CN103755511B - 醚后液化气生产及分离c4馏分的工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明属于化工技术领域，具体涉及一种醚后液化气生产及分离C4馏分的工艺。该工艺包括下述的步骤：醚后液化气经过水洗塔除去甲醇、金属阳离子杂质，再经脱C3塔脱去C3馏分；经上述处理后的醚后液化气再进入换热器换热，将其加热后与催化剂进行异构化反应，先空冷，再水冷，经过两次冷却后进入产物分离罐。采用本发明的方法对醚后液化气C4馏分分离的工艺，使C4中的正丁烯转化为异丁烯，异丁烯的收率达到45%左右，其转化率为95%。
Description
技术领域
本发明属于化工技术领域，具体涉及一种醚后液化气生产及分离C4馏分的工艺。
背景技术
正丁烯指的是碳链为直链的C4烯烃，包括丁烯-1、顺-丁烯-2、反-丁烯-2等3种异板体。
在石化工业装置中，催化裂化、热裂解过程生产大量的C4烯烃组分，该组分中含有异丁烯和正丁烯，催化裂化过程一般产生处理的原油量的12%左右的液化气，其中C4含量约占一半，其中烯烃含量也大约为C4的一半，而正丁烯则为C4烯烃的一半左右。
大部分的异丁烯用作MTBE的生产原料，随着汽油的辛烷值的提高，高辛烷值汽油调合组分MTBE的需求一直在增加，尽管MTBE的环保问题一直有争论，但是由于缺少可以替代的高辛烷值组分，MTBE的停产将导致高标号汽油生产难以维持，事实上，国内的MTBE产能至少仍然有进一步扩大的要求，MTBE的生产需要异丁烯作为原料，而生产MTBE的尾气中烯烃基本上全部是正丁烯。
正丁烯除了生产烷其化油、橡胶、甲乙酮和仲丁醇等以外，基本上没有较多的大宗利用途径，特别是丁烯-2，国内一般用作家用液化气燃料，汽油调合组分，由于丁烯-2的沸点相对较高，在较低温度环境下，难以完全汽化，所以用作家用燃料液化气质量不好，作为汽油组分时，则沸点又偏低，易导致RVP偏高，丁烯-2的利用存在一定的困难。
在很多其它场合，也需要将正丁烯异构化为异化烯，从而进一步进行聚合、氧化等反应，生成下游产品。
另一方面，为了解决MTBE可能禁用带来的问题，上海石油化工研究院开发了丁烯二聚加氢的间接烷基化技术，以C4为原料生产烷其化油，该工艺的特色是可以使用任何一种C4原料，轻C4、混合C4、重C4都可以，但是轻C4和混合C4为原料时可以获得辛烷值更高的汽油调合组分，而使用重C4为原料时产品的辛烷值相对较低，为了充分利用C4原料，使高辛烷值汽油调合组分质量最优化、产量最大化，将正丁烯转化为异丁烯可使这两方面都可以得到明显的提高，混合C4或重C4中的正丁烯可以部分转化为异丁烯，将骨架异构化过程与齐聚加氢组合，就可以将混合 C4的绝大部分烯烃都转化为高辛烷值汽油组分。
这样无论是MTBE的生产过程，还是齐聚加氢工艺过程中，骨架异板化都可以在高辛烷值汽油调合组分的生产中起到重要作用。
C4烯烃几个异构体存在热力学平衡，异构化反应一般在300-500℃的温度下反，在此反应温度下，异丁烯受热力学平衡限制，平衡浓度小于50%，所以极限转化率一般小于50%、在40%左右。
一般认为正丁烯骨架异构化有双分子和单分子两种反应机理，双分子机理有两种方式，一种是一个正丁烯分子与异丁烯反应生成三甲基戊烯，裂解为两个异丁烯分子，另外一种是正丁烯和正丁烯反应生成二甲基已烷，裂解生成正丁烯和异丁烯，以及副产物丙烯和戊烯。单分子机理则认为，单个正丁烯分子在分子筛B酸中心吸附，形成环丙基中间物种，开环形成正碳离子，然后生成产物异丁烯，一般认为在初始阶段，双分子机理占据主导地位，催化剂在经历了一段时间以后，表面有一部分活性中心因结焦而失活，单分子机理则越来越重要。
异构化反应需要较高酸催化活性中心，同时不可避免有裂解、齐聚等副反应发生，副产物主要有异裂产物丙烯、戊烯、齐聚产物高碳数烯烃等，异丁烯收率一般在35%左右，另外结焦导致催化剂失活，使异丁烯收率逐步下降。
发明内容
为了解决上述的技术问题，本发明提供了一种醚后液化气生产及分离C4馏分的工艺，采用该工艺不仅将C4馏分分离出来，而且还将C4馏分中的正丁烯转化为异丁烯。
醚后液化气分离C4馏分的工艺，该工艺包括下述的步骤：
