CN102040445A - 一种丙烷或富含丙烷低碳烃的脱氢制丙烯工艺装置及方法 - Google Patents

Abstract

本发明为一种丙烷或富含丙烷低碳烃的脱氢制丙烯工艺装置和方法，包括反应再生部分和产品分馏部分。反应再生系统采用流化床反应再生技术，分为并列式和同轴式两种布置方案，并列式反应再生系统的提升管为内提升管或外提升管；同轴式反应再生系统的提升管为外提升管。原料与反应产物换热后进入提升管反应器，在反应温度500℃～750℃、压力0.1MPa～0.4Mpa，并与铬、稀土氧化物、碱金属氧化物和γ-Al₂O₃载体构成的微球催化剂和剂油比5～60条件下，优选的是在温度550℃～670℃、压力0.1MPa～0.15MPa，剂油比6～14条件下进行脱氢转化反应。反应产物在与原料换热并再冷加后进入油气分离器进行气、液、水三相分离，分离出的气体进入气压机压缩后送吸收稳定部分.液体用泵送至吸收塔。自稳定塔顶回流罐来的液化气由丙烯塔进料泵送至丙烯丙烷分离塔，塔顶分离出精丙烯作为产品出装置，副产氢气分离后也出装置，塔底产品返回反应再生部分回炼。

Description

一种丙烷或富含丙烷低碳烃的脱氢制丙烯工艺装置及方法

技术领域

本发明涉及一种低碳烷烃的脱氢工艺，更具体地涉及一种丙烷或富含丙烷低碳烃的脱氢制丙烯工艺装置和方法。

背景技术

丙烯是重要的有机化工原料，除了用于制造聚丙烯外，还大量地作为生产丙烯腈、丁醇、辛醇、环氧丙烷、异丙苯及壬基酚等产品的主要原料，另外丙烯的齐聚物是提高汽油辛烷值的主要成份。与其它化学品不一样丙烯一般以联产或副产得到，目前全球大约有70％丙烯来自蒸气裂解制乙烯的联产，28％来自炼油厂主要是催化裂化装置的副产。但蒸汽裂解法要受到丙烷/乙烯联产比例的限制，催化裂化法又会受到轻质烃进一步制取高辛烷值汽油的制约。随着化学工业和塑料制品业的进一步发展，低碳烯烃的需求量也迅猛增长，以丙烯作为有机化工原料的需求量增长速率已经超过乙烯。据美国化学品市场公司(CMAI)最新调查报告指出，全球丙烯供应将由2003年的5670力吨/年增加到2010年的8030万吨/年，需求量的年均增长率为5％，其中亚洲市场尤其中国市场的丙烯需求增长最为迅速，现有传统的石脑油裂解和催化裂化丙烯生产工艺和装置已不能满足石化工业对丙烯的需求，而且由于石脑油的价格越来越高，人们开始寻求更为廉价的、高附加值的替代原料并急需开发新型的增产丙烯的生产工艺装置和方法。

自1990年以来，丙烷脱氢技术已成为第三位的丙烯来源，1998年丙烷脱氢技术生产的丙烯约占世界丙烯总产量的2％。随着国际原油价格的不断上涨，丙烷脱氢制丙烯技术近年来越来越受到重视。

我国是丙烷资源比较丰富的国家，如大庆、塔里木等油田气中含丙烷约6％，凝析油中含丙烷3～6％，液化石油气中含丙烷约60％，在天然气湿气中含丙烷约15％。随着我国西部大开发的进行，大量的油气资源被探明或开发，如何充分利用存在于天然气、油田伴生气以及炼厂气中的大量C₃～C₄烷烃组分仍是国际，尤其是国内目前所面临的紧迫问题。目前丙烷的利用主要是用作燃料烧掉，附加值不高。应该将其中的丙烷直接催化脱氢转化成丙烯，既可缓解丙烯来源不足的问题，又可以同时获得高价值的氢气，对合理利用液化石油气(LPG)具有重要意义。因此，需要开发适合工业应用的丙烷脱氢制丙烯工艺装置及方法。

