CN103525457B - 一种芳构化反应产物的分离装置及方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供一种芳构化反应产物的分离装置及方法。该装置包括预闪蒸罐、气体压缩机、气液分离罐、吸收塔、解吸塔、脱戊烷塔和脱丙烷塔。该方法包括以下步骤：使芳构化反应产物进入预闪蒸罐，气相组份进入气体压缩机后进入气液分离罐，液相组份进入吸收塔作吸收剂；分离后的气相组份进入吸收塔，液相组份进入解吸塔；吸收后分出富氢干气；解吸后的液相组份进入脱戊烷塔；脱戊烷后的C3-C5组份进入脱丙烷塔，C6以上组分的一部分回吸收塔作吸收剂，另一部分进入芳烃抽提装置；脱丙烷后分出C3组份以及C4和C5组份。本发明的分离装置采用传统吸收稳定法进行分离的大部分设备，但是能够减少占地面积，节省设备投资。

Description

一种芳构化反应产物的分离装置及方法

技术领域

本发明涉及一种芳构化反应产物的分离装置及方法，属于轻烃芳构化和石脑油连续重整加工技术领域。

背景技术

苯，甲苯和二甲苯（BTX）是产量和规模仅次于乙烯和丙烯的重要有机化工原料。其衍生物广泛运用于生产化纤，塑料和橡胶等化工产品和精细化工产品。另外甲苯和二甲苯还是生产高辛烷值汽油的重要调和组分。随着近年来芳烃下游产品发展迅速，我国芳烃原料的缺口日益增加，因此，开发新的芳烃来源和生产技术显得越来越重要。

目前的芳烃生产工艺是以直馏、加氢裂解石脑油或乙烯裂解汽油为原料，采用催化重整的方法生产出苯，甲苯和二甲苯等芳烃产品。催化重整反应的重要特征是将直馏石脑油中的环烷烃经过脱氢气等过程转化为芳烃，因此原料中的芳烃潜含量（主要是环烷烃含量）的要求，实际限制了催化重整生产芳烃的原料资源。

轻烃芳构化是近二十年来发展的一种新的石油工艺技术，芳构化工艺特征是利用沸石分子筛为催化剂活性组分，将包括轻烯烃和C3以上的烷烃，直接转化成苯，甲苯和二甲苯等轻质芳烃。芳构化原料来源较广，包括炼厂里副产的C4馏分，轻石脑油组分和重整抽余油等。国内的芳构化技术包括大连理工大学和山东齐旺达集团海仲石油化工有限公司合作开发的纳米分子筛轻烃高温芳构化生产BTX的NF（Nano-forming）工艺，中国石化洛阳石化工程公司工程研究院在轻烃芳构化方面开发的GTA-II（Liquifed Petroleum Gas To Aromatics II）工艺以及石油化工科学研究院开发的基于固定床的的RF-2工艺（《液化石油气制芳烃技术的研究与应用进展》，天然气与石油，Vol.24，NO.2，35-38）。这些芳构化工艺的装置采用固定床反应器切换再生或移动床流化再生来实现连续生产。

芳构化反应产物主要是氢气，干气，液化气和C6以上的芳烃，其中液相产品的收率决定了芳构化反应效率。芳构化产品分离多采用吸收稳定工艺来分离出干气和液化气。液相组分中的脱戊烷油（C6以上的芳烃）可送至芳烃抽提以得到高纯的BTX产品。重整反应与芳构化反应类似，不同的是重整反应产物中脱戊烷油收率更高，一般用单脱戊烷塔分离出C6以上组分。由于芳构化反应和重整反应的目标产品相同，如果能够将两者的分离装置互相利用，则能够达到节省设备投资的目的。

发明内容

为解决上述技术问题，本发明的目的在于提供一种芳构化反应产物的分离装置及方法。本发明的分离装置采用传统吸收稳定法进行分离的大部分设备，但是能够减少占地面积，节省设备投资。

为达上述目的，本发明提供一种芳构化反应产物的分离装置，其至少包括：预闪蒸罐、气体压缩机、气液分离罐、吸收塔、解吸塔、脱戊烷塔和脱丙烷塔；

所述预闪蒸罐的芳构化反应产物入口通过管线与芳构化反应产物换热器连接，所述预闪蒸罐的气相组份出口通过管线与所述气体压缩机的物料入口连接，所述预闪蒸罐的液相组份出口通过管线与所述吸收塔的吸收剂第一入口连接（所述吸收剂第一入口的位置可以在吸收塔的上部）；

