烯进料f-1含有按体积计5％至100％的乙烯，且任选地可以为来自精炼操作(如fcc)的废气，该废气通常含有按体积计约10％至约30％的乙烯。典型的fcc废气含有50％至70％的甲烷和氢气，余量为约等量的乙烷和乙烯及少量的其他烃类组分。在一些实施方案中，原料f-1含有按体积计30％至50％的乙烯，其余组分包含甲烷、乙烷、氢气和其他组分。在其他实施方案中，进料f-1可以为聚合物级乙烯。

将乙烯进料f-1进料至烷化器110，在一些实施方案中，烷化器110为包含一个或多个反应区111的催化蒸馏塔，该一个或多个反应区111含有合适的烷基化催化剂，如选自沸石x、沸石y、沸石l、tma菱钾沸石(offretite)、丝光沸石、无定形硅铝、沸石bea(β)、沸石mww或mfi催化剂的一种或多种催化剂。在一些实施方案中，催化剂可以容纳在包装的包中。各种类型的催化蒸馏装置和方法和装置在本领域中是已知的。烷化器110可以为在烷基化反应条件下(如在约270psig至约550psig的压力和约185℃至约250℃的温度下，且苯基与乙基的比在约2.0至约3.5的范围内)操作的混合相(液体/蒸汽)反应器。烷化器110可以用于处理稀乙烯进料且能够处理乙烯含量和流速方面的变化。

进料f-1可以在反应器的多个位置处注入并与通过管线114引入烷化器110且向下流动穿过塔110中的催化剂包装的液体苯接触并溶解在液体苯中。当与催化剂接触时，苯吸收的乙烯与苯反应形成乙苯和少量的peb。

来自烷化器110的底部的液体流出物(即含有乙苯的液体)通过管线118被送至蒸馏塔160。塔160将苯与乙苯产物和较重组分分离。将苯在塔顶蒸馏为蒸汽并通过管线161送至冷凝器162，在冷凝器162中将苯液化并存储在积聚器163中。将来自积聚器163的苯作为回流通过管线164送回到塔160。将一部分苯165从管线164排出并通过管线165a送至来自烷化器110的塔顶馏出物和通过管线165b送至再沸排气吸收器130。可以将新鲜的苯进料f-2引入至管线164。可选地或另外地，可以将新鲜的苯引入至该工艺中富含苯的其他地方。新鲜的苯应该不含胺类、醛类、酮类和碱性氮化合物，这些化合物能够使该工艺中使用的催化剂中毒。将塔底流167通过再沸器再循环回塔160。

将含有乙苯和peb的塔底流166送至蒸馏塔170。塔170将乙苯产物与peb分离。将塔底流177通过再沸器再循环回乙苯蒸馏塔170。将含有peb的塔底流176送至蒸馏塔180以分离peb。将来自塔170的塔顶乙苯蒸汽流171在冷凝器172中液化并送至积聚器173。将一部分塔顶馏出物作为回流通过管线174返回至塔170。将另一部分作为乙苯产物通过管线175排出。

塔180将peb(诸如二乙苯)与重沥青稀释油分离。将塔底流187通过再沸器再循环回塔180。将一部分塔底物作为重沥青稀释油通过管线186排出。沥青稀释油可以含有二乙苯、四乙苯和其他高沸点组分，且可以用作传热流体、燃料油或吸收剂。将塔顶peb蒸汽流181在冷凝器182中液化并送至积聚器183。将一部分塔顶馏出物作为回流通过管线184返回至塔180。将另一部分peb塔顶馏出物通过管线185送至乙烷排气洗涤器150e和轻组分排气洗涤器150l中。

再次考虑烷化器110，来自烷化器的塔顶蒸汽111含有未转化的烯烃以及乙烷和一种或多种轻组分，如氢气、甲烷、一氧化碳、二氧化碳、丙烷和氮气，并通过冷凝器112部分液化并送至积聚器113。同样容纳在积聚器113中的是苯流165的一部分165a，如上所述，苯流165被分为165a部分和165b部分。因此，积聚器113含有合并的再循环的苯和冷凝的烷化器塔顶馏出物以及未冷凝的蒸汽。将来自积聚器113的一部分液体作为回流114送回至烷化器110。将另一部分通过管线115送至烷基转移器(transalkylator)120。烷基转移器120还通过管线152接收来自排气洗涤器150e、150l的peb流。在烷基转移器120中，苯(来自管线115)和peb(来自管线152)反应形成乙苯，将乙苯通过管线121再循环回烷化器110。