与蒸汽裂解技术和催化裂化包括催化裂解工艺副产丙烯技术相比，丙烷催化脱氢制丙烯工艺的丙烯收率高，脱氢所得氢气也是高附加值产品。烃类蒸气裂解的丙烯收率最多只有33％、而丙烷脱氢制丙烯的丙烯总收率可达74～86％，原料便宜且设备投资比烃类蒸气裂解设备低1/3。现有技术中公开的丙烷催化脱氢制丙烯的方法很多，如CN100460371C公开了一种氢等离子体条件下丙烷脱氢制备丙烯的装置，由于其需要在等离子的条件下，目前还只能停留在实验室试验状态，难以进行工业规模的实施。USP4418237、USP4435607、USP4788371、USP4886928、CN1179930C等公开了一种通过反应过程中除去氢的烃类原料的脱氢方法。CN1268589C则公开了一种改进的固定床低碳烃脱氢方法，通过循环部分产物气体进入反应区提高了转化率并改善了催化剂寿命。丙烷脱氢制丙烯的催化剂体系主要有氧化脱氢类型催化剂、铬系催化剂以及铂系催化剂等。已有的关于催化剂方面改进的低碳烷烃脱氢技术很多，如6B2177317A所公开的采用浸渍法制备的Cr/Al催化剂，CN101384525、CN101460433所公开的通过改进的贵金属催化剂固定床烃的多相催化部分脱氢方法，而CN1220659C所公开的脱氢方法中对催化剂的酸性进行了调整并燃烧掉所生成的氢从而改善了脱氢反应的时空产率，但烧掉

贵的氢会影响经济性。

由USP2419997公布了一种典型的固定床丙烷脱氢方法HOUDRY CATOFIN方法，采用固定床反应器的丙烷脱氢工艺，其中反应段中一般采用多个反应器并联操作，一部分反应器生产，同时一部分反应器再生，催化剂的再生周期一般为几个小时。丙烷脱氢反应是分子增加的吸热反应，因此高温和低压有利于反应的进行。CN101252989A在此基础上进行了改进，在催化剂床层中添加30～50％的惰性物如α-氧化铝球用于蓄热从而提高了床层的转化效率。CN1037765C则公开了通过在不锈钢反应器上形成锡化物保护层改进工艺装置和方法，可以提高反应转化温度，从而提高了转化效率。

美国气体化学品公司开发的Catofin工艺是一种已经工业化了的成套丙烷脱氢工艺及工艺装置，Graig R G，Delaney TJ，DuffaloJ M.Catalytic Dehydrogenation Performance of Catofin Process Petrocheical Review.Houston.Dewitt.1990、EP192059、GB2162082，其采用Cr₂O₃/Al₂O₃催化剂绝热固定床反应器，脱氢催化剂为活性铝小球浸有18～20wt％的铬，在微负压49Kpa，新鲜丙烷与循环丙烷经混合后预热至550～750℃(优选的620～670℃)温度下操作，反应器温度和压力都会影响到丙烯的收率，绝对丙烷单程转化率为55～60mol％，丙烯浓度为52％左右。此工艺几个反应器并联，包括一个反应、反应器切换、催化剂再生周期，反应器中的催化剂用蒸汽再生，催化剂上的结炭发生燃烧时，所释放的能量可作为脱氧反应所吸收的热量，可循环进行形成连续的生产过程。整个工艺丙烯收率为S3％。

