CN101993327B - 一种选择性加氢脱除mapd的反应-精馏耦合工艺 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种选择性加氢脱除MAPD精制丙烯的反应-精馏耦合工艺，碳三馏分直接进入或经过第一MAPD反应器预转化后进入丙烯精馏塔，利用精馏过程，MAPD被富集于丙烯精馏塔内的提馏段和塔釜；然后从丙烯精馏塔内MAPD浓度较高的位置采出液体并混合氢气后进入第二MAPD反应器后再返回到丙烯精馏塔。经本发明处理碳三馏分实现了丙烯和MAPD的有效分离，从而提高了MAPD转化为丙烯的选择性，实现增产丙烯的目的，另外本发明对MAPD转化过程中催化剂活性的要求也大大降低。

Description

一种选择性加氢脱除MAPD的反应-精馏耦合工艺

[技术领域]

本发明涉及一种选择性脱除丙烯中MAPD(Methylacetylene，丙炔，Propadiene丙二烯)的工艺，特别是一种选择性加氢脱除MAPD精制丙烯的反应-精馏耦合工艺，属于乙烯技术领域。

[背景技术]

丙烯是一种重要的化工原料，主要从炼厂催化裂化尾气和蒸汽裂解产品中分离而得，其中蒸气裂解过程产生的气体包含大量的C1～C10的烃类、氢气及少量的其它气体，要获得聚合级的丙烯，需要对裂解气提纯，主要是利用精馏将不同碳原子数的烃类分开，并且利用催化加氢脱除碳三馏分中的MAPD，再进一步分离丙烯和丙烷，即可得到聚合级的丙烯产品。

催化加氢脱除MAPD工艺有前加氢和后加氢工艺，后加氢过程所需氢气是根据炔烃含量定量供给，氢炔比容易控制，温度较稳定，不容易“飞温”，选择性也较稳定。采用后加氢方案时，根据顺序分离、前脱乙烷及前脱丙烷流程的不同，从脱丙烷塔塔顶或脱乙烷塔塔釜采出碳三馏分，再配入适量的氢气后进入固定床MAPD反应器内进行反应。反应后的物料进入丙烯精馏塔，从塔顶采出甲烷氢等轻组分，从侧线采出聚合级丙烯，从塔釜采出丙烷；也可以将反应后的物料先经过甲烷汽提塔脱除轻组分，再进入丙烯精馏塔精制以得到聚合级丙烯。

MAPD经加氢可以生成丙烯，这对增加丙烯产量很有益处，但同时丙烯也可以继续加氢生成丙烷。由于碳三馏分中含有接近80％～95％的丙烯，MAPD浓度仅约1％～10％，反应器出口需要将MAPD脱除到5～1000ppm，所以高选择性的催化剂和合适的工艺条件是维持MAPD高选择性转化以增产丙烯、降低损耗的关键。然而目前工业操作过程中MAPD转化为丙烯的选择性一般仅达到40％～60％，有40％～60％的MAPD或者相等量的丙烯转化为丙烷，降低了丙烯收率。

另外，在处理MAPD含量高于3.5％的物料时，固定床MAPD反应器内会有较大的热效应，常需要采用多段固定床反应器，段间设置换热单元或者将部分出口物料进行循环，流程及设备较复杂。由于催化剂容易失活，多采用备用反应器切换-再生的方式，但无疑增加了投资成本和流程复杂度。

专利WO 94/04477和CN 1274649C分别针对后加氢和前加氢流程，公开了在脱丙烷塔精馏段装填催化精馏构件，在将碳三馏分和碳四馏分分离的过程同时进行催化加氢的方法。与固定床催化加氢流程对比，前者反应热直接由物料蒸发潜热带走，反应温度容易控制，且节省了换热设备。然而该方法仅仅将碳三馏分和碳四馏分进行分离，消弱了碳四馏分对催化剂失活的影响，但碳三馏分中的丙烯和MAPD之间并没有得到有效分离，均富集在脱丙烷塔顶部，其中丙烯含量高达80％～95％，MAPD转化为丙烯的选择性没有得到较大的提高，没能充分利用催化精馏分离可以引起副反应的物料从而有效提高反应选择性的优点。另外，催化剂的失活常常限制了催化精馏技术的应用。

