CN104177214B - 一种催化裂化富气和甲醇制烯烃反应产物混合分离方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种催化裂化富气和甲醇制烯烃反应产物混合分离方法，包括催化裂化、吸收稳定和气体分馏单元；还包括一套甲醇制烯烃装置，该装置包括反应单元、压缩单元和分离热区。甲醇制烯烃反应产物被压缩后经预脱丙烷塔分离，将C4非清晰切割，塔顶C1～C4与催化裂化富气混合后利用吸收稳定和气体分馏单元进行分离；釜液经分离热区分离成C4产品、C4～C6循环烃和汽油。气体分馏单元的C4产品(含催化裂化副产C4)全部或部分返回甲醇制烯烃反应单元。与现有技术相比，本发明用于催化裂化与甲醇制烯烃联合装置，可省去常规甲醇制烯烃装置的分离冷区和制冷单元，最大限度利用催化裂化装置的处理能力，通过循环裂解提高催化裂化副产C4的经济性，并减少甲醇制烯烃装置的操作能耗。

Description

一种催化裂化富气和甲醇制烯烃反应产物混合分离方法

技术领域

本发明属于轻烃分离技术领域，涉及催化裂化和甲醇制烯烃联合装置，尤其涉及催化裂化富气和甲醇制烯烃反应产物混合物的分离。

背景技术

甲醇制烯烃技术是在催化剂的作用下将甲醇转化为低碳烃，包括流化床技术和固定床技术两大类：流化床技术以大化所DMTO技术，UOP公司的MTO技术和中石化的SMTO技术等为代表，流化床甲醇制烯烃技术的主要产品是乙烯和丙烯产品，副产燃料气和C4+产品。流化床移热快，用蒸汽作稀释气，不需要将烃类循环回反应器。固定床技术包括Lurgi公司的MTP技术，惠生公司的WMTO技术和中石化的SMTP技术等，固定床甲醇制烯烃技术的主要产品是丙烯和汽油产品，副产乙烯、燃料气和C4产品，固定床技术需要蒸汽和循环烃进入甲醇制烯烃反应器作稀释气，用于控制反应床层的绝热温升。

此外，循环烃返回甲醇制烯烃反应器还有如下作用：烃裂解为吸热反应，有助于进一步控制催化剂床层的绝热温升；循环烃可以抑制甲醇转化为循环烃的反应，可以部分裂解为丙烯(烯烃比烷烃更容易发生裂解)，从而提高目标产物的选择性；降低甲醇和蒸汽分压，延缓催化剂的水热失活，延长催化剂寿命。

常规的固定床甲醇制烯烃装置主要包括反应单元、压缩单元、分离热区、分离冷区及丙烯制冷单元。分离热区分离甲醇制烯烃反应产物中的重组分，得到C5C6循环烃和汽油产品，C5C6循环烃返回反应单元。分离冷区分离甲醇制烯烃反应产物中的轻组分，得到C1～C3产品以及C4，部分C4循环返回反应单元，部分C4外排作为C4产品。丙烯制冷单元为分离冷区提供冷量。分离冷区和丙烯制冷单元温度低，设备材质通常采用低温碳钢，还需价格昂贵的丙烯制冷压缩机，设备投资较大。

催化裂化是重要的石油炼制过程之一，是在高温和催化剂的作用下使重质油发生裂化反应，转变为裂化气、汽油和柴油等的过程。催化裂化装置主要包括催化裂化单元、吸收稳定单元和气体分馏单元。催化裂化单元包括催化裂化反再系统、主分馏塔系统和富气压缩系统等。吸收稳定单元利用吸收和精馏的方法，以粗汽油作吸收剂，将进料分离成干气、液化气和稳定汽油。气体分馏单元将液化气分离成丙烯、丙烷和C4产品。

目前，催化裂化装置规模巨大，受油价上涨和原料紧缺等因素影响，有些装置负荷不高，部分产能闲置。若依托现有催化裂化装置新建一套中小规模的甲醇制烯烃装置，利用原装置吸收稳定和气体分馏单元的处理能力来分离甲醇制烯烃反应产物，既能为催化裂化装置的吸收稳定单元和气体分馏单元拓展原料来源，提高装置利用率，降低生产成本，又能降低新建甲醇制烯烃装置的固定资产投资。此外，催化裂化装置副产C4产品的烯烃含量高，是良好的裂解原料，应该为其寻找高附加值的利用方法，如果让其参与甲醇制烯烃反应，能提高甲醇制烯烃装置的经济效益。

