CN103449951A - 一种丁烷脱氢的工艺技术 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种丁烷脱氢的工艺技术，其技术方案是：丁烷脱氢工艺技术由反应再生系统及分馏系统组成，新鲜丁烷原料与自分馏系统来的循环丁烷经混合后依次进入干燥器、蒸发器、加热器、反应器急冷盘管后，丁烷物料分成两部分，一部分作为输送气体由反应器下部进入反应器，另一部分去过热炉过热后，由反应器下部的分配器进入反应器，反应器5顶部的反应油气经废热锅炉换热后，进入旋风分离器回收催化剂粉尘土经冷却、沉降、水洗后送至分馏系统；分馏系统分馏后即为产品丁烷-丁烯组分；有益效果：通过工艺流程优化，达到充分利用高位热能的目的，增设PSA充分回收有用资源，解吸气回用提高能源综合利用率。

Description

一种丁烷脱氢的工艺技术

技术领域

本发明涉及一种化工工艺，特别涉及一种丁烷脱氢的工艺技术。

背景技术

    随着石油化工技术的发展，尤其近几年是我国烯烃资源的巨大需求，丁烯（包括1-丁烯、2-丁烯及异丁烯）的需求呈现逐年递增的趋势。丁烯是仅次于乙烯、丙烯的重要石油化工资源，主要来源于碳四馏分分离及化学合成等。

碳四馏分来源于天然气、石油炼制过程生成的炼厂气和石油化工生产中烃类裂解的裂解气，来源不同，组成各异。由天然气回收的C4馏分主要含C4烷烃，而后两个过程则提供了几乎全部的C4烯烃。如炼厂的催化裂化、烃类裂解生产乙烯、丙烯等装置的碳四馏分可通过抽提或精馏等技术分离出丁烯组分。这种方法是目前我国丁烯的最主要来源，其分离出的丁烯成本低，但受加工规模限制产量无法完全满足当前丁烯的市场需求。

化学合成法制丁烯的方法很多，例如丁醇脱水、丁烷脱氢、乙烯的热二聚或催化二聚等，这些方法中有的（如丁醇脱水、乙烯二聚）因原料成本、生产规模较小等原因，发展缓慢，而丁烷脱氢由于原料烷烃来源广，技术成熟，成为其中最有发展潜力的丁烯生成途径。

目前，丁烷脱氢工艺技术主要情况：Phillip石油公司、ABB Lummus公司和Linde公司开发的STAR、Catofin和Linde工艺，采用的是固定床多反应器系统，其中STAR工艺技术采用是Pt系催化剂，而另外两种工艺采用的是Cr系催化剂。俄罗斯雅罗斯拉夫尔研究院与意大利Snamprogetti工程公司联合开发的FBD-4工艺为类似于Ⅳ型催化裂化的流化床反应器，采用Cr系催化剂。UOP公司的Oleflex工艺则为移动床反应器，采用Pt系催化剂。各工艺技术操作用周期： STAR工艺8h（反应6h，再生2h）、Catofin工艺15-25min、Oleflex工艺2-7d、Linde工艺9h（反应6h，再生3h）、FBD-4工艺连续。从中可看出，FBD-4工艺操作连续，适合大规模生产要求，在国内新上的几套丁烷脱氢装置均采用此技术。

鉴于FBD-4工艺开发于60年代，在后来的几十年间俄罗斯因各种原因该技术发展较迟缓，目前国内丁烷脱氢几乎全部仍沿袭此技术，在设计、开车等方面暴露出诸多问题，例如：工艺流程是否应优化？目前反应再生器类型是否应采用当今先进形式？干气除作燃料外，是否有其它更好的用途？是否还能提高丁烷转化率及选择性？…..本发明正是基于以上考研，结合设计、开车及理论计算提出。

发明内容

本发明的目的就是针对现有技术存在的上述缺陷，提供一种丁烷脱氢的工艺技术。

本发明提到的一种丁烷脱氢的工艺技术，其技术方案是包括以下步骤组成：

丁烷脱氢工艺技术包括反应再生系统及分馏系统：

（1）、反应再生系统

新鲜丁烷原料与自分馏系统来的循环丁烷经混合后依次进入干燥器、蒸发器、加热器、反应器急冷盘管后，丁烷物料分成两部分，一部分作为输送气体由反应器下部进入反应器，另一部分去过热炉过热后，由反应器下部的分配器进入反应器；