所述气体压缩机的物料出口通过管线与所述气液分离罐的物料入口连接；

所述气液分离罐的气相组分出口通过管线与所述吸收塔的物料入口连接（所述吸收塔的物料入口的位置可以在吸收塔的下部），所述气液分离罐的液相组分出口通过管线与所述解吸塔的物料入口连接；

所述吸收塔的气相组份出口出富氢干气；

所述解吸塔的气相组份出口通过管线与所述气液分离罐的气相组份返回入口连接，所述解吸塔的液相组份出口通过管线与所述脱戊烷塔的物料入口连接；

所述脱戊烷塔塔顶的液相组分出口通过管线与所述脱丙烷塔的物料入口连接（塔顶的气相组分出口可以通过管线连接至预闪蒸罐），所述脱戊烷塔塔底的液相组分出口通过管线和三通分别与所述吸收塔的吸收剂第二入口（所述吸收剂第二入口的位置可以在吸收塔的上部）以及下一阶段的芳烃抽提装置连接；

所述脱丙烷塔塔顶的液相组分出口出C3组分（塔顶的气相组分出口可以通过管线连接至预闪蒸罐），所述脱丙烷塔塔底的液相组分出口出C4和C5组分。

在上述的装置中，优选地，所述脱戊烷塔通过管线与重整再接触罐连接。需说明的是，重整再接触罐可以通过管线和三通与连接解吸塔和脱戊烷塔的管线连接，进而连接于脱戊烷塔的物料入口。或者，重整再接触罐可以通过管线直接与脱戊烷塔连接，这样一来，脱戊烷则具有两个物料入口，其中的一个进解吸塔解吸后产生的液相组份，另一个进重整反应产物。

在上述的装置中，优选地，所述吸收塔的液相组份出口通过管线与所述气液分离罐的液相组份返回入口连接。

在上述的装置中，优选地，所述脱丙烷塔塔底的液相组分出口通过管线与芳构化反应器的原料入口连接。

根据本发明的具体实施方式，优选地，上述装置还可以包括换热设备，其可以至少设置于气液分离罐与解吸塔连接的管线上。

在上述的装置中，预闪蒸罐、气体压缩机、气液分离罐、吸收塔和解吸塔均为采用吸收稳定工艺分离芳构化反应产物的常规设备，这些设备的结构参数均为本领域常规的。脱戊烷塔和脱丙烷塔也是本领域对芳构化反应产物进行后续分离的常规设备，这些设备的结构参数均为本领域常规的。

本发明还提供一种芳构化反应产物的分离方法，其为采用上述的芳构化反应产物的分离装置进行分离的方法。

根据本发明的具体实施方式，优选地，所述的芳构化反应产物的分离方法至少包括以下步骤：

使芳构化反应产物进入预闪蒸罐进行闪蒸，闪蒸后产生的气相组份进入气体压缩机进行压缩，闪蒸后产生的液相组份进入吸收塔作为吸收剂；

经气体压缩机压缩后的气相组份进入气液分离罐进行分离，分离后产生的气相组份进入吸收塔进行吸收，分离后产生的液相组份进入解吸塔进行解吸；

吸收后分离出气相组分，该气相组分为富氢干气；

解吸后产生的气相组分（即不凝气，其包括氢气和干气）返回到气液分离罐再次进行分离，解吸后产生的液相组份进入脱戊烷塔进行脱戊烷；

经脱戊烷塔脱戊烷后塔顶出的液相组分（主要为C3-C5组分）进入脱丙烷塔进行脱丙烷（塔顶出的气相组分可以返回至预闪蒸罐或者直接外排），塔底出的液相C6以上组分（即，脱戊烷油）的一部分返回到吸收塔作为吸收剂，液相C6以上组分的另一部分进入下一阶段的芳烃抽提装置（在下一阶段的芳烃抽提装置中，可根据实际需求采用单苯抽提或三苯抽提）；

经脱丙烷塔脱丙烷后塔顶出液相C3组份作为副产品（塔顶出的气相组分可以返回至预闪蒸罐或者直接外排），塔底出液相C4和C5组分。

根据本发明的具体实施方式，优选地，上述方法还包括以下步骤：使重整反应产物与经解吸塔解吸后产生的液相组份混合后进入脱戊烷塔，或者使重整反应产物直接进入脱戊烷塔。也就是说，重整反应产物可以和解吸后产生的液相组分混合进入脱戊烷塔，或者分别进入脱戊烷塔。

