CN100516176C - 烯烃装置中的重质不饱和化合物的催化蒸馏及加氢 - Google Patents

Abstract

在生产回收乙烯及丙烯的烯烃装置中，C₂炔烃、C₃炔烃及二烯烃和C₄及更重的炔烃、二烯烃及烯烃的加氢，以及所得产物选择性分离是采用一个或数个反应蒸馏塔按各种排列(68、78、100、118)方法实现的。这些塔在富集段(81)及汽提段(83)装有加氢催化剂(70、82、102、103、104、105、116)并同时进行催化加氢反应及蒸馏。

Description

烯烃装置中的重质不饱和化合物的催化蒸馏及加氢

发明背景

本申请是1996年3月12日提交的编号为08/613594未决申请的部分继续申请。

本发明涉及一种生产烯烃的工艺系统，尤其处理裂解气体进料，以更有效地回收产物和处理副产物。

乙烯、丙烯及其它有价值的石油化学品是由包括乙烷至重质瓦斯油的各种烃类原料经热裂化而生产的。这些原料的热裂化，得出范围很宽的产物，从氢气到热解燃料油。热裂化步骤的流出物，一般称之为裂解气或裂化气，是由其全馏程范围的物料所组成，然后必须将其分离(或分馏)为各种产物或副产物，接着对其至少某些不饱和副产物进行(加氢)反应。

一般裂解气流，除含目的产物乙烯和丙烯外，还含C₂炔烃、C₃炔烃及二烯烃、C₄和更重的炔烃、二烯及烯烃，以及相当数量的氢气。在大部分已有技术中，对C₂炔烃、C₃炔烃及二烯烃、C₅和更重的二烯烃、炔烃及烯烃是在固定床反应器中用一系列工业可提供的催化剂进行催化加氢的。在越来越多的应用中，C₄炔烃、二烯烃及烯烃也是在固定床反应器中进行催化加氢。这些独立的加氢步骤在两个连续过程之一中进行。在一般已有技术中，将裂解气压缩至2.76-4.14MPa(400-600psia)之间。然后不断冷却其冷凝下来C₂及更重的组分。经深冷回收氢气，并从该物流中分馏甲烷。余下的C₂及更重物流再进入一系列的分馏塔。第一塔，即脱乙烷塔，生产含C₂炔烃、烯烃及烷烃的塔顶馏出物。将该物流送入固定床气相反应器中，用前面从裂解气流中深冷分离出的氢气对C₂炔烃进行选择性加氢。

接着为第二塔，脱丙烷塔，生产含C₃炔烃、二烯烃及烯烃的塔顶馏出物。将该物流送入固定床气相或液相反应器中，用前面从裂解气流中深冷分离出的氢气对C₃炔烃及二烯烃进行选择性加氢。

第三塔，脱丁烷塔，生产含C₄炔烃、二烯烃、烯烃及烷烃的塔顶馏出物流。将该物流或送至界区作为最终产品，或送入固定床液相反应器中，用前面从裂解气中深冷回收的氢气对其二烯烃、炔烃进行加氢，有时还对烯烃进行加氢。

第三塔的塔底产物含C₅及更重的二烯烃、炔烃、烯烃及烷烃。将该物流送至一系列的两固定床的液相反应器中。在第一固定床，对炔烃及二烯烃进行催化加氢。在第二反应器对烯烃进行催化加氢。二反应器均利用从前面裂解气中深冷回收的氢气。在某些应用中，第三塔生产含C₄及C₅二者的炔烃、二烯烃、烯烃及烷烃的塔顶馏出物。对C₄，这些都是如以前所讨论单独在单一固定床液相反应器中进行加氢。C₆及更重的二烯烃、炔烃、烯烃及烷烃都在第三塔进入塔底产物而排出，并如以前讨论，在两固定床的液相反应器中进行加氢。

在一种刚才所述的典型工艺的变型中，是将裂化气压缩至2.07-3.45Mpa(300-500psia)之间，并送至分馏塔中。塔顶馏出物流为裂解气中C₃及更轻的部分。将其送至一系列的固定床气相反应器中，用少部分包含在C₃及更轻物流中的氢气对乙炔及部分C₃的炔烃及二烯烃进行加氢。用上述同样的方式，对未被加氢的C₃的炔烃及二烯烃的部分以及C₄和更重的炔烃、二烯烃及烯烃进行加氢。在许多新的烯烃装置中，丁二烯是被加氢为烯烃，或将二烯烃及丁烯完全加氢为丁烷。有时，将饱和的C₄循环至裂化炉中，有时也将饱和的C₅循环至裂化炉中。