反应器5顶部的反应油气经废热锅炉换热后，进入旋风分离器回收催化剂粉尘土经冷却、沉降、水洗后送至分馏系统；

从反应器底部来的待生催化剂进到供有空气和燃料气再生器中进行烧焦，经烧焦的再生催化剂通过燃料气还原、氮气解吸后经再生滑阀返回反应器，燃料油作为再生器开工升温用，再生器烧焦产生的烟气，经废热锅炉进一步回收烟气的热能，经再生旋风分离器分离其中携带的催化剂，经过滤、水洗后送到烟囱排放；

（2）、分馏系统

反应气体经压缩机压缩升压后，经冷却、气液分离后进入吸收塔，吸收塔顶干气送入PSA单元回收氢气，解吸气返回反应再生系统。吸收塔物料经换热后进入解吸塔，解吸塔塔顶气返回压缩机入口，解吸塔塔底物料进入脱轻塔，脱轻塔塔顶分离出C3烃类，脱轻塔底部物料进入脱重塔，脱重塔塔底分离出C5及以上重组分，脱重塔塔顶即为产品丁烷-丁烯组分。

上述的丁烷为异丁烷或正丁烷。

上述的丁烯为异丁烯或1-丁烯。

该工艺技术不仅适用于异丁烷及正丁烷单独做原料，还适用于异丁烷及正丁烷以任意比例混合进料。

上述的反应器及再生器之间催化剂输送采用半“и”型管取代“U”形管。

本发明的有益效果是：（1）催化剂载体由Al₂O₃改用分子筛，明显提高了催化剂活性及选择性，使丁烷转化率≥55%，选择性≥90%；

（2）通过工艺流程优化，达到充分利用高位热能的目的，同时利用后续工序加工；

（3）通过设备型式的改进，能加快催化剂输送速度，提高设备加工能力；

（4）增设PSA充分回收有用资源，解吸气回用提高能源综合利用率，也有利于提高目的产物收率。

附图说明

附图1是本发明的反应再生系统结构示意图；

附图2是本发明的分馏系统结构示意图；

上图中：干燥器1、蒸发器2、加热器3、反应器急冷盘管4、反应器5、过热炉6、再生器7、废热锅炉8、旋风分离器9、再生滑阀10、燃料油11、吸收塔12、PSA单元13、解吸塔14、脱轻塔15、脱重塔16。

具体实施方式

本发明提到的丁烷脱氢的工艺技术，包括反应再生系统和分馏系统：

（1）、反应再生系统

新鲜丁烷原料与自分馏系统来的循环丁烷经混合后依次进入干燥器1、蒸发器2、加热器3、反应器急冷盘管4后，丁烷物料分成两部分，一部分作为输送气体由反应器5下部进入反应器5，另一部分去过热炉6过热后，由反应器5下部的分配器进入反应器5；

反应器5顶部的反应油气经废热锅炉8换热后，进入旋风分离器9回收催化剂粉尘土经冷却、沉降、水洗后送至分馏系统；

从反应器5底部来的待生催化剂进到供有空气和燃料气再生器中进行烧焦，经烧焦的再生催化剂通过燃料气还原、氮气解吸后经再生滑阀10返回反应器5，燃料油11作为再生器7开工升温用，再生器7烧焦产生的烟气，经废热锅炉进一步回收烟气的热能，经再生旋风分离器9分离其中携带的催化剂，经过滤、水洗后送到烟囱排放；

（2）、分馏系统

反应气体经压缩机压缩升压后，经冷却、气液分离后进入吸收塔12，吸收塔12顶干气送入PSA单元13回收氢气，解吸气返回反应再生系统。吸收塔12物料经换热后进入解吸塔14，解吸塔14塔顶气返回压缩机入口，解吸塔14塔底物料进入脱轻塔15，脱轻塔15塔顶分离出C3烃类，脱轻塔15底部物料进入脱重塔16，脱重塔16塔底分离出C5及以上重组分，脱重塔16塔顶即为产品丁烷-丁烯组分。