美国菲利浦石油公司开发的菲利浦STAR工艺也是一种工业化的固定床间歇再生工艺及工艺装置，Dunn RO，et al.The Phillips Steam Active Re2forming(STAR)Process C₃、C₁ and C5 Paraffin for the Dehydrogenation.Petrochemical Review.Houston Dewitt，1992、USP4167532、USP4902849、USP4926005，USP4996387、USP5389342，石脑油(≤C₅)脱氢工艺采用等温操作，含蒸汽的原料预热后进入一组多相固定床反应器，每个反应器有许多根催化剂填充管。反应器操作是循环的，如每个反应器可切换后去进行催化剂再生，保持脱氢过程连续进行。蒸汽主要用于稀释，保持反应器内总压力不变，降低烃和氢的分压，可使反应平衡趋向于增加C₅的转化率。反应器在线生产7小时后即切换，失活催化剂经燃烧再生1小时后可完全活化。据报道催化剂总寿命1到2年。该工艺丙烯对丙烷收率为80％。副反应产生的CO₂必须在分离时从反应物中除去。

德国林德公司的POH固定床间歇再生反应工艺及工艺装置也是采用固定床管式反应器，Peter Elsle.Ullman’s Encyclopedia of Industrial Chemistry.Vol A22Barbara Elvers HansJugen 2，1993.211～222，其技术关键是反应温度低、反应器是非等温绝热式，在接近等温反应的条件下进行操作，以减少丙烷的热裂解与结炭。以氧化铬为催化剂具有9小时的较长循环周期，与其他工艺的区别是原料丙烷不需要氢气或蒸汽稀释。因此具有91％的较高选择性，产品经分离后可以得到聚合级丙烯。该工艺避免了Catofin工艺负压操作和Oleflex工艺用H₂稀释等问题，成本低、污染少、动力消耗低和投资较少使其与同类工艺相比具有较强竞争能力，正在进行工业化设计。

目前，采用固定床反应器的丙烷脱氢工艺存在的突出问题是催化剂堆比大，床层可供反应物或产物通过的空间小且阻力大，反应压降较大，反应空速较低，传质传热慢容易造成催化剂床层温度分布不均匀和产物进一步发生副反应，使反应选择性变差，且随着反应的进行，由于催化剂机械强度改变使催化剂床层结构发生变化，影响反应的正常进行。

美国UOP公司开发的Oleflex上艺采用移动床连续再生式反应工艺装置，是由Pacol工艺发展而来，Pujado，P.R，Vora，B.V.Hydrocarbon Process，1990，69(3)：65、USP3584060、USP3878131、USP4438238、USP4595673、USP4716143、USP4786265、USP4827072，1990年实现工业化生产。Oleflex与Catofin这两种丙烷脱氢制丙烯工艺大体相同，所不同的只是脱氢和催化剂再生部分，Oleflex工艺使用Pt/Al₂O₃催化剂移动床反应器，是一个绝热连续工艺，反应所需热量由反应各步间的温差再经加热后提供。该工艺在微正压下进行操作，以钯为催化剂，对丙烯的选择性为89～91％。脱氢催化剂经再生可循环使用，即失活催化剂在再生器中分离、燃烧，除去催化剂表面的结炭，再生的催化剂送回脱氢反应器。将所得丙烯经过连续脱乙烷塔、脱丙烷塔，可获得聚合级丙烯。Oleflex工艺的优点是操作连续、负荷均匀、时空得率不变，反应器截面上的催化活性不变，催化剂再生在等温下进行。该工艺丙烯收率为86.4％，氢气收率为3.5％。

目前世界上在运转中的10套丙烷脱氢工艺装置中有8套工艺装置采用UOP公司的Oleflex技术，2套工艺装置采用ABB Lummus公司的Catofin技术。

在此基础上CN101072740A、CN101087740A、CN101115697A和CN101137605A公开了针对C₃烃冷凝时损耗较大的缺点，提出了进行降低C₃烃损耗的理论上的推导改进方案，但尚难以形成工艺装置和工艺方法。