尽管上述若干典型工艺已广为应用，但仍然存在许多缺点。凡在对不饱和的C₃(甲基乙炔及丙二烯)、C₄及汽油(包括C₅)进行加氢之时，都需要至少三台单独的固定床反应器。如果对汽油进行两段加氢，则其固定床反应器数为四台。这样多的固定床反应器大大增加了系统的投资费用及操作的复杂性。甚至当系统采用同时处理C₄及C₅不饱和化合物，而不单独处理C₄和将C₅与汽油合在一起进行处理时，尽管需要的分馏塔少一个，但加氢反应器的数目仍然不变。

发明综述

本发明涉及烯烃装置中乙烯及丙烯的回收和重质不饱和化合物的加氢及分离。本发明的目的在于提供一种方法，可对乙炔及C₃炔烃及二烯烃进行选择性加氢，生产附加的乙烯及丙烯，和对C₄及更重炔烃、二烯烃及烯烃进行加氢，使之完全成为烷烃，而不会使乙烯及丙烯受到加氢，并在流程中对所得产物进行选择性分离，可使所需反应器数及分离塔数减至最少，从而降低投资及操作费用。更具体地说，本发明涉及一种称之为催化蒸馏的反应-蒸馏步骤组合方面新排列的应用，以同时完成加氢反应及所需分离的过程。

本发明涉及一种处理裂化进料物流的方法，该裂化进料物流含有氢、包括乙烯的C₂组分、包括包含丙烯、炔烃及二烯烃的C₃组分的C₃+组分、包括炔烃、二烯烃及烯烃的C₄及C₅组分，和包括不饱和化合物的C₆ ⁺的组分，以从中回收所述的乙烯和丙烯，加氢所述C₃的炔烃及二烯烃，以生产附加丙烯，加氢至少部分所述C₄及C₅的炔烃、二烯烃及烯烃成为饱和化合物，以及加氢所述C₆ ⁺不饱和化合物为烯烃与饱和化合物的混合物，而不使所述乙烯及丙烯受到明显加氢，包括步骤如下：

a、分离所述氢气和所述C₂组分，留下C3+的物流；

b、从所述分离的C₂组分中分离乙烯作为产品；

c、将所述C₃ ⁺的物流及一定量的氢气引入至反应蒸馏塔的进料区，该反应蒸馏塔内设有在所述进料区以上的富集段和在所述进料区以下的汽提段，其中至少该富集段装有加氢催化剂；

d、蒸馏所述C₆ ⁺的不饱和化合物为塔底产物；

e、使所述C₆ ⁺的不饱和化合物与氢气及加氢催化剂接触，从而使所述C₆ ⁺的不饱和化合物被加氢为C₆ ⁺的烯烃和饱和化合物；

f、蒸馏所述C₃、C₄及C₅组分，并使所述C₃、C₄及C₅组分在所述富集区同时与所述加氢催化剂接触以生产塔顶分馏物，并保持所述富集区内的条件，以使所述C₃的炔烃、二烯烃进行加氢以产生附加的丙烯，并因此使所述的C₄及C₅炔烃、二烯烃及烯烃至少部分进行加氢；和

g、从所述塔顶馏出物中分离及回收所述丙烯作为产品，并进一步使所述至少部分被加氢过的在该塔顶馏出物中的C₄及C₅炔烃、二烯烃及烯烃进行加氢，以生产饱和C₄及C₅的组分。

其中所述裂化进料物流还包括重质裂化汽油，其中至少一部分所述重质裂化汽油是在分离C₂组分的步骤(a)之前，从该裂化进料物流中分离出来的，该方法还包括将所述分离出的重质裂化汽油与C₃ ⁺物流及氢气一起加至所述反应蒸馏塔中的步骤。