专利US 6414205B1公开了一种气相加氢并串联一个精馏塔反应器脱除MAPD的方法，脱丙烷塔塔顶气相先进入固定床加氢反应器进行预转化，然后再进入一个精馏塔反应器内继续加氢脱除MAPD，之后进入丙烯精馏塔，并从丙烯精馏塔内侧线采出部分液相返回到精馏塔反应器的上部，精馏塔反应器下部液相再回流到脱丙烷塔顶。同样的，在脱丙烷塔内碳三馏分中的丙烯和MAPD之间并没有得到有效分离，塔顶采出气相中丙烯含量高达80％～95％，在精馏塔反应器内丙烯浓度也没能有效降低，MAPD转化为丙烯的选择性同样没有得到较大的提高。

综上，目前的催化加氢脱除MAPD过程中MAPD转化为丙烯的选择性一般低于40％～60％，通过工艺改进，进一步提高MAPD转化为丙烯的选择性，进一步降低催化剂失活的影响程度，提高催化剂的再生周期，实现MAPD高选择性、长周期稳定、高效的转化，具有巨大的经济效益和现实意义。

[发明内容]

针对目前催化加氢脱除MAPD过程中MAPD转化为丙烯的选择性较低的不足，本发明提出一种提高MAPD转化为丙烯的选择性的加氢脱除碳三馏分中MAPD的丙烯精馏耦合工艺，包括以下步骤：

步骤1，富集MAPD：将含有MAPD的碳三馏分直接进入丙烯精馏塔或经过第一MAPD反应器进行预转化后进入丙烯精馏塔，利用精馏过程，将MAPD富集于丙烯精馏塔内的提馏段和塔釜；

其中含有MAPD的碳三馏分来自石油馏分蒸汽裂解、催化裂解或者丙烷催化脱氢后的产物；预转化即先反应消耗一部分，以降低后续装置的负荷；

步骤2，脱除部分或全部MAPD：从丙烯精馏塔的碳三馏分进料口以下采出部分或全部液体，并根据MAPD转化率的要求配入氢气后进入第二MAPD反应器，脱除部分或全部MAPD后再返回丙烯精馏塔内；

步骤3，获得符合聚合级要求的丙烯、不凝气及含有少量丙烯和MAPD的丙烷：(1)从接近丙烯精馏塔塔顶的侧线直接采出符合聚合级要求的丙烯；从丙烯精馏塔塔顶采出含有少量丙烯的氢气、甲烷不凝气；从丙烯精馏塔塔釜采出含有少量丙烯以及MAPD的丙烷；

或者(2)从丙烯精馏塔塔顶采出粗丙烯，再将粗丙烯进入甲烷汽提塔脱除轻组分后获得符合聚合级要求的丙烯；从甲烷汽提塔塔顶采出含有少量丙烯的氢气、甲烷不凝气；从丙烯精馏塔塔釜采出含有少量丙烯以及MAPD的丙烷。

在本发明的方法中，MAPD反应器可以是传统的气液固三相固定床反应器，也可以是滴流床，还可以是鼓泡床，甚至是悬浮床，气体、液体可以并流接触也可以逆流接触，优选为气体、液体由下往上并流通过的传统的气液固三相固定床反应器。

步骤1中，通过在工艺设计时调整丙烯精馏塔的塔板数及回流比，或者更换效率更高的塔板，可以控制塔釜中丙烯浓度低至10％以下，优选为5％以下，进一步优选为2％以下，可以降低丙烯转化为丙烷的副反应的几率，提高MAPD转化为丙烯的选择性，其选择性可以提高到60％～99％。如无特别说明，本文中的百分比浓度都是指质量百分比浓度。

步骤2中，所说的采出部分或全部液体是指采出的液体量占精馏塔内采出位置处液体体积通量的0.3％以上直至全部；优选范围是10％～100％；更优选范围是90％～99％。通过调整第二MAPD反应器的催化剂用量控制丙烯精馏塔塔釜中MAPD浓度在10％以下，优选为2％以下，再优选0.5％以下，更优选是0.1％以下。