CN1082018公开了一种可用于流化床反应器的贵金属催化剂对C₂～C₅轻链烷烃脱氢催化剂的制造技术，但其并不涉及丙烷脱氢工艺装置和方法。采用流化床工艺解决了固定床反应器中存在的传质和传热问题，但使用提升管循环流化床工艺则可以解决催化剂的连续再生问题。目前已有技术中尚不涉及这方面的内容，有关采用铬、稀土氧化物、碱金属氧化物/γ-Al₂O₃微球催化剂的提升管循环流化床工艺装置及方法尚没有报道。

发明内容

本发明提供一种石油化工行业丙烷或富含丙烷低碳烃脱氢制丙烯工艺装置及成套技术方法，生产高附加值产品精丙烯和氢气。工艺装置及方法特征为反应再生系统采用流化床反应再生技术，原料与反应产物换热后进入反应器进行脱氢催化转化反应。反应产物经与原料换热后再冷却并进入油气分离器进行气、液、水三相分离。分离出的气体进入气压机压缩后送吸收稳定部分，液体用泵送至吸收塔。自稳定塔顶回流罐来的液化气由丙烯塔进料泵送丙烯丙烷分离塔，塔顶分出精丙烯作为产品出装置，副产氢气分离后也出装置，塔底产品返回反应再生部分回炼。

由上所述的流化床反应再生系统特征为节置方案分为并列式和同轴式两种，并列式反应再生系统分为高低并列式和同高并列式，其提升管为内提升管或外提升管；同轴式反应再生系统的提升管为外提升管。

由上所述的丙烷或富含丙烷低碳烃脱氢制丙烯的工艺方法，其特征为原料在反应温度500℃～750℃、压力0.1MPa～0.4Mpa，优选的是温度550℃～670℃、压力0.1MPa～0.15Mpa，与铬、稀土氧化物、碱金属氧化物和γ-Al₂O₃载体构成的微球催化剂在剂油比5～60的条件下，优选的是在剂油比6～14的条件下，进行脱氢转化反应，单程转化率在10～90％，优选的是30～50％。

本发明采用的铬、稀土氧化物、碱金属氧化物和γ-Al₂O₃载体构成的微球催化剂已在申请号为200910169995.3的中国专利中详细描述和公开。

由上所述的丙烷或富含丙烷低碳烃脱氢制丙烯工艺方法，其特为原料丙烷或富含丙烷的低碳烃，包括丙烷、油田气、凝析油、液化石油气、炼厂气和天然气湿气，优选的是丙烷和液化石油气。

由上所述的丙烷或富含丙烷低碳烃脱氢制丙烯工艺装置的再生器，其特征为维持两器热平衡的补燃介质包括干气、液化气、轻柴油和燃料油。

由上所述的丙烷或富含丙烷低碳烃脱氢制丙烯工艺装置，其特征为反应产物与原料的换热器特征为采用多台串联、并联，或多壳程设计方式。

由上所述的丙烷或富含丙烷低碳烃脱氢制丙烯工艺装置的吸收稳定流程，其特征为包括吸收塔、解吸塔、稳定塔、丙烯精馏塔，其中吸收塔设置1～3个中段回流进行冷却。

由上所述的吸收稳定流程的特征为吸收剂包括直馏石脑油、焦化石脑油、焦化汽油和催化汽油。

由上所述的吸收稳定流程的特征为稳定塔、解吸塔重沸器的热源采用导热油炉提供。

由上所述的丙烷或富含丙烷低碳烃脱氢制丙烯工艺装置，其特为可设置原料加热炉和三级旋风分离器，也可根据装置规模不设置原料加热炉和三级旋风分离器。

本发明所提供的丙烷或富含丙烷低碳烃脱氢制丙烯工艺装置主要包括反应再生系统和产品分立两个部分。反应再生系统分为同轴式和并列式两种布置方案。同轴式反应再生系统即反应沉降器置于再生器之上，提升管反应器采用外折叠式。同轴式布置具有操作简单、抗事故能力强、占地面积小等优点。并列式反应再生系统即反应沉降器和再生器采取并列式布置，分为高低并列式和同高并列式，反应器布置方式有内提升管和外提升管两种形式。再生器采用烧焦罐型式，直径小，投资低。对于催化裂化而言，高低并列式装置适合于蜡油原料或掺炼部分重油的进料。