按照本发明的上述方法，其中所述回收顶部馏出物丙烯的步骤(g)包括步骤：

i、将所述塔顶馏出物引入至第二反应蒸馏塔的进料区，该塔在所述进料区之上有富集段，在该进料区之下有汽提段，其中所述汽提段装有加氢催化剂；

ii、将氢气引入至所述第二反应蒸馏塔中于所述加氢催化剂以下；

iii、蒸馏所述丙烯塔顶馏出物，加氢所述的C₃、C₄及C₅。

附图简述

图1为常规已有烯烃装置的流程图；

图2为改进已有烯烃装置的流程图；

图3为按照本发明的烯烃装置的流程图；

图4为说明本发明另一实施方案类似于图3的流程图；

图5及图6说明图4催化蒸馏塔的另一种排列。

图7至10为类似于图3及图4的流程图，但说明本发明的另一些实施方案。

优选实施方案说明

首先参照说明常规已知技术的烯烃装置的图1，典型裂解及相关热回收的单元，一般标记为4，产生裂解气6及一种主要含C₈及更重组分重质物流8。裂解气6首先经12压缩至2.76-4.14MPa(400-600psia)之间。然后大部分已压缩气体经14深冷处理，分离氢15，然后在16分离出甲烷。少部分C₃及更重的物料在压缩机组中冷凝下来，并通常走旁路绕开深冷脱甲烷及脱乙烷步骤，以物流31直接进入脱丙烷塔30。而气流18再经20脱除乙烷，使C₂气流中的乙炔在22中用氢15进行加氢，在24进行分馏，主要生产乙烯26及乙烷28。脱乙烷塔20的塔底产物29在30脱除丙烷，在34中用氢15使所分离的C₃物流32中C₃炔烃及二烯烃进行加氢，并于36中进行分离，主要生产丙烯38及丙烷40。同样，脱丙烷塔30的塔底产物在42脱除丁烷，生产C₄物流44，用于在46进行加氢。

将C₅ ⁺物流48与系统前部的重质物8及氢15一起加至汽油加氢处理塔50中。包括来自前部的重质物的C₅ ⁺物流通常按两段进行加氢。在第一段中，对二烯烃及炔烃加氢。在第二段中对烯烃加氢，并将硫化合物转化为硫化氢。从第一汽油加氢处理塔50出来的部分加氢产物52在54中经分馏，脱出C₅至C₈塔顶馏出物56，留下C₉ ⁺塔底产物58。塔顶馏出物56在60中再经进一步加氢，然后在62中加以分馏，生产饱和C₅的塔顶馏出物64及饱和C₆至C₈的塔底汽油产物66。将C₅物流64与来自加氢步骤46的饱和C₄物流合并一起，C₄及C₅的合并物流65通常循环至裂解加热炉中。乙烷及丙烷物流28及40也可循环至裂解加热炉中。

图2说明图1所示已有技术的一种变型，其中将C₄及C₅的不饱和化合物合并一起进行处理，而不是如同将C₅与汽油合一起处理的图1那样将C₄与C₅分开进行处理。在图2的实施方案中，将来自脱丙烷塔30的C₄ ⁺塔底产物与系统前部的重质物8一起加至分馏塔42中，现在按脱戊烷塔进行操作，分离塔顶馏出物44中的C₄及C₅。再一次，将塔顶留44在46中加氢，主要生产同样如图1的C₄及C₅物流65。脱戊烷塔42的塔底产物48，现含包括重质流8的那些C₆ ⁺的组分，再将其加至汽油加氢处理塔50中，进行部分加氢，再至分馏塔54中分离C₉ ⁺的馏分，和送至加氢处理塔60中进行最后加氢，留下C₆至C₈的汽油物流66，正如图1所示。从图2可见，尽管该图2实施方案采用的塔比图1实施方案少一个，但该二流程却都利用了5个单独的加氢反应器或加氢处理塔。

这些已有技术的工艺目的，是要分离所需馏分并对C₂及C₃的炔烃和二烯烃以及C₄及更重的炔烃、二烯烃及烯烃进行加氢，而不对所需烯烃，即乙烯和丙烯进行加氢。例如，对丙烯馏分的选择性加氢，不仅主要为生产高纯丙烯，而且也为加氢该馏分中的甲基乙炔和丙炔(主要指MAPD)，生产附加丙烯，达到高的收率。