当从两个以上位置采出部分或全部液体时，第二MAPD反应器的数量和采出位置的数量相同，每个位置采出的液体分别进入一个第二MAPD反应器；或第二MAPD反应器的数量为一个，从多个位置采出的液体全部混合在一起，然后进入同一个第二MAPD反应器；或第二MAPD反应器的数量为多个且少于采出位置的数量，从多个位置采出的液体先任意分成若干组互相混合在一起，然后分别进入一个第二MAPD反应器。

在上述技术方案的基础上，本发明另一个技术方案是：在步骤2中通过调整第二MAPD反应器的催化剂用量，控制丙烯精馏塔塔釜中MAPD浓度在1％～30％，优选为2％～20％，进一步优选为5％～15％，再将从丙烯精馏塔塔釜采出的含有少量丙烯、MAPD的丙烷配入适量氢气并经过第三MAPD反应器进一步转化脱除MAPD，使MAPD的浓度降低到2％以下，进一步优选为0.2％以下，反应产物再经汽液分离，汽相返回丙烯精馏塔，液相做为液化气或其它用途采出。

氢气进料可以先进入第三MAPD反应器，出口尾气再进入第二MAPD反应器；也可以氢气进料分别进入第二MAPD反应器和第三MAPD反应器，第三MAPD反应器出口尾气可以返回第二MAPD反应器或丙烯精馏塔内。该方法可以减少催化剂用量，同时降低丙烯转化为丙烷的副反应几率，提高MAPD转化为丙烯的选择性，其选择性可以提高到60％～99％；

本发明技术方案中，第一MAPD反应器、第二MAPD反应器和第三MAPD反应器所用催化剂的适宜反应温度为30～70℃，优选为40～50℃，反应压力为1.0～3.0MPa，优选为1.5～2.0MPa，达到与丙烯精馏塔的操作温度和压力一致的目的；第一MAPD反应器中MAPD转化率为1％～99％，优选为10％～90％，进一步优选为20％～60％；第二MAPD反应器和第三MAPD反应器中MAPD的转化率为0.3％～99.9％，优选为5％～90％，进一步优选为20％～50％。

本发明利用丙烯精馏塔将丙烯与MAPD、丙烷有效分离。在丙烯精馏塔内，丙烯相对于丙烷和MAPD的挥发度较高，富集于塔顶，可从塔顶或侧线采出，而MAPD及丙烷则富集于提馏段和塔釜，丙烯和丙烷、丙炔得到有效分离，塔釜的丙烯浓度一般低至10％以下。选择丙烯浓度较低而MAPD浓度较高的位置，通过将液体引出精馏塔外并经过第二MAPD反应器后再返回精馏塔内实现脱除MAPD的目的，可以大幅度降低丙烯转化成丙烷的副反应几率，从而提高MAPD转化为丙烯的选择性，实现增产丙烯的目的。

在本发明的方法中，通过将丙烯和MAPD的分离过程与催化加氢过程耦合，可降低对MAPD转化率的要求，催化剂失活的影响也大为降低。第二MAPD反应器转化率为50％时，即可以控制丙烯精馏塔塔釜中MAPD浓度降低到0.3％，当催化剂活性下降到50％时，塔釜MAPD浓度上升到0.7％，仅约增加了1倍。对于传统的固定床MAPD反应器，其出口MAPD浓度须降低到200ppm，丙烯精馏塔塔釜中MAPD浓度才能降低到0.36％，当催化剂活性下降到50％时，其出口MAPD浓度将超过2600ppm，丙烯精馏塔釜中MAPD的浓度将达到4.6％，约增加了12倍。采用本发明的反应-精馏耦合工艺，催化剂失活对工艺条件的影响将大大降低，间接的延长了催化剂的再生周期。

在本发明中，由于MAPD转化过程是在独立的反应器内进行，可以设置备用的MAPD反应器，便于催化剂失活时切换使用，其技术实现上与传统的固定床MAPD反应器比较接近，温度和压力可以独立控制，加氢过程可以在液相操作下进行，催化剂效率高、用量少。

[附图说明]