烷基转移器120可以含有合适的烷基转移催化剂，如沸石β、沸石y或其他合适的沸石，并在合适的烷基转移反应条件下操作。烷基转移反应条件可以包含例如185℃至约250℃的温度、约350psig至约600psig的压力、约3.5至5.0whsv的空速和约2.0至约5.0的苯基与乙基的比，其中3.0是优选的。

来自积聚罐113的未冷凝的蒸汽可能含有乙烯、苯和惰性组分，如乙烷、甲烷和氢气，且可以通过管线117被送至再沸排气吸收器130以回收芳香烃、乙烷和乙烯。任选地，排气冷凝器116可以用于进一步冷凝离开罐113的蒸汽。再沸排气吸收器130中向上流动的蒸汽流与向下流动的来自线142的脱乙烷的基本上不含烯烃的贫油流接触，该脱乙烷的基本上不含烯烃的贫油流含有苯和乙苯，但是基本上不含乙烯。再沸排气吸收器130可以为以逆流模式操作的填充塔或者板式塔。

可以操作脱乙烷的贫油以基本上溶解所有的乙烯和乙烷。将来自再沸排气吸收器130的含有富油(即溶解有乙烯和乙烷)的塔底物通过管线131送至精制反应器140以将乙烯和苯转化为乙苯。富油流可以含有例如按重量计至少0.2％的乙烯，如至少约0.3重量％的乙烯、至少约0.4重量％的乙烯，至少约5.0重量％的乙苯、至少约10重量％的乙苯或至少约13重量％的乙苯。

精制反应器140为第二烷化器，其可以含有松散催化剂(如沸石y或沸石bea(β)、沸石mww、丝光沸石或mfi催化剂)的固定床且可以在单一液相中绝热操作。液相中的烷基化是高效的且需要比混合蒸汽相/液相中的烷基化少的催化剂。乙烯在反应器140中的转化基本上是完全的。精制反应器140可以在约200℃至约230℃的温度，约550psig至约900psig的压力和约2.0至约10.0的苯基：乙基摩尔比下操作。高苯基：乙基摩尔比导致优异的催化剂选择性和稳定性。

来自精制反应器的流出物流141携带有含苯和乙苯以及溶解的乙烷的贫油流。该贫油流被送至脱乙烷塔190，该脱乙烷塔190将惰性轻组分(如乙烷)除去。将来自脱乙烷塔的塔顶馏出物191先输送通过冷凝器(未示出)，其中将液化部分回流至脱乙烷塔190。然后将剩余的蒸汽通过流送管线191送至乙烷排出气洗涤器150e，在该乙烷排出气洗涤器150e中，向上流动的气体与来自peb塔180的向下流动的peb接触以回收乙烷产物流155。塔顶馏出物191可以含有乙烷、痕量水和苯。脱乙烷塔的塔底流193通过再沸器194循环并再引入至脱乙烷塔190。另一部分195从脱乙烷塔的底部排出。来自脱乙烷塔的塔底流出物195携带有脱乙烷的含苯和乙苯的贫油。将一部分脱乙烷塔塔底物195通过管线196循环回烷化器110以维持吸收器系统中的液体存量，且可以携带在精制反应器140中制备的净量乙苯。

将来自苯塔的塔顶馏出物165的苯的部分165b进料至贫油流以维持流中所需的苯浓度，其提供精制反应器140中所需的选择性。形成的流142可以在热交换器(未示出)中被来自排气吸收器的流出物131冷却，并在冷却器(未示出)中被进一步激冷至约-10℃至约40℃范围内的温度，如约5℃至约15℃范围内的温度，届时将其进料至再沸排气吸收器130的顶部。