CN103351272B公开了一种MTP与催化裂化联合工艺及联合装置，该方法将甲醇制烯烃反应产物用高压水泵注水增压后，直接送到催化裂化分馏系统的油气分离罐内进行油、气、水三相分离，分离后的气相和油相进入催化裂化吸收稳定单元进行后续处理。该方法将虽然利用了催化裂化富气压缩系统及吸收稳定单元的设计余量，从而省略MTP装置的分离系统，减少投资。但该方法没有考虑到甲醇制烯烃反应产物中含有的C4～C6循环烃比例比催化裂化富气大，若将甲醇制烯烃反应产物直接全部送至催化裂化富气压缩及吸收稳定系统进行分离，操作条件将与原设计值发生较大变化，装置改造的程度较大，改造所需的投资较高。

发明内容

本发明的目的就是为了克服上述现有技术存在的缺陷而提供一种减少设备投资、降低生产成本、经济性高的催化裂化富气和甲醇制烯烃反应产物混合分离方法。

本发明的目的可以通过以下技术方案来实现：一种催化裂化富气和甲醇制烯烃反应产物混合分离方法，包括催化裂化单元、吸收稳定单元和气体分馏单元，其特征在于，还包括一套甲醇制烯烃装置，该甲醇制烯烃装置包括甲醇制烯烃反应单元、压缩单元和分离热区，具体分离方法包括以下步骤：

甲醇制烯烃反应单元以甲醇为原料，以蒸汽、C4-C6循环烃为稀释气在绝热式固定床中进行催化反应，反应产物经热量回收和急冷后送入压缩单元，在压缩单元被压缩并经预脱丙烷塔将C4非清晰切割，分离成两股物料，一股物料为部分C4、所有C3以及更轻组分，这股脱除重组分后的甲醇制烯烃反应产物被送至吸收稳定单元；另一股物料为剩余C4、所有C5及更重组分，这股物料被送至分离热区，分离热区通过脱己烷塔和脱丁烷塔将进料分成C4～C6循环烃、C4产品和汽油馏分，其中C4～C6循环烃返回反应单元；

吸收稳定单元的进料包括来自催化裂化单元经过加压的富气和来自压缩单元经过脱除重组分后的甲醇制烯烃反应产物，吸收稳定单元以粗汽油作吸收剂，将进料分离成干气、液化气和汽油产品，液化气送至气体分馏单元，气体分馏单元将液化气分离成丙烯产品、丙烷产品和C4产品，C4产品部分或全部循环返回甲醇制烯烃反应单元。

所述的压缩单元的具体步骤为：甲醇制烯烃反应产物经产品气压缩机压缩，产品气压缩机为多段式压缩机，段间用循环水冷却。在产品气压缩机中间某一段出口或末段出口设置预脱丙烷塔，预脱丙烷塔的进料为压缩机段间冷凝下来的所有烃凝液和多段压缩后的气相物料，预脱丙烷塔将甲醇制烯烃反应产物分成两股，塔顶气相采出部分C4、所有C3以及更轻组分，塔底釜液采出剩余C4、所有C5及更重组分。已脱除重组分后的甲醇制烯烃反应产物送至吸收稳定单元时的压力为0.8～1.80MPaG。

所述的预脱丙烷塔对C4组分进行非清晰切割，在塔顶塔底按照一定比例分配，使塔顶气相中C3与C4的质量比与催化裂化富气中C3与C4的质量比相同或接近，预脱丙烷塔塔顶用循环水冷凝，塔釜用蒸汽再沸。

所述的甲醇制烯烃反应单元的稀释气中的循环C4部分来自分离热区，部分来自气体分馏单元，其中气体分馏单元采出的C4包含了催化裂化单元副产的C4和预脱丙烷塔塔顶采出的C4。