图1～4为本发明实施例1～4的流程示意图，图5为现有技术的流程示意图，作为对比例；

其中：1～200-塔板编号；201-碳三馏分进料；202-氢气进料；203-丙烯精馏塔顶回流；204-丙烯精馏塔顶气相采出；205-丙烯精馏塔顶液相采出；206-液化气采出；207-不凝气采出；208-丙烯采出；209-氢气进料补充；210-汽液分离器气相采出；C.W.-冷却水；Q.W.-急冷水；L.S.-低压蒸气；C3R-丙烯冷剂；T-101-丙烯精馏塔；T-102-甲烷汽提塔；R-100-第一MAPD反应器；R-101-第二MAPD反应器；R-102-第三MAPD反应器；D-101-丙烯精馏塔回流罐；D-102-甲烷汽提塔凝液罐；D-103-丙烯精馏塔釜分离罐；E-101-丙烯精馏塔冷凝器；E-102-丙烯精馏塔再沸器；E-103-甲烷汽提塔冷凝器；E-104-不凝气冷凝器；E-105-甲烷汽提塔再沸器。

[具体实施方式]

以下结合附图，对本发明进行进一步的说明。

实施例1

如图1所示，碳三馏分201流量为22t/h，MAPD含量为3.5％，丙烯含量为92.8％，从第100块塔板进入丙烯精馏塔T-101。塔内压力为1.6～1.8MPa，塔顶温度为3℃，回流比为13.8，塔釜温度为5℃。

丙烯精馏塔T-101共160块塔板，第160块塔板具有正常的气体通道，但降液管底部封口，形成一个集液槽，液体从集液槽用泵采出，配入68kg/h的氢气202(含5％甲烷)后进入固定床第二MAPD反应器R-101，内部装填BC-L-83催化剂2m³，反应后的物料再从第160块板以下进入T-101塔釜。第二MAPD反应器为绝热式反应器，采用一开一备，入口MAPD浓度为0.46％，丙烯浓度为11.7％，出口MAPD浓度为0.23％，丙烯浓度为11.9％。MAPD转化率接近50％，转化为丙烯的选择性为70％。

T-101塔釜采出量为1.15t/h，丙烯和MAPD的含量分别为10.9％和0.29％。

T-101塔顶气体流量为308t/h，氢气、甲烷、乙烷、丙烷、丙烯含量分别为0.02％、0.16％、0.05％、0.34％、99.42％，MAPD远小于1ppm，经过冷凝器E-101冷凝后，气相采出204为1.75t/h，其中氢气、甲烷、丙烯浓度分别为0.71％、1.30％、97.6％，液相采出205为19.12t/h，其中丙烯、氢气、甲烷浓度分别为99.4％、0.019％、0.15％。T-101塔顶液相采出205中仍含有较多的氢气，和气相采出204均从第一块塔板进入甲烷汽提塔T-102，则可以从T-102塔釜获得氢气含量在5ppm以下的纯度为99.6％的聚合级丙烯，产量为20.80t/h，塔顶经二级冷凝后温度降低到5℃，不凝气207排出量为80kg/h，其中丙烯摩尔浓度为47％，重量为60kg/h。

该工艺利用丙烯精馏塔有效分离丙烯和MAPD，提高了MAPD转化为丙烯的选择性以及丙烯产品的收率；由于将液体引出精馏塔外，在液相下进行加氢，技术实现上与传统的固定床MAPD反应器比较接近；由于将丙烯和MAPD的分离过程与催化加氢过程耦合，可降低对MAPD转化率的要求，催化剂失活的影响也大为降低，譬如当催化剂活性下降50％时，丙烯精馏塔釜中MAPD的浓度将达到0.7％，仍能满足塔釜产品中MAPD含量的要求，一定程度上延长了催化剂寿命和装置操作周期。

实施例2

如图2所示，操作条件同实施例1，但液体从T-101塔釜用泵采出，配入68kg/h的氢气202(含5％甲烷)后进入固定床第二MAPD反应器R-101，内部装填BC-L-83催化剂2m³，反应后的液体经强制循环式再沸器E-102后再返回塔釜内。第二MAPD反应器为绝热式反应器，采用一开一备，反应压力为2.0MPa，入口MAPD浓度为0.36％，丙烯浓度为10.90％，出口MAPD浓度为0.31％，丙烯浓度为10.94％。MAPD转化率接近13％，转化为丙烯的选择性为70％。