根据本发明的具体实施方式，优选地，上述方法还包括以下步骤：使经吸收塔吸收后产生的液相组份返回到气液分离罐继续吸收。

根据本发明的具体实施方式，优选地，上述方法还包括以下步骤：经脱丙烷塔脱丙烷后塔底出的液相C4和C5组份返回到芳构化反应器作为芳构化原料，从而实现通过优化芳构化原料提高芳烃转化率。

根据本发明的具体实施方式，优选地，上述方法还包括以下步骤：使经气液分离罐分离后产生的液相组份经过换热后，再进入解吸塔进行解吸。

在上述的方法中，优选地，经气体压缩机压缩后的气相组份的压力为1.8-2.8MPaG。

在上述的方法中，预闪蒸罐、气液分离罐、吸收塔、解吸塔、脱戊烷塔和脱丙烷的操作条件可以是本领域分离芳构化反应产物的常规操作条件。具体而言，所述预闪蒸罐的操作压力可以为0.2-0.6MPaG，操作温度可以为40-50℃。所述气液分离罐的操作压力可以为1.8-2.4MPaG，操作温度可以为40-50℃。所述吸收塔的操作压力可以为1.8-2.3MPaG。所述解吸塔的操作压力可以为1.9-2.5MPaG。所述脱戊烷塔的操作压力可以为0.9-1.1MPaG。所述脱丙烷塔的操作压力可以为1.3-1.6MPaG。在本领域中，在指定的分离精度下，各塔的操作温度与各塔的操作压力相对应，其中，该分离精度可以由本领域技术人员进行常规的调节。

在上述的方法中，脱戊烷后产生的液相C6以上组分中返回到吸附塔作为吸附剂的一部分，与进入下一阶段的芳烃抽提装置的另一部分的比例可以由本领域技术人员根据吸收塔的分离要求进行调控。

采用本发明的装置进行分离时，气液分离罐分离出的气相组分进入吸收塔的下部，与吸收剂（该吸收剂来自于预闪蒸罐的底油和脱戊烷油）逆流接触后，吸收塔塔顶出富氢干气；气液分离罐分离出的液相组份（底油）经过解吸塔分离出不凝气后，单独进入脱戊烷塔，或者与重整反应产物一并进入脱戊烷塔；脱戊烷塔塔顶分离出C3-C5组分后，塔底的脱戊烷油一部分返回至吸收塔作为吸收剂，另一部分作为塔底出料进入下一阶段的芳烃抽提装置；脱戊烷塔塔顶分离出的C3-C5组分（顶油）进入脱丙烷塔，脱丙烷塔塔顶分离出C3组分，塔底的C4和C5组分返回芳构化反应器作为原料。本发明的装置不仅能够实现芳构化反应产物的分离，还能实现芳构化反应产物和重整反应产物的组合的分离。这样一来，重整和芳构化反应产物中的C4和C5组分都能被回炼，作为芳构化原料而得到充分利用，以提高芳烃收率。由于在芳构化反应中，以丙烷为主的C3组份的转化率极低，因而脱丙烷塔分离出的C3组分可以作为副产品。

综上所述，本发明的芳构化反应产物的分离装置及方法具有以下优点：（1）、脱戊烷塔起到分离脱戊烷油和提供稳定汽油的作用，达到一塔双用的效果；（2）、不仅能够实现芳构化反应产物的分离，还能实现芳构化反应产物和重整反应产物的组合的分离，提高装置的利用效率；（3）、利用重整反应产物和芳构化反应产物中的C4和C5组分作为芳构化反应原料，提高芳烃转化率；（4）、由于将脱戊烷油作为吸收剂，得到的富氢干气产品中液化气组分含量更低，干气纯度高。

附图说明

图1为实施例1的芳构化反应产物的分离装置的结构示意图。

主要组件符号说明：

预闪蒸罐1    气体压缩机2    气液分离罐3    吸收塔4

解吸塔5      脱戊烷塔6      脱丙烷塔7

具体实施方式

为了对本发明的技术特征、目的和有益效果有更加清楚的理解，现对本发明的技术方案进行以下详细说明，但不能理解为对本发明的可实施范围的限定。

实施例1

本实施例提供一种芳构化反应产物的分离装置，如图1所示，其包括：预闪蒸罐1、气体压缩机2、气液分离罐3、吸收塔4、解吸塔5、脱戊烷塔6和脱丙烷塔7；

所述预闪蒸罐1的芳构化反应产物入口通过管线与芳构化反应产物换热器（即，本装置进行分离的芳构化反应产物为经过换热冷却后的芳构化反应产物）连接，所述预闪蒸罐1的气相组份出口通过管线与所述气体压缩机2的物料入口连接，所述预闪蒸罐1的液相组份出口通过管线与所述吸收塔4的吸收剂第一入口连接（所述吸收剂第一入口的位置在吸收塔4的上部）；