来自再沸排气吸收器130的含有甲烷、氢气、痕量水、非芳香性组分和苯的塔顶蒸汽被流132携带到轻组分洗涤器150l以回收芳香烃，在该轻组分洗涤器150l中，向上流动的气体与来自peb塔180的向下流动的peb接触。可以操作轻组分排气洗涤器150l以向塔顶气体(管线151)中排入少量的c6非芳香烃和苯以及惰性组分(氢气、甲烷)。经洗涤的排出气通过管线151离开排气洗涤器150。该工艺的整体乙烯转化率为约99.9％。来自排气洗涤器150的含有peb和其他芳香烃的塔底物153通过管线152被送至烷基转移器120以将peb通过与苯的烷基转移转化为乙苯。

如上所述，采用催化蒸馏反应系统制造乙苯可以涉及苯与乙烯的烷基化以生成烷基化苯和过量苯的混合物。将该混合物(烷化器塔底物)送至蒸馏部件以回收乙苯、苯、沥青稀释油和peb。

在烷基化反应区中，通过沸石催化的苯与乙烯的烷基化可以产生乙苯，其中乙烯可以以包含甲烷、乙烷和其他组分的稀乙烯原料提供。烷基化反应发生在温和的温度下。在较小的程度上还产生了较高级的多乙基苯(peb)。大多数乙烯在烷化器中发生了反应。

在整个催化剂运行长度内，稀乙烯流中的大部分乙烯在烷化器中被转化。基本上所有剩余的乙烯在精制反应器中反应。烷化器可以为填充有含β沸石催化剂的包的塔。这些包可以以规整填料的方式安装在烷化器中。例如，可以存在许多催化剂床/包，其中在各个床下方或在一个或多个最下层床下方注入乙烯进料。

通过蒸发烃类来除去反应热，并且烷基化可以在低温和低压下几乎等温地发生。进料至反应器的乙烯不直接与催化剂接触，而是被吸收在液相中并在液相中反应。催化剂表面处的低乙烯浓度几乎消除了乙烯的低聚反应。乙烯的低聚反应产生形成乙苯杂质和重质化合物的前体。缺乏低聚反应导致高纯度乙苯产物、高工艺产率和长久稳定的催化剂操作。

精制反应器可以含有松散的β沸石催化剂且可以在液相中绝热地操作。由于其仅接收进料至装置中的一小部分乙烯，因此该反应器中的乙烯浓度也非常低，又导致高选择性和非常低的催化剂失活率。设计烷化器和精制反应器的组合以在整个催化剂周期内实现100％的乙烯转化率。

在装置的蒸馏区域回收来自烷化器和精制反应器的乙苯产物、过量的苯和副产物peb。可以利用烷基转移器将回收的peb转化为另外的eb产物。将包括未反应的过量苯和新鲜的苯进料的再循环苯在苯塔中回收并进料至烷化器。

烷化器具有含催化剂床的上部和含蒸馏塔板的下部。这两部分被内部盖(internalhead)隔开。下(蒸馏)部通过烷化器再沸器进行再沸，该烷化器再沸器可以为火焰加热器。烷化器的上(反应)部含有连续的液相，其通过向上的蒸汽流来充气。来自烷化器的下部的顶部的蒸汽在底部催化剂床的下方进料。稀乙烯在一个或多个最下层催化剂床的下方进料。

通过苯与乙烯反应放出的热在烷化器中产生额外的蒸汽。主要反应是苯与乙烯烷基化产生乙苯。在运行初期(start-of-run，sor)，通常超过90％的乙烯在烷化器中反应。来自烷化器的塔顶蒸汽在烷化器冷凝器中通过产生蒸汽且随后在烷化器微调冷凝器(trimcondenser)中通过产生额外的蒸汽而被冷却。

将来自这些交换器的部分冷凝塔顶馏出物收集在烷化器塔顶罐中。来自精制反应器回路的排料对罐提供苯补充。将来自该罐的液体回流到烷化器，并将蒸汽送至排气吸收器。该系统通常为80％的运行结束(end-of-run，eor)乙烯转化率而设计。烷化器塔底泵将净塔底物送至装置的蒸馏系统(distillationtrain)，并将热的烷基化物循环至烷化器再沸器、排气吸收器再沸器和乙烷汽提塔再沸器。