T-101塔釜采出量为1.15t/h，丙烯和MAPD的含量分别为10.9％和0.36％。

T-101塔顶气相采出204为1.83t/h，其中氢气、甲烷、丙烯浓度分别为0.72％、1.28％、97.6％，液相采出205为19.05t/h，其中丙烯、氢气、甲烷浓度分别为99.44％、0.019％、0.15％。液相采出205和气相采出204均从第一块塔板进入甲烷汽提塔T-102，则可以从T-102塔釜获得氢气含量在5ppm以下的纯度为99.6％的聚合级丙烯，产量为20.80t/h，塔顶经二级冷凝后温度降低到5℃，不凝气207排出量为80kg/h，其中丙烯摩尔浓度为47％，重量为60kg/h。

该工艺的特点是利用泵从塔釜采出液体，对精馏塔改动较小，适合于旧装置的改造，可以充分利用原来工艺中的固定床MAPD反应器及甲烷汽提塔，几乎不需要设备改造费用。

实施例3

如图3所示，碳三馏分201流量为22t/h，MAPD含量为3.5％，丙烯含量为92.8％，从第105块塔板进入丙烯精馏塔T-101。塔内压力为1.6～1.8MPa，塔顶温度为39.4℃，塔釜温度为5℃。

丙烯精馏塔T-101共170块塔板，第170块塔板具有正常的气体通道，但降液管底部封口，形成一个集液槽，液体从集液槽用泵采出，为357.7t/h，配入68kg/h的氢气202(含5％甲烷)后进入固定床第二MAPD反应器R-101，内部装填BC-L-83催化剂2m³，反应后的液体再从第170块板以下进入T-101塔釜。第二MAPD反应器为绝热式反应器，采用一开一备，入口MAPD和丙烯浓度分别为0.44％和10.14％，出口MAPD和丙烯浓度分别为0.22％和10.32％，MAPD转化率为50％，转化为丙烯的选择性为70％。

T-101塔釜采出量为1.12t/h，丙烯和MAPD的含量分别为9.2％和0.28％。

T-101塔顶气体温度为39.4℃，流量为314t/h，其中氢气、甲烷、乙烷、丙烷、丙烯含量分别为0.02％、1.2％、0.63％、0.23％、97.94％，经过丙烯精馏塔冷凝器E-101冷凝到35.2℃后采出气相为10.1t/h，其中氢气、甲烷、丙烯浓度分别为0.37％、7.7％、90.3％，再经不凝气冷凝器E-104冷凝到-1 5℃，不凝气207排出量为45kg/h，其中丙烯摩尔浓度为26％，重量为24kg/h。

从T-101侧线第3块板采出丙烯产品20.85t/h，其中氢气、甲烷、乙烷、丙烷、丙烯含量分别为1.5ppm、45ppm、0.05％、0.33％、99.6％，MAPD小于5ppm，直接符合聚合级丙烯的要求。

实施例4

如图4所示，碳三馏分201流量为22t/h，MAPD含量为3.5％，丙烯含量为92.8％，从第105块塔板进入丙烯精馏塔T-101。塔内压力为1.6～1.8MPa，塔顶温度为39.5℃，塔釜温度为5℃。

丙烯精馏塔T-101共170块塔板，第170块塔板具有正常的气体通道，但降液管底部封口，形成一个集液槽，液体从集液槽利用液位差自然流出，约350t/h，和从汽液分离罐D-103来的气相210混合，并配入43.5kg/h的新鲜氢气202(含5％甲烷)，再进入第二MAPD反应器R-101，内部装填BC-L-83催化剂，催化剂量降低到实施例1中的8％，反应后的液体再从第170块板以下进入T-101塔釜。R-101为绝热式反应器，入口MAPD和丙烯浓度分别为3.67％和11.28％，出口MAPD和丙烯浓度分别为3.50％和11.49％，MAPD转化率仅为5％，转化为丙烯的选择性可以提高到99％，并且设备尺寸大为降低，可以悬挂在精馏塔T-101上，缩短了管道长度和相应的阻力降，液体可以利用液位差稳定的流动。由于物料停留时间大大缩短，MAPD转化率较低，绿油等高聚物生成量低，催化剂几乎不失活，不需要备用反应器。