所述气体压缩机2的物料出口通过管线与所述气液分离罐3的物料入口连接；

所述气液分离罐3的气相组分出口通过管线与所述吸收塔4的物料入口连接（所述吸收塔4的物料入口的位置在吸收塔4的下部），所述气液分离罐3的液相组分出口通过管线与所述解吸塔5的物料入口连接，并且于该管线上设有换热设备；

所述吸收塔4的气相组份出口出富氢干气，所述吸收塔4的液相组份出口通过管线与所述气液分离罐3的液相组份返回入口连接；

所述解吸塔5的气相组份出口通过管线与所述气液分离罐3的气相组份返回入口连接，所述解吸塔5的液相组份出口通过管线与所述脱戊烷塔6的第一物料入口连接；所述脱戊烷塔6的第二物料入口通过管线与放置有重整反应产物的重整再接触罐连接；

所述脱戊烷塔6塔顶的液相组分出口与所述脱丙烷塔7的物料入口连接，塔顶的气相组分出口可以通过管线连接至预闪蒸罐1；所述脱戊烷塔6塔底的液相组分出口通过管线和三通分别与所述吸收塔4的吸收剂第二入口（所述吸收剂第二入口的位置在吸收塔4的上部）以及下一阶段的芳烃抽提装置连接；

所述脱丙烷塔7塔顶的液相组份出口产出C3组份，塔顶的气相组分出口可以通过管线连接至预闪蒸罐1；所述脱丙烷塔7塔底的液相组分出口出C4和C5组分，并且所述脱丙烷塔7塔底的液相组分出口通过管线与芳构化反应器的原料入口连接。

实施例2

本实施例提供一种芳构化反应产物的分离方法。某炼厂新建一套100万吨/年的连续重整装置，配套一套40万吨/年的芳构化装置，芳构化装置进料来自于重整预加氢的轻石脑油与非芳烃抽余油以及其它轻烃。从该芳构化装置中产生的芳构化反应产物的组成如表1所示。

表1

组分	所占比例/wt%
		H2	1.83
C1	3.96
		C2	7.31
C3	26.40
		C4	26.50

C5	1.70
		C5以上	32.30

从该重整装置中的重整再接触罐底产生的重整反应产物的组成如表2所示。

表2

组分	所占比例/wt%
		H2，C1	0.1
C2	0.2
		C3	0.3
C4	2.20
		C5	1.70
C5以上	95.6

本实施例的方法的分离对象为上述芳构化反应产物及重整反应产物，其采用实施例1的芳构化反应产物的分离装置进行。

该方法包括以下步骤：

使芳构化反应产物进入预闪蒸罐1进行闪蒸，闪蒸后产生的气相组份进入气体压缩机2进行压缩，闪蒸后产生的液相组份进入吸收塔4作为吸收剂；

经气体压缩机2压缩后的气相组份增压至2.4MPaG，然后进入气液分离罐3进行分离，分离后产生的气相组份进入吸收塔4与吸收剂逆流接触进行吸收，分离后产生的液相组份经过换热后进入解吸塔5进行解吸；

经吸收塔4吸收后分离出气相组分，该气相组分为富氢干气，经吸收塔4吸收后产生的液相组份返回到气液分离罐3进行再次分离；

经解吸塔5解吸后产生的气相组分（即不凝气，其包括氢气和干气）返回到气液分离罐3再次进行分离；经解吸塔5解吸后产生的液相组份进入脱戊烷塔6进行脱戊烷，同时，使重整再接触罐中的重整反应产物也进入脱戊烷塔6进行脱戊烷（重整反应产物和解吸后产生的液相组分分别进入脱戊烷塔）；

经脱戊烷塔6脱戊烷后，塔顶出的气相组分可以返回至预闪蒸罐1或者直接外排，塔顶出的液相组分（主要为C3-C5组分）进入脱丙烷塔7进行脱丙烷，塔底出的液相C6以上组分（即，脱戊烷油）的一部分返回到吸收塔4作为吸收剂，液相C6以上组分的另一部分进入下一阶段的芳烃抽提装置（在下一阶段的芳烃抽提装置中，可根据实际需求采用单苯抽提或三苯抽提）；

经脱丙烷塔7脱丙烷后，塔顶出的气相组分可以返回至预闪蒸罐1或者直接外排，塔顶出的液相C3组份作为副产品，塔底出的液相C4和C5组分返回到芳构化反应器作为芳构化原料，从而实现通过优化芳构化原料提高芳烃转化率。