所述的丁烷为异丁烷或正丁烷，当然也可以是二者混合料。

所述的丁烯为异丁烯或1-丁烯，当然也可以是二者混合料。

该工艺技术不仅适用于异丁烷及正丁烷单独做原料，还适用于异丁烷及正丁烷以任意比例混合进料，原料适应性强

所述的反应器5及再生器7之间催化剂输送采用半“и”型管取代“U”形管，减少物料输送死区，提高催化剂输送效率，加大反应器加工能力。

结合附图1-2，对本发明作进一步描述： 

（1）反应再生系统

反应部分：

新鲜丁烷原料与自分馏工段来的循环丁烷经混合后进入装满分子筛的干燥器，使丁烷中残留水分含量降为0.01-0.0001%。干燥后丁烷进入蒸发器加热，在0.59MPa、条件气化后，进入过热器加热至，然后反应器急冷盘管与反应油气进行换热，出反应器物料加热至。加热后离开反应器的丁烷物料分成两部分，一部分作为输送气体由反应器下部进入反应器，另一部分去过热炉进一步加热至后，由反应器下部分配器进入反应器。

在反应器内，来自分配器的丁烷与形成流化床的再生催化剂接触，在温度540～590℃、压力0.125MPa条件下，丁烷进行脱氢反应。为减少裂化反应,反应气体在反应器上部与内盘管内的原料换热，由温度540～590℃冷却至450～460℃后由反应器上部排出。反应油气经反应废热锅炉换热后，进入反应旋风分离器回收催化剂粉尘土后送到反应油气后换热器与循环热水进行热交换，反应生成气被降低至，进入反应油气沉降槽除去少量催化剂后，进入水洗塔水洗。

水洗塔由两段组成，下段循环水经反应油气洗塔污水沉降罐沉降后与来自分馏单元的含烃水混合经泵打循环，排放的污水至污水处理场。上段循环水经水冷却器冷却至经泵打循环，并根据液位补充新鲜水。反应气体经过水洗塔的净化、冷却后经过滤器滤去微量的催化剂粉尘后去反应气分馏系统。

反应器反应后的待生催化剂由反应器底部在待生滑阀的控制下进入再生器再生。反应油气隔油槽沉降的催化剂浆液经油浆泵加压后由工厂风返入再生器。

再生部分：

从反应器底部来的待生催化剂进到供有空气和燃料气的再生器中进行烧焦。经烧焦的再生催化剂通过燃料气还原、氮气解吸后经再生滑阀返回反应器。催化剂烧焦所需的主风由主风机提供，主风自大气进入主风机，升压后的主风经压控阀稳压稳流后，经主风管道、辅助燃烧室进入再生器主风分布管。当主风机停运时，主风由备用主风机提供。燃料气经压控阀稳压后一部分进入再生器下部用于还原催化剂，另一部分进入燃料气分布管。燃料油做为再生器开工临时升温用。

再生器烧焦产生的烟气，经废热锅炉进一步回收烟气的热能，产生1.3MPa、的中压蒸汽，温度降至左右。降温后的再生烟气经再生旋风分离器分离其中携带的催化剂，经双动滑阀降压后进入再生气过滤器进一步除去微量催化剂粉尘。经与再生油气后冷器中循环热水进行换热降温至，经再生油气沉降槽进入水洗塔。

水洗塔由两段组成，下段循环水经反应油气洗塔污水沉降罐沉降后经泵打循环，排放的污水至污水处理场。上段循环水经水冷却器冷却至经泵打循环，并根据液位补充新鲜水。再生烟气体经过水洗塔的净化冷却后经烟囱排入大气。再生油气隔油罐及再生烟气污水沉降罐底沉降下来的催化剂作为废催化剂送出装置。

再生烟气旋风器及再生气过滤器收集的催化剂经输送风可送入再生器或废催化剂罐内。

开工用的催化剂由冷催化剂罐或热催化剂罐用非净化压缩空气输送至再生器，正常补充催化剂可由催化剂小型加料线输送至再生器。

（2）、分馏系统

经水洗塔净化的反应气体进入接触气收集罐，除去水分，气体进入反应气压缩机，升压至1.9MPaG的反应气体送至压缩接触气冷却冷凝器，冷凝液排至分离水罐，未冷凝气体进入氨冷凝器进一步冷凝后，送至气液分离罐，冷凝液排至分离水罐。