原料丙烷或富含丙烷的低碳烃自装置外进入原料罐，先经减压阀卸压，再经原料气一冷媒水换热器、原料气-反应产物换热器换热后进入提升管反应器，与高温再生催化剂接触进行丙烷脱氢反应。反应油气与待生催化剂在提升管出口处经粗旋迅速分离，然后由旋风分离器进一步除去携带的催化剂细粉后离开沉降器。反应产物依次与原料气换热、循环水冷却后进入富气压缩机。

待生催化剂经粗旋及沉降器旋风分离器料腿进入位于沉降器下部的汽提段，在此与蒸汽逆流接触以置换催化剂所携带的油气。汽提后的催化剂沿待生斜管下流进入烧焦罐，在高温、快速、富氧、低藏量条件下烧掉待生催化剂上的大部分积碳后，沿稀相管进入第二密相床。二密、烧焦罐间设有外循环管，可实现CO的完全燃烧。再生后的催化剂通过再生斜管自二密进入提升管反应器循环使用。

为提高再生温度及维持反应再生系统的热量平衡，再生器须连续喷入燃烧油，也可以使用干气、液化气、轻柴油；再生器烧焦所需的空气由主风机和增压机提供。

本发明所提供的工艺装置的产品分离部分包含了吸收稳定和气体分馏两段流程，吸收稳定部分是由来自反应部分的富气进入气压机一段进行压缩，然后由气压机中间冷却器冷至40℃，进入气压机中间分离器进行气、液分离。分离出的富气再进入气压机二段。气压机二段出口富气与解吸塔顶气汇合后，先经压缩富气干式空冷器冷凝冷却，再与吸收塔底油混合进入压缩富气冷却器冷却后进入气压机出口油气分离器进行气、液、水三相分离。

经分离后的气体进入吸收塔进行吸收，作为吸收介质的补充吸收油，如化工轻油分别自塔顶进入吸收塔，吸收过程放出的热量由两个中段回流取走。其中一中回流流入吸收塔一中回流泵，由泵升压后经吸收塔一中回流油冷却器返回吸收塔；二中回流由吸收塔二中回流泵打至吸收塔二中段回流油冷却器返回吸收塔。

凝缩油由解吸塔进料泵从气压机出口油气分离器抽出分为两路，一路直接自顶部进解吸塔，另一路经解吸塔进料换热器加热后进入解吸塔，解吸塔重沸器由1.0MPa蒸汽供热。脱乙烷油由解吸塔底抽出，经稳定塔进料泵升压后再经稳定塔进料换热器与循环吸收剂换热，送至稳定塔进行多组分分馏。稳定塔底重沸器由导热油提供热量。液化石油气从稳定塔顶馏出，经稳定塔顶冷凝器冷却至40℃后进入稳定塔顶回流罐，再经稳定塔顶回流油泵抽出，一路作为稳定塔顶回流返塔，另一路进气体分馏。循环吸收剂自稳定塔底先经稳定塔进料换热器、解吸塔进料换热器分别与脱乙烷油、凝缩油换热，再经循环吸收剂空冷器、后冷器后进循环吸收剂泵，加压后进入吸收塔塔顶第1层循环使用。气压机出口油气分离器切水自压送至装置外。

吸收剂包括直馏石脑油、焦化石脑油、焦化汽油和催化汽油。

本发明所提供的工艺装置产品分离部分的气体分馏流程是由自稳定塔顶回流罐来的液化气由丙烯塔进料泵送丙烯塔，塔顶分出精丙烯作为目的产品出装置，副产氢气分离后也出装置，塔底产品返回反应再生部分回炼。