本发明对这些分离及加氢过程，至少部分通过催化蒸馏加氢来完成。催化蒸馏是一种将传统蒸馏与催化反应结合一起的过程。在本发明中，催化反应即加氢反应。催化蒸馏采用在蒸馏塔内既用作为反应催化剂又用作为蒸馏塔填料的催化材料。这种催化剂具有蒸馏及催化两种功能。对于有关一般催化蒸馏和尤其催化蒸馏加氢的另外的信息，可参考美国专利US 4,302,356、4,443,559及4,982,022。催化蒸馏以前曾有描述，用于通过加氢对含少量及有限数目的炔烃化合物的富丙烯物流进行提纯，形成附加的丙烯，并回收已有的及所形成的丙烯。见PCT国际专利申请No.PCT/US94/07758，国际专利申请No.WO95/15934。但是，本发明针对处理其数量大又含全碳数组分的裂化气进料物流，其中包括乙烯，丙烯，C₃炔烃及二烯烃，C₄及C₅炔烃、二烯烃及烯烃，和包括不饱和化合物C₆ ⁺的组分。本发明目的不仅在于使炔烃及二烯烃加氢，生产附加的丙烯和其它烯烃，还在于加氢C₄ ⁺以上的烯烃形成烷烃，而不损失任何大量原有丙烯或刚生成的丙烯，也不污染催化剂的床层。在本发明中，整个工艺及该工艺催化蒸馏部分都是专门针对实现本发明目的的。

现回到本发明，并首先参看图3所示的实施方案，通常将脱乙烷塔底产物29与前部的重质物8及压缩机凝缩液一起加至该催化蒸馏加氢塔68中。虽然可以采用各种已知的催化加氢催化剂，但一种优选的催化剂是在球形氧化铝载体上担载0.3％(重)氧化钯的催化剂，其粒度1/8英寸(3.2mm)。典型加氢催化剂的其它实例为元素周期表中第VIII族金属，单独使用或与助剂或改性剂诸如钯/金、钯/银、钴/锆及镍结合一起使用，优选将其沉积在一般催化剂载体上。塔68，在其一般中央进料区74位置以上的富集段71中有催化剂床层70，在该进料区74之下的汽提段73中仅有分馏单元，塔盘或填料。氢气15从催化剂床70下部加入至塔68中。塔68的蒸馏温度及压力条件保持在可使C₃至C₅从塔顶蒸出，而C₆ ⁺作为塔底产物75排出。MAPD、C₄及C₅炔烃及二烯烃大部分在上部床层70中进行加氢，MADP被加氢为丙烯，C₄及C₅加氢为相应烯烃。由于炔烃及二烯烃首先被加氢，因而在该床层70中丙烯或C₄及C₅的烯烃只有少量或没有被加氢。为加氢炔烃及二烯烃要加入足够量的氢气。将来自塔68含C₃-C₅的单不饱和及饱和组分的塔顶馏出物76送至塔78，塔78内装有在富集段81中的塔盘或填料80和在汽提段83中的塔盘79(或填料)及其下的催化剂床层82。丙烯在塔84作为塔顶馏出物蒸出，C₄及C₅的不饱和化合物，大部分为烯烃，在床层82中用氢气15进行加氢。在催化蒸馏中，一般优选在该塔的富集段进行加氢，而不是在汽提段进行加氢。这是因为可能形成较高分子量的齐聚物，并且更易于冲蚀催化剂床。在塔78中，加氢发生于汽提段。但是所有的炔烃及二烯烃都已在塔68中已被脱出。因此，大大减弱了生成齐聚物的趋势。

分级单元，例如塔盘或填料，优选插至塔78的进料及催化剂床82之间，这些塔盘可降低催化剂床82的丙烯浓度，从而减少丙烯的加氢损失，增加物流84中流出的丙烯总流量。丙烷及所得C₄及C₅的烷烃作为塔底产物85放出。饱和C₃至C₅的物流85，一般都将其循环至裂化炉中，以生产附加目的脱氢产物，一般为乙烯及丙烯。来自塔68的塔底产物75，现含大部分未加氢的C₆ ⁺组分，则通过传统固定床加氢反应器单元86进一步进行加氢，然后在87经分馏脱出作为塔底产物的C₉ ⁺组分，再于90用另一传统固定床加氢反应器单元用氢气15进一步加氢，以完成加氢过程。产物92为经饱和的C₆-C₈的关键馏份。可通过传统技术从该物流中脱出芳烃。可以看出，本发明实施方案用两套催化蒸馏装置68和78替换脱丙烷塔30、加氢反应器34、分馏塔36及加氢反应器46，实现了与图1及2工艺方法一样的分离及反应过程。