所述的气体分馏单元采出循环C4经选择性加氢反应器后再送去甲醇制烯烃反应单元，该选择性加氢反应器将来自气体分馏单元的循环C4中的丁二烯和丁炔选择性加氢成丁烯。

优选地，所述的压缩单元的具体步骤为：甲醇制烯烃反应产物经产品气压缩机压缩，在产品气压缩机中间某一段出口设置预脱丙烷塔，预脱丙烷塔的进料为压缩机段间冷凝下来的所有烃凝液和该段压缩后的气相物料，预脱丙烷塔将甲醇制烯烃反应产物分成两股，塔顶气相采出部分C4、所有C3以及更轻组分，塔底釜液采出剩余C4、所有C5及更重组分。预脱丙烷塔塔顶气相返回产品气压缩机加压至1.00～1.80MPaG，然后与催化裂化富气混合送至吸收稳定单元。

优选地，所述的压缩单元的具体步骤为：将甲醇制烯烃反应产物经产品气压缩机压缩，在产品气压缩机末段出口设置预脱丙烷塔，预脱丙烷塔的进料为压缩机段间冷凝下来的所有烃凝液和末段压缩后的气相物料，预脱丙烷塔将甲醇制烯烃反应产物分成两股，塔顶气相采出部分C4、所有C3以及更轻组分，塔底釜液采出剩余C4、所有C5及更重组分。预脱丙烷塔塔顶气相压力为0.80～1.60MPaG，直接与催化裂化富气混合送至吸收稳定单元。

本发明用于催化裂化与甲醇制烯烃联合装置，甲醇制烯烃装置仅需新建反应单元、压缩单元和分离热区，可以省去常规甲醇制烯烃装置的分离冷区和丙烯制冷单元，最大限度地利用催化裂化装置原有吸收稳定单元和气体分馏单元的处理能力，同时尽可能降低对原有设备的改造程度，此外，还可以通过循环裂解提高催化裂化装置副产C4的经济性，并减少甲醇制烯烃装置的操作能耗。

所述的甲醇制烯烃反应单元采用现有已公开的固定床甲醇制烯烃反应技术。

与现有技术相比，本发明有如下优点：

1.固定床甲醇制烯烃技术的产物组成中甲烷、氢等轻质气体少，合适采用吸收的方法来实现C2与C3的分离。如果采用吸收稳定的方法，可以省去分离冷区400和丙烯制冷单元500(分离冷区400和丙烯制冷单元500的设备需要用低温碳钢，丙烯制冷单元500需要丙烯制冷压缩机，设备投资较大)，从而显著地降低投资。

2.利用催化裂化装置原有吸收稳定单元700和气分单元800的处理能力来处理甲醇制烯烃反应产物，可降低催化裂化装置的生产成本，使设备得到最大限度的利用。

3.通过调节压缩区200预脱丙烷塔塔顶塔底的C4分配比例，使塔顶气相中C3与C4的质量比与催化裂化富气中C3与C4的质量比接近，有如下优势：(1)原有吸收稳定单元和气体分馏单元塔系的操作条件不需改变，尽可能降低对原有设备的改造程度，以吸收稳定单元的稳定塔为例，稳定塔冷凝器用循环水冷却，塔顶采出C3和C4，原催化裂化富气中C3与C4的质量比约为0.50～2.30，由此决定稳定塔的塔压为0.80～1.30MPaG。如果C3与C4的质量比变化小，那么塔压不需要调整，因而釜温变化也比较小，再沸蒸汽的等级不需要调整，稳定塔塔系的设备改造程度就会减少。(2)甲醇制烯烃反应产物占吸收稳定单元700进料的比例可在0～100％之间任意调整。

4.循环烃裂解为吸热反应，可降低甲醇制烯烃反应器温升，烯烃比烷烃更容易发生裂解。催化裂化副产C4中烯烃含量达到60～70％，让其参与甲醇制烯烃反应，有助于控制甲醇制烯烃反应器的温升，降低稀释蒸汽用量，节省能耗，同时，原本只能作液化气产品的副产C4裂解成了附加值更高的丙烯，提高了产品经济性。