丙烯塔由上下两塔组成，并配塔顶冷凝器、回流罐、回流泵、接力泵、塔底重沸器。丙烯塔底重沸器由导热油炉供热。

本发明提供的脱氢工艺装置和方法，适合加工量在1万吨/年～400万吨/年的工艺装置，并特别适合用于丙烷或富含丙烷的低碳烃脱氢生产丙烯，所述丙烷或富含丙烷的低碳烃，包括丙烷、油田气、凝析油、液化石油气、炼厂气和天然气湿气，优选的是丙烷和液化石油气。

本发明的积极效果：

由于丙烷催化脱氢制丙烯工艺是一个强吸热反应过程，利用固定床反应器提供热量较为困难，工艺反应再生周期短、切换频繁、反应、再生间断切换，安全性差，热利用率低。而已有技术中的移动床反应系统，需反应预热炉，预热利用率低、能耗高，操作费用和劳动强度高。虽然也是连续反应和再生，但投资和占地较大。催化剂单价较高且随着催化剂活性的降低，需不断改变操作条件以维持要求的转化率，产品分布不稳。烧焦产生的高温位热能利用率低，温度不断下降，影响了转化率。与之配套的高成本的贵金属催化剂也会影响工艺装置的经济性。

与已有技术相比本发明所提供的丙烷或富含丙烷低碳烃脱氢制丙烯工艺装置及方法的优点体现在，由于采用流化床提升管反应再生技术、吸收稳定、气体分馏和氢提浓产品分离工艺，催化剂在循环流化床提升管反应器中进行脱氢反应，有利于传质和传热的进行，使反应能连续进行，反应的转化率和选择性均较高。催化剂再生可连续为脱氢反应提供热量，能耗低。催化剂单价低且单耗也低，操作费用和劳动强度较低。操作平稳产品质量稳定，可以使本发明工艺装置进行连续稳定长周期满负荷的安全生产，并且投资和占地均较小。

附图说明

图1是实施例1按照本发明内提升管高低并列式布置方案的反应再生系统图

图2是实施例2按照本发明外提升管高低并列式布置方案的反应再生系统图

图3是实施例3按照本发明内提升管同高并列式布置方案的反应再生系统图

图4是实施例4按照本发明外提升管同高并列式布置方案的反应再生系统图

图5是实施例5按照本发明同轴式布置方案的反应再生系统图

图6是实施例6按照本发明吸收稳定部分的流程图

图7是实施例6按照本发明气体分馏部分的流程图

1、提升管反应器2、再生器3、烧焦罐4、沉降器5、沉降器气提段6、外循环管7、待生斜管8、再生斜管9、再生立管10、内溢流管11、稀相提升管12、密相提升管13、主风口14、分配器15、待生立管16、泵17、气压机18、吸收塔19、解析塔20、稳定塔21、精馏塔22、重沸器23、换热器24、冷却器25、空冷器26、冷凝器27、油水分离器28、凝结水罐29、回流罐30、丙烷31、精丙烯32、燃料气总管33、酸性水34、除盐水35、粗汽油36、稳定汽油37、干气

转化率和选择性以下列公式进行计算：

(Mi：某产物的摩尔数；ni：某产物分子中所含碳原子数)

下面通过实施例并参考附图进一步说明本发明，但并不因此而限制本发明。

具体实施方式

实施例1

实施例1是按照本发明工艺装置的内提升管高低并列式布置方案的反应再生系统图，见图1，即反应沉降器和再生器采取高低并列式布置，再生器采用烧焦罐型式。原料丙烷或富含丙烷的低碳烃自装置外进入原料罐，先经减压阀卸压，再经原料气-冷媒水换热器、原料气-反应产物换热器23换热后进入提升管反应器1，与高温再生催化剂接触进行丙烷脱氢反应。反应油气与待生催化剂在提升管出口处经粗旋迅速分离，然后由旋风分离器进一步除去携带的催化剂细粉后离开沉降器4。反应产物依次与原料气换热23、循环水冷却24后进入富气压缩机17。