对本发明类型进料物流进行加氢，过去关注的一个问题就是丙烯损失。在本发明中，从塔68出来的塔顶馏出物流包含所有进入该塔的丙烯加上另外由MA及PD所生成的丙烯。因为在烯烃加氢之前，本发明催化剂优先进行了更高不饱和的炔烃及二烯烃的加氢，所以其选择性高，而且丙烯或其它的烯烃很少或没有被加氢。C₄及C₅烯烃的加氢反应只发生在丙烯已在塔78的塔盘段79及80中被分离之后。以物流15引入的氢气只供满足炔烃及二烯烃加氢为烯烃之用，而仅略有过剩。塔68中也要保持高的回流比。以该回流移出反应热。更重要的是，它降低了催化剂床层70中液相丙烯的浓度。低浓度又进一步减弱了丙烯加氢的趋势。

去掉另外的固定床催化剂反应器也是可能的，如图4所示。该流程不同于图3，其中塔68现在在汽提段放有加氢催化剂。塔68在富集段71于一般中部进料区74之上有一催化剂床70，在汽提段73于进料区74之下有另一催化剂床72。塔盘或填料段位置设在催化剂床72之前进料以下。将氢气流15从各催化剂床70及72之下送入塔68。塔68内的蒸馏温度及压力条件保持在可使C₃至C₅组分以从塔顶馏出和C₆ ⁺作为塔底产物75而被排出。MAPD、C₄及C₅在上段床70大部分被加氢，MADP被加氢为丙烯，C₄及C₅被加氢为其它烯烃。由于炔烃及二烯烃都首先被加氢，所以在该床层70中丙烯或C₄及C₅烯烃很少或没有被加氢。同样，在下床层72，C₆ ⁺的炔烃、二烯烃及苯乙炔首先充分被加氢为烯烃。将来自塔68的含C₃-C₅不饱和及饱和组分的塔顶馏出物76加至塔78，塔78内富集段有塔盘80，汽提段83内有催化剂床82。丙烯在84塔顶蒸出，C₄及C₅的不饱和化合物，大部分为烯烃，在床层82中用氢气流15进行加氢。丙烷及所得C₄及C₅的烷烃以塔底产物85排出。由塔68出来的塔底产物75，现含加氢后的C₆ ⁺组分，可经77直接混合至汽油中。另一方面，物流75可以经87加以分馏，脱出C₉ ⁺组分作为塔底产物88，接着在90用氢气流15进一步加氢，以完成该加氢过程。产物92是一种经饱和的C₆-C₈的关键馏份，可从其中回收芳烃。可以看出，本发明实施方案，可实现如图1及2方法同样的分离及反应过程，用两段催化蒸馏加氢装置68及78替代脱丙烷塔30、加氢反应器34、分馏塔36、加氢反应器46及加氢处理塔50，而大大地节省了设备费用。

对诸如塔68，过去不在汽提段中采用加氢(诸如前述的国际申请PCT/US/07758)的一个原因，是催化剂床(如床72)可能会有结焦的问题。而炔烃及二烯烃的加氢由于生成长链齐聚物或聚合物而产生结焦的可能性最大。在本发明中，对C₃-C₅的炔烃及二烯烃基本上完全是在富集段进行加氢的。因此，在图3中只有烯烃在汽提段进行加氢，因而大大地减轻了结焦的问题。图5表明另一种对塔68的排列，进一步避免了按图4排列所产生的结焦问题。这种排列将床层分为两个或多个单独的床层72A及72B。床层72A可装选择性更高的催化剂，主要只支持更高不饱和的化合物加氢。因此，在该塔可能有一些丙烯存在的这个区域，只会是炔烃及二烯烃进行加氢。另一方面，在床层72B中，催化剂可以是活性更高但非选择性的催化剂，它可使该区域所有余下的不饱和化合物都进行加氢。如一个最好的实例，在床层72B中的催化剂可具有比床层72A中催化剂更高的金属含量，如氧化钯。