T-101塔釜液体采出为3.34t/h，其中MAPD和丙烯浓度分别为4.4％和10.1％，配入13.6kg/h的新鲜氢气209(含5％甲烷)，再进入第三MAPD反应器R-102进一步脱除MAPD。R-102为绝热式反应器，采用一开一备，反应压力为2.0MPa。反应完全后进入气液分离罐D-103，有2.40t/h的气相循环回第二MAPD反应器R-101入口，液相采出206为0.96t/h，丙烯和MAPD的含量分别为11.6％和0.26％。由于塔釜液体采出量仅约为塔内循环液体量的1％，催化剂量也大大降低，约为实施例1中催化剂用量的4％。

T-101塔顶气体温度为39.5℃，流量为313t/h，其中氢气、甲烷、乙烷、丙烷、丙烯含量分别为0.03％、0.98％、0.63％、0.24％、98.12％，经过丙烯精馏塔冷凝器E-101冷凝到35.7℃后采出气相为8.0t/h，其中氢气、甲烷、丙烯浓度分别为0.59％、6.66％、91.16％，再经不凝气冷凝器E-104冷凝到-1 5℃，不凝气207排出量为42kg/h，其中丙烯摩尔浓度为26％，重量为23kg/h。

从T-101侧线第3块板采出丙烯产品21.0t/h，其中氢气、甲烷、乙烷、丙烷、丙烯含量分别为2ppm、38ppm、0.05％、0.35％、99.6％，MAPD小于5ppm，直接符合聚合级丙烯的要求。

该工艺的特点是利用产品加氢有效地降低了全馏分加氢的负荷，两台MAPD反应器的总的催化剂用量仅为实施例1中的12％，大大降低了催化剂用量和设备尺寸，降低了生产成本，并且提高了MAPD转化为丙烯的选择性。

对比例1

如图5所示，碳三馏分流量为22t/h，MAPD含量为3.5％，丙烯含量为92.8％，和79kg/h氢气混合，先经过传统的固定床第一MAPD反应器R-100将MAPD浓度降低到200ppm，催化剂体积为2m³，MAPD转化为丙烯的选择性为50％，反应后的物料再从第100块塔板进入丙烯精馏塔，总塔板数为160块，回流比13.8。

塔釜采出1.34t/h，丙烯和MAPD浓度分别为10.8％和0.36％；塔顶丙烯、氢气、甲烷、乙烷、丙烷含量分别为99.24％、0.13％、0.3％、0.056％、0.28％，经甲烷汽提塔脱除轻组分后可获得符合聚合级要求的丙烯产品，产量为20.61t/h，比实施例1～4中丙烯产量降低0.2～0.4t/h，占总产量的1～2％。

当催化剂活性下降50％时，固定床第一MAPD反应器R-100出口MAPD浓度超过2600ppm，丙烯精馏塔釜中MAPD的浓度将达到4.6％，不再能满足塔釜产品中MAPD含量的要求，与实施例1相比，催化剂失活的影响较大，装置操作周期短。

Claims (13)

1.一种选择性加氢脱除MAPD的反应-精馏耦合工艺，其特征在于包括以下步骤：

步骤1，富集MAPD：将含有MAPD的碳三馏分直接进入丙烯精馏塔或经过第一MAPD反应器进行预转化后进入丙烯精馏塔，将MAPD富集于丙烯精馏塔内的提馏段和塔釜；

步骤2，脱除部分或全部MAPD：从丙烯精馏塔的碳三馏分进料口以下采出部分或全部液体，并根据MAPD转化率的要求配入氢气后进入第二MAPD反应器，脱除部分或全部MAPD后再返回丙烯精馏塔内；所说的采出部分或全部液体是指采出的液体量占精馏塔内采出位置处液体体积通量的0.3%以上直至全部；当从两个以上位置采出部分或全部液体时，第二MAPD反应器的数量和采出位置的数量相同，每个位置采出的液体分别进入一个第二MAPD反应器；或第二MAPD反应器的数量为一个，从多个位置采出的液体全部混合在一起，然后进入同一个第二MAPD反应器；或第二MAPD反应器的数量为多个且少于采出位置的数量，从多个位置采出的液体先任意分成若干组互相混合在一起，然后分别进入一个第二MAPD反应器；