可以将废气吸收和精制反应器蒸汽进料至再沸排气吸收器，在该再沸排气吸收器中，未反应的乙烯被吸收到由苯和乙苯组成的贫油流中，随后在精制反应器反应以实现乙烯总体完全转化。除了吸收乙烯外，排气吸收器还用于通过提取蒸馏进行甲烷(轻关键组分)和乙烷(重关键组分)之间的所需分离。利用乙烷汽提塔塔底物(热贫溶剂)的塔侧再沸器为塔提供大部分热量。利用从烷化器的塔底物循环的热烷基化物的塔底再沸器可以为塔提供余量的热输入。将塔顶蒸汽送至轻组分排气洗涤器中进行苯回收。通过塔侧再沸器中的工艺交换已经冷却的贫溶剂在排气吸收器冷却器中被冷却水进一步冷却，然后在排气吸收器激冷器(ea-2008)中激冷。

由于乙烷在苯中的溶解不如乙烯，因此溶剂循环速率和设备尺寸取决于所需要的乙烷吸收。当烷化器转化率为80-90％时，乙烯的承载能力远高于所利用的乙烯。因此，可以显著降低烷化器中的乙烯转化率且可以显著提高来自烷化器排出气的乙烷的吸收以降低烷化器系统的尺寸和成本。较低的烷化器转化率对吸收系统的影响是最小的，且与烷基化系统的成本节约相比，液相精制反应器的尺寸和成本增加很小。在极端情况下，烷基化系统可以完全消除，如图6所示及以下的进一步描述。

在进入精制反应器之前，泵送含有苯、乙苯、未转化的乙烯、乙烷和少量甲烷的富油，然后富油在精制反应器交换器中被热工艺液体加热。然后精制反应器流出物在乙烷汽提塔进料/流出物交换器中被乙烷汽提塔塔底物进一步加热并进料至乙烷汽提塔顶部。

通过在排气吸收器塔侧再沸器下游的位置处从部分冷却的贫油中取出排料，将精制反应器中制备的乙苯和多乙基苯从循环回路中移除。排料速率基于烷化器系统的苯补充要求设置。对精制反应器回路补充的苯由一部分再循环的苯提供并在排气吸收器冷却器之前进料至取出排料的位置下游的回路中。

来自精制反应器的经加热的流出物进入乙烷汽提塔的顶部。该塔回收净塔顶馏出物中的乙烷副产物，其可以用作乙烷裂化器的进料。汽提塔塔底物在排气吸收器冷却器中冷却和在排气吸收器激冷器中激冷之前被用作乙烷汽提塔塔侧再沸器、精制反应器交换器和排气吸收器再沸器中的加热介质，并被用作排气吸收器中的贫溶剂。从烷化器塔底泵循环的热烷基化物为乙烷汽提塔再沸器提供热量。乙烷汽提塔塔顶蒸汽在乙烷汽提塔主冷凝器中部分冷凝，其产生蒸汽并送至乙烷汽提塔积聚器中。将来自该罐的液体作为回流泵送并送回汽提塔。将来自该罐的蒸汽在乙烷汽提塔微调冷凝器、气冷冷凝器中进一步冷凝。将来自该交换器的冷凝液体送回至塔顶罐，而将乙烷蒸汽在进料至乙烷排气洗涤器中之前在乙烷排气洗涤器进料冷却器中用冷却水进一步冷却。

在轻组分排气洗涤器中，排出气与从装置的蒸馏部件再循环的冷peb流接触。氢气、甲烷和少量乙烷被带至塔顶并送至燃料气集管。可以考虑将该流的一部分用作间歇性处理器的再生气体。将芳香烃从塔进料中洗涤出并送回回收以使产率最大化。

在乙烷排气洗涤器中，乙烷也与从装置的蒸馏部件再循环的冷peb流接触。乙烷产物被带至塔顶。将芳香烃从塔进料中洗涤出并送回回收以使产率最大化。来自peb再循环的滑流(slipstream)可以先在peb冷却器中冷却，然后在peb激冷器中激冷。然后激冷的peb可以用作两个排出气洗涤器中的吸收剂。