为防止丙烯在汽提段上部加氢，图5采用另一技术，即用泵输送液体绕汽提段进行循环。用泵97抽出塔底侧线物流96，经98冷却，再注回汽提段73上方的进料区74。另外，在图6中可以引出蒸汽流，经98冷凝，再以97泵送返回催化剂床的顶部。抽出蒸汽流可使齐聚物的浓度较低，而将其它重质物循环返回催化剂床。这样的泵循环不仅移出了反应热，增加了对催化剂的润湿，而且还稀释了易于引起结焦的已有炔烃及二烯烃的浓度。

汽提段中有高浓度芳烃存在是减弱图4流程中齐聚物生成效应的另一因素。从蒸汽裂解炉出来的C₆-C₉馏份主要含大量芳烃。炔烃及二烯烃浓度低。这是因为这些化合物在裂化炉盘管中循环生成了芳烃的缘故。由于芳烃化合物是良好溶剂，趋向于降低结焦速率。

本发明的另一变型示于图7，其中该催化蒸馏加氢单元100在进料以上的上段装有两催化剂床102及103，在进料以下的下段装有两个以上的催化剂床104及105。在进料点与催化剂段104之间有一塔盘段，是所希望的。MADP、C₄及C₅大部分在该上段进行加氢，而C₆ ⁺大部分在下段进行加氢。将来自脱戊烷塔100的塔顶馏出物106，内含C₃-C₅组分，加至脱丙烯塔108，在此塔中将丙烯产物与基本饱和的C₃-C₅组分112分开，并将后者循环至裂解炉中。可将从脱戊烷塔100出来的C₆ ⁺塔底产物114直接调混至汽油中。在此图7的实施方案中，可采用与图3中有某些相同的技术。利用高回流比移出反应热和稀释液相中丙烯浓度。由于同样如图5的原因，可采用一般所设计的泵循环管路107。此外，富集段现也有两个单独的催化剂床102及103，并采用泵循环管路109。一般，催化剂床102使炔烃及二烯烃加氢，催化剂床103使部分或全部C₄-C₅的烯烃加氢。床层102中的催化剂可以比床层103中催化剂的活性低一些，而选择性高一些。泵循环管路109可使催化剂床层102中保持高质量流量，起到调节温度及反应物浓度及保持催化剂上高液体负载的作用。

汽提段也装有两催化剂床层，其上床104催化剂的选择性比下床105的更高。炔烃、二烯烃及苯乙炔基本上在催化剂床104中进行加氢，烯烃一般在催化剂床105中进行加氢。只要在裂解炉中采用低硫进料，其产物流(88及92)即是适用于汽油调和而不必进一步加以处理的低不饱和物流。与图3至6的工艺流程相比，该图7流程的丙烯损失较高，结焦趋势较大，但投资费用较低，因为整个加氢过程都是包容在一个塔中的。

图8是本发明的又一变型，它涉及催化蒸馏加氢与脱乙烷塔相结合的应用。在脱乙烷塔118塔底装有一层或数层加氢催化剂床116。脱乙烷塔的塔顶馏出物，仍然含C₂的炔烃、乙烯及乙烷，采用与图3-6的相同方法进行处理。在脱乙烷塔118的塔下部催化剂床116中，C₃ ⁺的炔烃及二烯烃可以全部或至少大部被加氢。催化剂结焦趋势是一关键；但存在高浓度的芳烃，会使结焦趋势有所缓和。此外，采用两层或多层催化剂床及泵循环，也会使结焦趋势减至最小。再沸器的结焦也由于炔烃及二烯烃在再沸器之前被加氢而被减至最小。由于加氢现在是在脱乙烷塔中进行，脱丙烯塔120不必采用如图3-6中排列那样的催化蒸馏及加氢。脱丙烯塔120现在只涉及分馏分离丙烯与塔底产物78。按照这样的流程，在脱乙烷塔118中没有完成的其余加氢过程，可在脱戊烷塔94中基本完成。如图8所示，除可采用泵循环外，脱乙烷塔118还可利用在泵循环管路中的侧线冷凝器117，移出加氢反应热。