醚后液化气经过水洗塔除去甲醇、金属阳离子杂质，再经脱C3塔脱去C3馏分；
经上述处理后的醚后液化气再进入换热器换热，换热温度为100℃以上；
将其送至加热炉加热到260-420℃，再进入反应器与催化剂进行异构化反应，反应器内温度控制在260-420℃，压力保持在0.25-0.35Mpa；
对上述的气体进行冷却，先空冷，空冷的温度为60-70℃；再水冷，水冷的温度为40℃以下；经过两次冷却后进入产物分离罐，产物分离罐的压力为0.15-0.3Mpa；
液相进入稳定塔，气相进入压缩机，压缩冷却成液相，在出口缓冲罐使气相全部冷凝成液相，排出不冷气，缓冲罐中的气体送入稳定塔，保持塔顶的温度为55±5℃，塔底的温度为120-140℃，压力为0.5-0.85Mpa，通入导热油，C4从塔顶放出，塔底为C5芳烃。
上述的催化剂为氧化锡、氧化钛、氧化铁、铂-氧化铝、铂-分子筛、钯-氧化铝、二氧化硅、SAPO-11、FER分子筛、ICAT-4、FER、ZSM－5分子筛中的至少一种。
上述的催化剂为铂-分子筛、二氧化硅，两者的重量比为1：1。
上述的催化剂的比表面积为5～20 m2/g,孔容0.3～0.5ml/g,堆密度为0.80～0.95g/ml,钯含量是催化剂总重量的0.03%～0.5%。
优选的上述的催化剂的比表面积为15m2/g,孔容0.4ml/g,堆密度为0.9g/ml,钯含量是催化剂总重量的0.3%。
异构化反应器为固定床。
反应器内温度控制在370℃，压力保持在0.3Mpa。
C4烯烃的含量占液化气总重的65%以上。
反应器物料的反应时间为2-30分钟。
本发明的有益效果在于，采用本发明的方法对醚后液化气C4馏分分离的工艺，使C4中的正丁烯转化为异丁烯，异丁烯的收率达到45%左右，其转化率为95%。
具体实施方式
下面结合具体实施例对本发明作更进一步的说明，以便本领域的技术人员更了解本发明，但并不因此限制本发明。
实施例1
醚后液化气生产及分离C4馏分的工艺，该工艺包括下述的步骤：
醚后液化气经过水洗塔除去甲醇、金属阳离子杂质，再经脱C3塔脱去C3馏分；
经上述处理后的醚后液化气再进入换热器换热，换热温度为100℃以上；
将其送至加热炉加热到260-420℃，再进入反应器与催化剂进行异构化反应，反应器内温度控制在260-420℃，压力保持在0.25-0.35Mpa；
对上述的气体进行冷却，先空冷，空冷的温度为60-70℃；再水冷，水冷的温度为40℃以下；经过两次冷却后进入产物分离罐，产物分离罐的压力为0.15-0.3Mpa；
液相进入稳定塔，气相进入压缩机，压缩冷却成液相，在出口缓冲罐使气相全部冷凝成液相，排出不冷气，缓冲罐中的气体送入稳定塔，保持塔顶的温度为55±5℃，塔底的温度为120-140℃，压力为0.5-0.85Mpa，通入导热油，C4从塔顶放出，塔底为C5芳烃。
催化剂为铂-分子筛、二氧化硅，两者的重量比为1：1。
催化剂的比表面积为15m2/g,孔容0.4ml/g,堆密度为0.9g/ml, 铂含量是催化剂总重量的0.3%。
异构化反应器为固定床。
C4烯烃的含量占液化气总重的65%以上。
反应器物料的反应时间为3分钟。
塔底C5芳烃的出馏点为30-35℃，合格。
异丁烯的收率为45%，正丁烯转化为异丁烯的转化率为95%。
实施例2
醚后液化气生产及分离C4馏分的工艺，该工艺包括下述的步骤：
醚后液化气经过水洗塔除去甲醇、金属阳离子杂质，再经脱C3塔脱去C3馏分；
经上述处理后的醚后液化气再进入换热器换热，换热温度为100℃以上；
将其送至加热炉加热到260-420℃，再进入反应器与催化剂进行异构化反应，反应器内温度控制在260-420℃，压力保持在0.25-0.35Mpa；
对上述的气体进行冷却，先空冷，空冷的温度为60-70℃；再水冷，水冷的温度为40℃以下；经过两次冷却后进入产物分离罐，产物分离罐的压力为0.15-0.3Mpa；
液相进入稳定塔，气相进入压缩机，压缩冷却成液相，在出口缓冲罐使气相全部冷凝成液相，排出不冷气，缓冲罐中的气体送入稳定塔，保持塔顶的温度为55±5℃，塔底的温度为120-140℃，压力为0.5-0.85Mpa，通入导热油，C4从塔顶放出，塔底为C5芳烃。