如上所述，根据本文的实施方案的系统可以完全消除烷化器。现在参见图6，说明了用于生产乙苯的系统的简化工艺流程图，其中相同的数字表示相同的部件。

将乙烯进料f-1和苯进料f-2引入所示的乙苯生产工艺600。乙烯进料f-1能够含有按体积计5％至100％的乙烯，且能够任选地为来自精炼操作(如fcc)的废气，该废气通常含有按体积计约10％至约30％的乙烯。典型的fcc废气含有50％至70％的甲烷和氢气，余量为约等量的乙烷和乙烯及少量的其他烃类组分。在一些实施方案中，原料f-1含有按体积计30％至50％的乙烯，其余组分包含甲烷、乙烷、氢气和其他组分。在其他实施方案中，进料f-1可以为聚合物级乙烯。

苯进料f-2以类似于针对图5所说明和描述的实施方案的方式处理。塔160将苯与乙苯产物和较重组分分离。将苯在塔顶蒸馏为蒸汽并通过管线161送至冷凝器162，在冷凝器162中将苯液化并存储在积聚器163中。将来自积聚器163的苯作为回流通过管线164送回到塔160。将一部分苯165从管线164排出并通过管线165送至再沸排气吸收器130。可以将新鲜的苯进料f-2引入至管线164。可选地或另外地，可以将新鲜的苯引入至该工艺中富含苯的其他地方。新鲜的苯应该不含胺类、醛类、酮类和碱性氮化合物，这些化合物能够使该工艺中使用的催化剂中毒。将塔底流167通过再沸器再循环回塔160。

将含有乙苯和peb的塔底流166送至蒸馏塔170。塔170将乙苯产物与peb分离。将塔底流177通过再沸器再循环回乙苯蒸馏塔170。将含有peb的塔底流176送至蒸馏塔180以分离peb。将来自塔170的塔顶乙苯蒸汽流171在冷凝器172中液化并送至积聚器173。将一部分塔顶馏出物作为回流通过管线174返回至塔170。将另一部分作为乙苯产物通过管线175排出。

塔180将peb(诸如二乙苯)与重沥青稀释油分离。将塔底流187通过再沸器再循环回塔180。将一部分塔底物作为重沥青稀释油通过管线186排出。沥青稀释油可以含有二乙苯、四乙苯和其他高沸点组分，且可以用作传热流体、燃料油或吸收剂。将塔顶peb蒸汽流181在冷凝器182中液化并送至积聚器183。将一部分塔顶馏出物作为回流通过管线184返回至塔180。将另一部分peb塔顶馏出物通过管线185送至乙烷排气洗涤器150e和轻组分排气洗涤器150l中。

烷基转移器120通过管线152接收来自排气洗涤器150e、150l的peb流。在烷基转移器120中，苯和peb反应形成乙苯，将乙苯转移到蒸馏系统(160、170、180)进行如上所述的分离。

在该实施方案中，将乙烯进料f-1进料至再沸排气吸收器130。再沸排气吸收器130中向上流动的进料蒸汽与向下流动的来自管线142的脱乙烷的基本上不含烯烃的贫油流接触，该脱乙烷的基本上不含烯烃的贫油流含有苯和乙苯，但是基本上不含乙烯。再沸排气吸收器130可以为以逆流模式操作的填充塔或者板式塔。

可以操作脱乙烷的贫油以基本上溶解所有的乙烯和乙烷。将来自再沸排气吸收器130的含有富油(即溶解有乙烯和乙烷)的塔底物通过管线131送至烷基化反应器640以将乙烯和苯转化为乙苯。富油流可以含有例如按重量计至少0.2％的乙烯，如至少约0.3重量％的乙烯、至少约0.4重量％的乙烯，至少约5.0重量％的乙苯、至少约10重量％的乙苯或至少约13重量％的乙苯。

烷基化反应器640可以含有催化剂(如沸石y或沸石bea(β)、沸石mww、丝光沸石或mfi催化剂)的固定床且可以例如在单一液相中绝热操作。乙烯在烷基化反应器640中的转化基本上是完全的。烷基化反应器640可以在约200℃至约230℃的温度，约550psig至约900psig的压力和约2.0至约10.0的苯基：乙基摩尔比下操作。高苯基：乙基摩尔比导致优异的催化剂选择性和稳定性。