步骤3，获得符合聚合级要求的丙烯、不凝气及含有少量丙烯的丙烷：(1)从接近丙烯精馏塔塔顶的侧线直接采出符合聚合级要求的丙烯；从丙烯精馏塔塔顶采出含有少量丙烯的氢气、甲烷不凝气；从丙烯精馏塔塔釜采出含有少量丙烯以及MAPD的丙烷；

或者(2)从丙烯精馏塔塔顶采出粗丙烯，再将粗丙烯进入甲烷汽提塔脱除轻组分后获得符合聚合级要求的丙烯；从甲烷汽提塔塔顶采出含有少量丙烯的氢气、甲烷不凝气；从丙烯精馏塔塔釜采出含有少量丙烯以及MAPD的丙烷。

2.如权利要求1所述的选择性加氢脱除MAPD的反应-精馏耦合工艺，通过调整丙烯精馏塔的塔板数及回流比或者更换塔板以控制塔釜中丙烯浓度低至10%以下。

3.如权利要求1所述的选择性加氢脱除MAPD的反应-精馏耦合工艺，通过调整第二MAPD反应器的催化剂用量控制丙烯精馏塔塔釜中MAPD浓度在0.5%以下。

4.如权利要求1所述的选择性加氢脱除MAPD的反应-精馏耦合工艺，在步骤3中将从丙烯精馏塔塔釜采出的含有少量丙烯、MAPD的丙烷配入适量氢气并经过第三MAPD反应器脱除MAPD，使MAPD的浓度降低到2%以下，反应产物经汽液分离，汽相返回丙烯精馏塔，液相做为液化气或其它用途采出。

5.如权利要求4所述的选择性加氢脱除MAPD的反应-精馏耦合工艺，其中经第三MAPD反应器转化后MAPD的浓度降低到0.2%以下。

6.如权利要求4所述的选择性加氢脱除MAPD的反应-精馏耦合工艺，其特征在于氢气全部进入第三MAPD反应器，从第三MAPD反应器出口的尾气再进入第二MAPD反应器。

7.如权利要求4所述的选择性加氢脱除MAPD的反应-精馏耦合工艺，其特征在于氢气进料分别进入第二MAPD反应器和第三MAPD反应器。

8.如权利要求4所述的选择性加氢脱除MAPD的反应-精馏耦合工艺，通过调整第二MAPD反应器的催化剂用量控制丙烯精馏塔塔釜中MAPD浓度在2%～20%。

9.如权利要求4所述的选择性加氢脱除MAPD的反应-精馏耦合工艺，其特征在于：第一MAPD反应器中MAPD转化率为1%～99%，第二MAPD反应器和第三MAPD反应器中MAPD的转化率为0.3%～99.9%。

10.如权利要求4所述的选择性加氢脱除MAPD的反应-精馏耦合工艺，其特征在于：第一MAPD反应器、第二MAPD反应器和第三MAPD反应器所用催化剂的适宜反应温度为30～70℃，反应压力为1.0～3.0MPa，接近于丙烯精馏塔的操作温度和压力；第一MAPD反应器中MAPD转化率为10%～90%；第二MAPD反应器和第三MAPD反应器中MAPD的转化率为5%～90%。

11.如权利要求10所述的选择性加氢脱除MAPD的反应-精馏耦合工艺，其特征在于：第一MAPD反应器、第二MAPD反应器和第三MAPD反应器所用催化剂的适宜反应温度为40～50℃，反应压力为1.5～2.0MPa；第一MAPD反应器中MAPD转化率为20%～60%；第二MAPD反应器和第三MAPD反应器中MAPD的转化率为20%～50%。

12.如权利要求1或4所述的选择性加氢脱除MAPD的反应-精馏耦合工艺，其特征在于步骤1中的含有MAPD的碳三馏分来自石油馏分蒸汽裂解、催化裂解或者丙烷催化脱氢后的产物。

13.如权利要求1或4所述的选择性加氢脱除MAPD的反应-精馏耦合工艺，其特征在于所述MAPD反应器是气液固三相固定床反应器、滴流床、鼓泡床或者悬浮床。

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