上述的催化剂为铂-氧化铝、二氧化硅，两者的重量比为1：1。
催化剂的比表面积为5m2/g,孔容0.3ml/g,堆密度为0.8g/ml, 铂含量是催化剂总重量的0.8%。
异构化反应器为固定床。
C4烯烃的含量占液化气总重的65%以上。
反应器物料的反应时间为2分钟。
实施例3
醚后液化气生产及分离C4馏分的工艺，该工艺包括下述的步骤：
醚后液化气经过水洗塔除去甲醇、金属阳离子杂质，再经脱C3塔脱去C3馏分；
经上述处理后的醚后液化气再进入换热器换热，换热温度为100℃以上；
将其送至加热炉加热到260-420℃，再进入反应器与催化剂进行异构化反应，反应器内温度控制在260-420℃，压力保持在0.25-0.35Mpa；
对上述的气体进行冷却，先空冷，空冷的温度为60-70℃；再水冷，水冷的温度为40℃以下；经过两次冷却后进入产物分离罐，产物分离罐的压力为0.15-0.3Mpa；
液相进入稳定塔，气相进入压缩机，压缩冷却成液相，在出口缓冲罐使气相全部冷凝成液相，排出不冷气，缓冲罐中的气体送入稳定塔，保持塔顶的温度为55±5℃，塔底的温度为120-140℃，压力为0.5-0.85Mpa，通入导热油，C4从塔顶放出，塔底为C5芳烃。
上述的催化剂为铂-分子筛、氧化锡，两者的重量比为1：1。
催化剂的比表面积为20 m2/g,孔容0.5ml/g,堆密度为0.95g/ml, 铂含量是催化剂总重量的0.5%。
异构化反应器为固定床。
C4烯烃的含量占液化气总重的65%以上。
反应器物料的反应时间为2-30分钟。
实施例4
醚后液化气生产及分离C4馏分的工艺，该工艺包括下述的步骤：
醚后液化气经过水洗塔除去甲醇、金属阳离子杂质，再经脱C3塔脱去C3馏分；
经上述处理后的醚后液化气再进入换热器换热，换热温度为100℃以上；
将其送至加热炉加热到260-420℃，再进入反应器与催化剂进行异构化反应，反应器内温度控制在260-420℃，压力保持在0.25-0.35Mpa；
对上述的气体进行冷却，先空冷，空冷的温度为60-70℃；再水冷，水冷的温度为40℃以下；经过两次冷却后进入产物分离罐，产物分离罐的压力为0.15-0.3Mpa；
液相进入稳定塔，气相进入压缩机，压缩冷却成液相，在出口缓冲罐使气相全部冷凝成液相，排出不冷气，缓冲罐中的气体送入稳定塔，保持塔顶的温度为55±5℃，塔底的温度为120-140℃，压力为0.5-0.85Mpa，通入导热油，C4从塔顶放出，塔底为C5芳烃。
催化剂为铂-分子筛、氧化铁，两者的重量比为1：1。
催化剂的比表面积为15m2/g,孔容0.4ml/g,堆密度为0.9g/ml, 铂含量是催化剂总重量的0.3%。
异构化反应器为固定床。
C4烯烃的含量占液化气总重的65%以上。
反应器物料的反应时间为2-30分钟。
Claims (1)
1.醚后液化气生产及分离C4馏分的工艺，该工艺包括下述的步骤：
醚后液化气经过水洗塔除去甲醇、金属阳离子杂质，再经脱C3塔脱去C3馏分；
经上述处理后的醚后液化气再进入换热器换热，换热温度为100℃以上；
将其送至加热炉加热到260-420℃，再进入反应器与催化剂进行异构化反应，反应器内温度控制在260-420℃，压力保持在0.25-0.35Mpa；
对上述的气体进行冷却，先空冷，空冷的温度为60-70℃；再水冷，水冷的温度为40℃以下；经过两次冷却后进入产物分离罐，产物分离罐的压力为0.15-0.3Mpa；
液相进入稳定塔，气相进入压缩机，压缩冷却成液相，在出口缓冲罐使气相全部冷凝成液相，排出不冷气，缓冲罐中的气体送入稳定塔，保持塔顶的温度为55±5℃，塔底的温度为120-140℃，压力为0.5-0.85Mpa，通入导热油，C4从塔顶放出，塔底为C5芳烃；
催化剂为铂-分子筛、二氧化硅，两者的重量比为1：1；
催化剂的比表面积为15m2/g,孔容0.4ml/g,堆密度为0.9g/ml,铂含量是催化剂总重量的0.3%；
异构化反应器为固定床；
C4烯烃的含量占液化气总重的65%以上；
反应器物料的反应时间为3分钟。
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