来自烷基化反应器的流出物流141携带有含苯和乙苯以及溶解的乙烷的贫油流。该贫油流被送至脱乙烷塔190，该脱乙烷塔190将惰性轻组分(如乙烷)除去。将来自脱乙烷塔的塔顶馏出物191先输送通过冷凝器(未示出)，其中将液化部分回流至脱乙烷塔190。然后将剩余的蒸汽通过流送管线191送至乙烷排气洗涤器150e，在该乙烷排气洗涤器150e中，向上流动的气体与来自peb塔180的向下流动的peb接触以回收乙烷产物流155。塔顶馏出物191可以含有乙烷、痕量水和苯。脱乙烷塔的塔底流193通过再沸器194循环并再引入至脱乙烷塔190。另一部分195从脱乙烷塔的底部排出。来自脱乙烷塔的塔底流出物195携带有脱乙烷的含苯和乙苯的贫油。将一部分脱乙烷塔塔底物196与烷基转移反应器120的流出物118合并并送至分离器160，该部分脱乙烷塔塔底物196可以携带在烷基化反应器640中制备的净量乙苯。

将来自苯塔的塔顶馏出物165进料至贫油流以维持流中所需的苯浓度，其提供烷基化反应器640中所需的选择性。形成的流142可以在热交换器(未示出)中被来自排气吸收器的流出物131冷却，并在冷却器(未示出)中被进一步激冷至约-10℃至约40℃范围内的温度，如约5℃至约15℃范围内的温度，届时将其进料至再沸排气吸收器130的顶部。

来自再沸排气吸收器130的含有甲烷、氢气、痕量水、非芳香烃和苯的塔顶蒸汽被流132携带到轻组分洗涤器150l以回收芳香烃，在该轻组分洗涤器150l中，向上流动的气体与来自peb塔180的向下流动的peb接触。可以操作轻组分排气洗涤器150l以向塔顶气体(管线151)中排入少量的c6非芳香烃和苯以及惰性组分(氢气、甲烷)。经洗涤的排出气通过管线151离开排气洗涤器150。该工艺的整体乙烯转化率为约99.9％。来自排气洗涤器150的含有peb和其他芳香烃的塔底物153通过管线152被送至烷基转移器120以将peb通过与苯的烷基转移转化为乙苯。

如上所述，本文的实施方案提供从含有甲烷、乙烷和乙烯的蒸汽流中回收乙烷的有效方法和系统。本文描述的系统可以用于吸收fcc、rfcc和vgo废气中含有的所有乙烯和乙烷并产生混合的乙烯/乙烷流和混合的轻组分(甲烷和氢气)流。这些系统可以用于吸收fcc、rfcc和vgo废气中含有的乙烯和乙烷，并将乙烯和乙烷与废气进料中含有的甲烷、氢气和其他轻组分分离以用于需要乙烯且可以将乙烷进料至乙烯装置的任何工艺。

例如，本文公开的实施方案可以用于从采用稀乙烯进料的烷基化工艺的排出气中回收高纯度乙烷流。公开的乙烷回收系统可以与cdtecheb装置一起用于将乙烯转化为乙苯，该cdtecheb装置可从lummustechnology,inc.,woodlands,texas获得且包括催化蒸馏(cd)烷化器和精制反应器。乙烯在cd烷化器和精制反应器中的相对转化率可以基于进料气体组成进行调节以形成最优设计。

有利地，本文公开的实施方案可以允许在烷基化装置中使用流化催化裂化设备(fcc)废气、渣油流化催化裂化设备(rfcc)废气和真空瓦斯油(vgo)裂解废气。本文公开的实施方案还可以允许从排出气中几乎完全回收乙烷，其可被进料至乙烷裂化器以产生额外的乙烯并提高设备经济性。

由于回收乙烷所需的溶剂循环是基于所需的乙烷吸收，因此乙烯在烷化器中的转化率可有利地降低至乙烯吸收要求等于乙烷吸收要求的程度。这可以有利地允许烷基化反应器(如催化蒸馏烷基化反应器)在非常低的cd烷化器乙烯转化率下操作，另外允许减少烷基化反应器中所需的催化剂的量。另外，本文的实施方案可以允许仅用固定床液相烷化器由fcc、rfcc和vgo裂解废气生产乙苯。

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