其它工艺流程利用所述一般原理，也是可能的。例如，在图9中，将烃类加至塔120中，此塔现在起脱丙烯塔的作用。对富集段中的催化蒸馏床122，现在其上部有塔盘124、下部有126，而在汽提段中有127塔盘。在这样的催化蒸馏床层122中，MA及PD大部被加氢为丙烯。分离丙烯所需的高回流比易于移出反应热，并提供足够的液体流量达到催化剂性能最佳。将该塔的塔底产物，物流128，加至脱戊烷塔130中。脱戊烷塔在富集段有催化蒸馏床，在汽提段有塔盘134。在这个催化蒸馏床132中，所有的C₄-C₅的炔烃、二烯烃及烯烃都被加氢为C₄-C₅的烷烃。利用高回流比移出反应热。将脱戊烷塔130的塔底产物136送去进行传统的汽油加氢。图10利用了同样的流程，但不同的是，该脱戊烷塔130在汽提段有催化蒸馏段并生产适宜于进行汽油调和的产品。该图10也表明，每一催化剂床都被分割为两段。而且富集段的各催化剂床及汽提段的各催化剂床都被分割为两个可装不同活性催化剂的独立段。在进料点之下绕催化剂床的泵循环冷却器系统140有助于移出反应热。

Claims (14)

1、一种处理裂化进料物流的方法，该裂化进料物流含有氢、包括乙烯的C₂组分、包括包含丙烯、炔烃及二烯烃的C₃组分的C₃+组分、包括炔烃、二烯烃及烯烃的C₄及C₅组分，和包括不饱和化合物的C₆ ⁺的组分，以从中回收所述的乙烯和丙烯，加氢所述C₃的炔烃及二烯烃，以生产附加丙烯，加氢至少部分所述C₄及C₅的炔烃、二烯烃及烯烃成为饱和化合物，以及加氢所述C₆ ⁺不饱和化合物为烯烃与饱和化合物的混合物，而不使所述乙烯及丙烯受到明显加氢，包括步骤如下：

a、分离所述氢气和所述C₂组分，留下C3+的物流；

b、从所述分离的C₂组分中分离乙烯作为产品；

c、将所述C₃ ⁺的物流及一定量的氢气引入至反应蒸馏塔的进料区，该反应蒸馏塔内设有在所述进料区以上的富集段和在所述进料区以下的汽提段，其中至少该富集段装有加氢催化剂；

d、蒸馏所述C₆ ⁺的不饱和化合物为塔底产物；

e、使所述C₆ ⁺的不饱和化合物与氢气及加氢催化剂接触，从而使所述C₆ ⁺的不饱和化合物被加氢为C₆ ⁺的烯烃和饱和化合物；

f、蒸馏所述C₃、C₄及C₅组分，并使所述C₃、C₄及C₅组分在所述富集区同时与所述加氢催化剂接触以生产塔顶分馏物，并保持所述富集区内的条件，以使所述C₃的炔烃、二烯烃进行加氢以产生附加的丙烯，并因此使所述的C₄及C₅炔烃、二烯烃及烯烃至少部分进行加氢；和

g、从所述塔顶馏出物中分离及回收所述丙烯作为产品，并进一步使所述至少部分被加氢过的在该塔顶馏出物中的C₄及C₅炔烃、二烯烃及烯烃进行加氢，以生产饱和C₄及C₅的组分。

2、按照权利要求1的方法，其中所述汽提段也装有一种加氢催化剂，其中所述的蒸馏及加氢该C₆ ⁺组分的步骤(d)及(e)同时在汽提段中发生。

3、按照权利要求2的方法，其中所述回收丙烯的步骤包括使所述丙烯与所述C₄及C₅的组分分馏分离的步骤。

4、按照权利要求3的方法，其中所述C₆ ⁺组分包括C₆至C₈组分及C₉ ⁺组分，该方法还包括分馏所述塔底产物的步骤，及分离主要合所有该C₆至C₈组分的塔顶馏出物及主要含所有C₉ ⁺组分的塔底产物流，以及进一步使所述C₆至C₈的塔顶馏出物流进行加氢的步骤。

5、按照权利要求2的方法，其中所述裂化进料物流还包括重质裂化汽油，其中至少一部分所述重质裂化汽油是在分离C₂组分的步骤(a)之前，从该裂化进料物流中分离出来的，该方法还包括将所述分离出的重质裂化汽油与C₃ ⁺物流及氢气一起加至所述反应蒸馏塔中的步骤。