待生催化剂经粗旋及沉降器4旋风分离器料腿进入位于沉降器下部的汽提段5，在此与蒸汽逆流接触以置换催化剂所携带的油气。汽提后的催化剂沿待生斜管7下流进入烧焦罐3，在高温和富氧条件下烧掉待生催化剂上的大部分积碳后，沿稀相管11进入第二密相床。二密、烧焦罐间设有外循环管6，实现CO的完全燃烧。再生后的催化剂通过再生斜管8自二密进入提升管反应器1循环使用。再生器须连续喷入燃烧油来提高再生温度及维持反应-再生系统的热量平衡，再生器烧焦所需的空气由主风机和增压机提供。

实施例2

实施例2是按照本发明工艺装置的外提升管高低并列式布置方案的反应再生系统图，见图2，除其提升管反应器布置为外置式外，其他以及工艺流程同实施例1。

实施例3

实施例3是按照本发明工艺装置的内提升管同高并列式布置方案的反应再生系统图，见图3，除其反应沉降器和再生器采取同高并列式布置和提升管反应器布置为内置式外，其他以及工艺流程同实施例1。

实施例4

实施例4是按照本发明工艺装置的外提升管同高并列式布置方案的反应再生系统图，见图4，除其反应沉降器和再生器采取同高并列式布置和提升管反应器布置为外置式外，其他以及工艺流程同实施例1。

实施例5

实施例5是按照本发明工艺装置的同轴式布置方案的反应再生系统图，见图5，其反应再生系统为同轴式布置方案，即反应沉降器置于再生器之上，提升管反应器采用外折叠式布置。其他以及工艺流程同实施例1。

实施例6

实施例6是按照本发明工艺装置和方法的产品分离工艺流程部分，见图6和图7，吸收稳定来自反应部分1的富气进入气压机17一段进行压缩，然后由气压机中间冷却器24冷至40℃，进入气压机中间分离器进行气、液分离。分离出的富气再进入气压机二段。气压机二段出口富气与解吸塔顶气汇合后，先经压缩富气干式空冷器25冷凝冷却，再与吸收塔底油混合进入压缩富气冷却器24，冷至40℃后进入气压机出口油气分离器27进行气、液、水三相分离。

经分离后的气体进入吸收塔18进行吸收，作为吸收介质的补充吸收油，如化工轻油，分别自塔顶进入吸收塔，吸收过程放出的热量由两个中段回流取走。其中一中回流流入吸收塔一中回流泵16，由泵升压后经吸收塔一中回流油冷却器24返回吸收塔18；二中回流由吸收塔二中回流泵16打至吸收塔二中段回流油冷却器24返回吸收塔18。

凝缩油由解吸塔进料泵16从气压机出口油气分离器27抽出分为两路：一路直接自顶部进解吸塔19，另一路经解吸塔进料换热器23加热后进入解吸塔19，解吸塔重沸器22由1.0MPa蒸汽供热。脱乙烷油由解吸塔底19抽出，经稳定塔进料泵16升压后再经稳定塔进料换热器23与循环吸收剂35换热，送至稳定塔20进行多组分分馏。稳定塔底重沸器22由导热油提供热量。液化石油气从稳定塔顶20馏出，经稳定塔顶冷凝器26冷却至40℃后进入稳定塔顶回流罐29，再径稳定塔顶回流油泵16抽出，一路作为稳定塔顶回流返塔20，另一路进气体分馏21。循环吸收剂35自稳定塔底先经稳定塔进料换热器23、解吸塔进料换热器23分别与脱乙烷油、凝缩油换热，再经循环吸收剂空冷器25后冷却后进循环吸收剂泵16，加压后进入吸收塔18塔顶第1层循环使用。

气压机17出口油气分离器27切水自压送至装置外33。吸收剂35包括直馏石脑油、焦化石脑油、焦化汽油和催化汽油。气体分馏自稳定塔顶回流罐29来的液化气由丙烯塔进料泵16送丙烯塔21，塔顶分出精丙烯作为目的产品出装置31，塔底产品返回反应再生系统的反应