本实施例的分离方法中的主要设备的操作条件如表3所示。

表3

设备名称	操作压力/MPaG	操作温度/℃（塔顶/塔底）
			吸收塔	2.30	43/45
解吸塔	2.55	80/240
			脱戊烷塔	0.98	95/230
脱丙烷塔	1.55	45/100

经本实施例的分离方法后产生的产品（富氢干气，C3组分，脱戊烷油）的组成如表4所示。

表4

组份	富氢干气/mol%	C3组份/mol%	脱戊烷油/mol%
				H2	62.12
C1	22.32	0.27
				C2	14.84	2.11
C3	0.18	97.6
				C4	0.01	0.02	0.10
C5以上	0.53		99.90

由表4可以看出，本实施例的芳构化反应产物的分离方法得到的富氢干气产品中液化气组分含量很低，干气纯度高；C3产品满足GB11174-2011中商品丙烷的标准；脱戊烷油满足下游芳烃抽提的工艺要求。

Claims (5)

1.一种芳构化反应产物的分离方法，其采用的分离装置至少包括：预闪蒸罐、气体压缩机、气液分离罐、吸收塔、解吸塔、脱戊烷塔和脱丙烷塔；

所述预闪蒸罐的芳构化反应产物入口通过管线与芳构化反应产物换热器连接，所述预闪蒸罐的气相组份出口通过管线与所述气体压缩机的物料入口连接，所述预闪蒸罐的液相组份出口通过管线与所述吸收塔的吸收剂第一入口连接；

所述气体压缩机的物料出口通过管线与所述气液分离罐的物料入口连接；

所述气液分离罐的气相组分出口通过管线与所述吸收塔的物料入口连接，所述气液分离罐的液相组分出口通过管线与所述解吸塔的物料入口连接；

所述吸收塔的气相组份出口出富氢干气；

所述解吸塔的气相组份出口通过管线与所述气液分离罐的气相组份返回入口连接，所述解吸塔的液相组份出口通过管线与所述脱戊烷塔的物料入口连接；

所述脱戊烷塔塔顶的液相组分出口通过管线与所述脱丙烷塔的物料入口连接，所述脱戊烷塔塔底的液相组分出口通过管线和三通分别与所述吸收塔的吸收剂第二入口以及下一阶段的芳烃抽提装置连接；

所述脱丙烷塔塔顶的液相组分出口出C3组分，所述脱丙烷塔塔底的液相组分出口出C4和C5组分；

该方法至少包括以下步骤：

使芳构化反应产物进入预闪蒸罐进行闪蒸，闪蒸后产生的气相组份进入气体压缩机进行压缩，闪蒸后产生的液相组份进入吸收塔作为吸收剂；

经气体压缩机压缩后的气相组份进入气液分离罐进行分离，分离后产生的气相组份进入吸收塔进行吸收，分离后产生的液相组份进入解吸塔进行解吸；

吸收后分离出气相组分，该气相组分为富氢干气；

解吸后产生的气相组分返回到气液分离罐再次进行分离，解吸后产生的液相组份进入脱戊烷塔进行脱戊烷；

经脱戊烷塔脱戊烷后塔顶出的液相组分进入脱丙烷塔进行脱丙烷，塔底出的液相C6以上组分的一部分返回到吸收塔作为吸收剂，液相C6以上组分的另一部分进入下一阶段的芳烃抽提装置；

经脱丙烷塔脱丙烷后塔顶出液相C3组份，塔底出液相C4和C5组分。

2.根据权利要求1所述的方法，其还包括以下步骤：使所述脱戊烷塔通过管线与重整再接触罐连接，使重整反应产物与经解吸塔解吸后产生的液相组份混合后进入脱戊烷塔，或者使重整反应产物直接进入脱戊烷塔。

3.根据权利要求1所述的方法，其还包括以下步骤：使所述吸收塔的液相组份出口通过管线与所述气液分离罐的液相组份返回入口连接，使经吸收塔吸收后产生的液相组份返回到气液分离罐进行再次分离。

4.根据权利要求1所述的方法，其还包括以下步骤：使所述脱丙烷塔塔底的液相组分出口通过管线与芳构化反应器的原料入口连接，使经脱丙烷塔脱丙烷后塔底出的液相C4和C5组份返回到芳构化反应器作为芳构化原料。

5.根据权利要求1-4任一项所述的方法，其中，经气体压缩机压缩后的气相组份的压力为1.8-2.8MPaG。