6、按照权利要求1的方法，其中从所述进料物流中分离C₂组分留下C₃ ⁺物流的步骤(a)和将C₃ ⁺物流及氢引入至内装加氢催化剂的反应蒸馏塔中的步骤(c)，包括将所述进料物流引入至反应蒸馏塔中的步骤，该塔具有其上部为分离C₂组分的蒸馏段和其下部为内装所述催化剂的反应蒸馏段，从而使C₂组分的分离与C₃ ⁺组分加氢结合起来。

7、按照权利要求1的方法，其中所述裂化气进料物流是通过烃原料裂化获得的，其中所述C₃ ⁺物流还含有丙烷，其中所述蒸馏C₃ ⁺物流的步骤包括分离所述丙烷和所述C₄及C₅饱和化合物并将所述分离出的丙烷、C₄及C₅饱和化合物循环至所述裂化步骤中的步骤。

8、按照权利要求2的方法，其中在所述汽提段中蒸馏及加氢所述C₆ ⁺组分的步骤(d)及(e)还包括从汽提段加氢催化剂之下往上至汽提段加氢催化剂之上用泵加料进行循环的步骤。

9、按照权利要求8的方法，其中在所述汽提段中的加氢催化剂包括加氢催化剂上段和加氢催化剂下段，其中所述上段装有的是一种加氢催化剂，其下段装有的是一种活性比前述催化剂低的加氢催化剂。

10、按照权利要求1的方法，其中所述回收顶部馏出物丙烯的步骤(g)包括步骤：

i、将所述塔顶馏出物引入至第二反应蒸馏塔的进料区，该塔在所述进料区之上有富集段，在该进料区之下有汽提段，其中所述汽提段装有加氢催化剂；

ii、将氢气引入至所述第二反应蒸馏塔中于所述加氢催化剂以下；

iii、蒸馏所述丙烯塔顶馏出物，加氢所述的C₃、C₄及C₅。

11、按照权利要求1的方法，其中所述回收塔顶馏出物丙烯的步骤(g)包括步骤：

i、将所述塔顶馏出物引入至第二反应蒸馏塔的进料区，该塔在其进料区之上有富集段和之下有汽提段，其中该汽提段装有加氢催化剂；

ii、将氢气引入至所述第二反应蒸馏塔中于所述加氢催化剂之下；

iii、将所述C₃ ⁺物流引入至一系列的反应蒸馏塔内，该塔包括至少一段内装加氢催化剂的反应蒸馏富集段和至少一段内装加氢催化剂的反应蒸馏汽提段；

iv、将氢气引入至所述反应蒸馏富集段及汽提段中；

v、在所述反应蒸馏富集段中的一段，将所述C₃的炔烃及二烯烃至少进行加氢成为丙烯，而不使丙烯加氢；

vi、在所述反应蒸馏段中的一段，将所述C₄及C₅的炔烃、二烯烃及烯烃进行加氢，使之至少部分成为饱和化合物；

vii、从所述C₄及C₅的组分中蒸馏所述丙烯作为产物，和

viii、在所述反应蒸馏汽提段中的一段，将该C₆ ⁺的不饱和化合物进行加氢。

12、一种处理裂化气进料物流的工艺，该裂化气进料物流含有包括丙烯、炔烃及二烯烃的C₃不饱和组分、包括炔烃、二烯烃及烯烃的C₄和C₅不饱和组分，通过采用在第一催化蒸馏单元的第一催化蒸馏床中选择性加氢C₃的炔烃及二烯烃，从而生产附加的丙烯，蒸馏所述丙烯及所述附加丙烯塔顶馏出物，并产生一种含所述C₄和C₅的不饱和组分的物流，在第二催化蒸馏单元第二催化蒸馏床中非选择性地加氢至少一种所述C₄不饱和组分和C₅的不饱和组分的方法，使所述C₃的炔烃及二烯烃加氢，使至少一种所述C₄不饱和化合物和C₅不饱和化合物加氢，而不致使丙烯受到加氢。

13、按照权利要求12的工艺，其中第一催化蒸馏床是在第一催化蒸馏单元的富集段中和所述第二催化蒸馏床是在第二催化蒸馏单元的富集段中。

14、按照权利要求12的工艺，其中所述第一催化蒸馏床是在第一催化蒸馏单元的富集段中，所述第二催化蒸馏床是在第二催化蒸馏单元的汽提段中。

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