部分1回炼。副产

气由37经分离提纯后出装置。

实施例7

实施例7是按照本发明所提供的工艺方法所进行的丙烷脱氢反应，在由实施例1至实施例6所组成的本发明工艺装置上进行，由铬、稀土氧化物、碱金属氧化物和γ-Al₂O₃载体构成的微球催化剂按照申请号为200910169995.3的中国专利中所详细描述的方法制备。

反应条件包括，由丙烷气(≮95.0wt％)进料，反应温度590℃，绝对压力0.105Mpa，剂油比为8(wt/wt)。丙烷以及产物的组成用气相色谱分析得到，单程转化率38％，丙烯(≮99.5mol％)收率85.7％，氢气(≮99.0mol％)收率2.8％。

实施例8

实施例8是按照本发明所提供的工艺方法由液化石油气(LPG丙烷＜60wt％)作为原料所进行的丙烷脱氢反应，在由实施例1至实施例6所组成的本发明工艺装置上进行，催化剂同实施例7。反应条件包括，反应温度650℃，绝对压力0.12Mpa，剂油比为12(wt/wt)。以进料中丙烷组分计算的单程转化率40％，相对进料计的丙烯绝对收率50％，相对进料计的氢气(≮99.0mol％)收率1.8％。

Claims (10)

1.一种丙烷或富含丙烷低碳烃的脱氢制丙烯工艺装置和方法，其特征为：反应再生系统采用流化床反应再生技术，原料与反应产物换热后进入反应器进行脱氢催化转化反应。反应产物经与原料换热后再冷却并进入油气分离器进行气、液、水三相分离。分离出的气体进入气压机压缩后送吸收稳定部分，液体用泵送至吸收塔。自稳定塔顶回流罐来的液化气由丙烯塔进料泵送丙烯丙烷分离塔，塔顶分出精丙烯作为产品出装置，副产氢气分离后也出装置，塔底产品返回反应再生部分回炼。

2.根据权利要求1所述的流化床反应再生系统，其特征为布置方案分为并列式和同轴式两种，并列式反应再生系统分为高低并列式和同高并列式，其提升管为内提升管或外提升管；同轴式反应再生系统的提升管为外提升管。

3.根据权利要求1所述的丙烷或富含丙烷低碳烃的脱氢制丙烯方法，其特征为原料在温度500℃～750℃、压力0.1MPa～0.4Mpa，与铬、稀土氧化物、碱金属氧化物和γ-Al2O3载体构成的微球催化剂在剂油比5～60条件下进行脱氢转化反应。优选的是在温度550℃～670℃、压力0.1MPa～0.15Mpa，剂油比6～14条件下反应。

4.根据权利要求1所述的原料丙烷或富含丙烷的低碳烃，包括丙烷、油田气、凝析油、液化石油气、炼厂气和天然气湿气，优选的是丙烷和液化石油气。

5.根据权利要求1所述的流化床反应再生系统的再生器，其特征为维持两器热平衡的补燃介质包括干气、液化气、轻柴油和燃料油。

6.根据权利要求1所述的反应产物与原料的换热器，其特征为采用多台串联、并联，或多壳程设计方式。

7.根据权利要求1所述的吸收稳定流程，其特征为包括吸收塔、解吸塔、稳定塔、丙烯精馏塔，其中吸收塔设置1～3个中段回流进行冷却。

8.根据权利要求7所述的吸收稳定流程，其特征为吸收剂包括直馏石脑油、焦化石脑油、焦化汽油和催化汽油。

9.根据权利要求7所述的吸收稳定流程，其特征为稳定塔、解吸塔重沸器的热源采用导热油炉提供。

10.根据权利要求1所述的工艺装置，其特为设置原料加热炉和三级旋风分离器，也可根据装置规模不设置原料加热炉和三级旋风分离器。

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