未冷凝气体进入吸收塔下部，与塔上部喷淋的吸收剂接触，C4～C5的烃类被吸附剂吸收，吸附后的饱和吸附剂由塔釜流出，至吸收剂换热器与贫吸附剂换热后，进解吸塔，未被吸收的气体（轻烃类、氢气、氮气），由吸收塔塔顶排出送出PSA单元回收氢气，解吸气则返回至反应再生系统。

由吸收塔塔釜输送来的饱和吸附剂，进入解吸塔经塔釜再沸器加热解吸，解吸后的C4～C5的烃类蒸汽由塔顶排出，经冷却冷凝器冷凝，冷凝液排至回流罐，未冷凝气体进入氨冷凝器进一步冷凝后，排至气液分离罐，气体排放至收集罐，冷凝液排至回流罐中，用回流泵输送，一部分送至解吸塔，供塔回流，一部分送至分离水罐。解吸塔釜中的贫吸收剂，依次流经换热器、空气冷却器、贫吸收剂冷却器后，至贫吸收剂收集罐，用泵输送至吸收塔内，吸收C4～C5的烃类。

分离水罐中的物料经静止分层除水后，用泵输送至脱轻塔，经塔釜再沸器加热，C2～C3轻烃蒸汽从塔顶排出，经冷却冷凝器冷凝，冷凝液排至回流罐，未冷凝气体进入氨冷凝器进一步冷凝后，排至气液分离罐，气体排放至燃料气分离罐，冷凝液排至回流罐中，用回流泵输送至脱轻塔顶，供塔回流。

C4～C5烃类靠压差从脱轻塔釜流入脱重塔，经塔釜再沸器加热后，塔釜中的C5烃类，经采出液冷却器，用泵输送至贫吸收剂收集罐。

C4烃类蒸汽从精馏塔塔顶排出，经冷凝器冷凝，冷凝液排至回流罐，用回流泵输送，一部分送至脱重塔，供塔回流，一部分送至丁烯（丁烷-丁烯）精制单元。

Claims (5)

1.一种丁烷脱氢的工艺技术，其特征是包括反应再生系统和分馏系统：

（1）、反应再生系统

新鲜丁烷原料与自分馏系统来的循环丁烷经混合后依次进入干燥器（1）、蒸发器（2）、加热器（3）、反应器急冷盘管（4）后，丁烷物料分成两部分，一部分作为输送气体由反应器下部进入反应器（5），另一部分去过热炉（6）过热后，由反应器（5）下部的分配器进入反应器（5）；

反应器（5）顶部的反应油气经废热锅炉（8）换热后，进入旋风分离器（9）回收催化剂粉尘土经冷却、沉降、水洗后送至分馏系统；

从反应器（5）底部来的待生催化剂进到供有空气和燃料气再生器中进行烧焦，经烧焦的再生催化剂通过燃料气还原、氮气解吸后经再生滑阀（10）返回反应器（5），燃料油（11）作为再生器（7）开工升温用，再生器（7）烧焦产生的烟气，经废热锅炉进一步回收烟气的热能，经再生旋风分离器（9）分离其中携带的催化剂，经过滤、水洗后送到烟囱排放；

（2）、分馏系统

反应气体经压缩机压缩升压后，经冷却、气液分离后进入吸收塔（12），吸收塔（12）顶干气送入PSA单元（13）回收氢气，解吸气返回反应再生系统。

2.吸收塔（12）物料经换热后进入解吸塔（14），解吸塔（14）塔顶气返回压缩机入口，解吸塔（14）塔底物料进入脱轻塔（15），脱轻塔（15）塔顶分离出C3烃类，脱轻塔（15）底部物料进入脱重塔（16），脱重塔（16）塔底分离出C5及以上重组分，脱重塔（16）塔顶即为产品丁烷-丁烯组分。

3.根据权利要求1或2所述的丁烷脱氢工艺技术，其特征是：所述的丁烷为异丁烷或正丁烷。

4.根据权利要求1或2所述的丁烷脱氢工艺技术，其特征是：所述的丁烯为异丁烯或1-丁烯。

5.根据权利要求1所述的丁烷脱氢工艺技术，其特征是：所述的反应器（5）与再生器（7）之间催化剂输送采用半“и”型管取代“U”形管。

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