附图说明

图1甲醇制烯烃装置常规流程；

图2催化裂化装置的吸收稳定单元；

图3催化裂化装置的气体分馏单元；

图4本发明催化裂化富气和甲醇制烯烃反应产物混合分离方法；

图5本发明的压缩单元(流程一)；

图6本发明的压缩单元(流程二)；

图7本发明的分离热区。

具体实施方式

下面结合附图和实施例对本发明做进一步详述，以下实施例只是描述性的，不是限定性的，不能以此限定本发明的保护范围。

对比例1

图1甲醇制烯烃装置常规流程图中：100甲醇制烯烃反应单元，200压缩单元，300分离热区，400分离冷区，500丙烯制冷单元。

甲醇制烯烃装置常规流程(图1)为：甲醇制烯烃反应单元100以甲醇101为原料，以蒸汽102、C4～C6循环烃为稀释气在绝热式固定床中进行催化反应，反应产物经热量回收和急冷后送入压缩单元200。甲醇制烯烃反应产物在压缩单元200被压缩并分离成两股物料，一股物料为C4及更轻组分，这股物料被送至分离冷区400；一股物料为C5及更重组分，这股物料被送至分离热区300。分离冷区400包括脱乙烷塔、脱丙烷塔和丙烯精馏塔等，将进料分离成C1～C3产品103以及C4。部分C4组分105循环返回反应单元100，部分C4组分外排作为C4产品104。丙烯制冷单元500为分离冷区提供丙烯冷剂作为冷源。分离热区300将进料分成C5C6循环烃107和汽油产品106，C5C6循环烃107返回反应单元100。

对比例2

催化裂化装置常规流程包括催化裂化单元600、吸收稳定单元700和气体分馏单元800三部分。催化裂化单元600包括催化裂化反再系统、分馏系统和富气压缩系统等。吸收稳定单元700的流程图如图2所示，气体分馏单元800的流程图如图3所示。图2催化裂化装置的吸收稳定单元流程图中：E-701水冷器，V-701平衡罐，T-701吸收塔，T-702再吸收塔，T-703解吸塔，T-704稳定塔。图3催化裂化装置的气体分馏单元流程图中：T-801脱丙烷塔，T-802脱乙烷塔，T-803和T-804丙烯精馏塔。

吸收稳定单元700的流程(图2)为：来自催化裂化单元已压缩的富气201与解吸塔T-703塔顶解吸气、吸收塔T-701塔底油混合后在水冷器E-701中用循环水冷凝，进入平衡罐分离成气相和液相，气相送入吸收塔T-701，液相送入解吸塔T-703。来自稳定塔T-704返回的补充吸收剂和来自催化裂化单元600主分馏塔的粗汽油202进入吸收塔T-701部，与气体逆流接触。吸收塔设两个中段回流取热。吸收塔塔顶气相送入再吸收塔T-702，用来自催化裂化单元600主分馏塔的柴油203作吸收剂。再吸收塔T-702塔釜饱和柴油205返回主分馏塔，塔顶气相为干气产品204。解吸塔T-703塔顶解吸气返回与吸收稳定单元700的进料富气混合，解吸塔釜液为脱乙烷汽油送至稳定塔T-704。稳定塔T-704塔顶得到液化气206送至气体分馏单元800，塔釜得到稳定汽油207。

气体分馏单元800的流程(图3)为：来自吸收稳定单元700的液化气301送至脱丙烷塔T-801，塔顶得到C3组分，塔釜得到C4组分302。C3组分送至脱乙烷塔T-802，塔顶拔除C2等轻组分303，塔釜得到C3送至丙烯精馏塔T-803和T-804。丙烯精馏塔将C3分离成丙烯304和丙烷305。

实施例1

图4本发明催化裂化富气和甲醇制烯烃反应产物混合分离方法图中：100甲醇制烯烃反应单元，200压缩单元，300分离热区，600催化裂化单元，700吸收稳定单元，800气体分馏单元。

图5和图6本发明压缩单元流程图中：T-201预脱丙烷塔；

图7本发明分离热区流程图中：T-301脱己烷塔，T-302脱丁烷塔；

催化裂化富气和甲醇制烯烃反应产物混合分离方法(图4)为：甲醇制烯烃反应单元100以甲醇401为原料，以蒸汽402、C4～C6循环烃403和C4循环烃417为稀释气在绝热式固定床中进行催化反应，反应产物经热量回收和急冷后送入压缩单元200。甲醇制烯烃反应产物在压缩单元200被压缩并经预脱丙烷塔将C4非清晰切割，分离成两股物料，一股物料为部分C4、所有C3以及更轻的组分，这股脱除重组分后的甲醇制烯烃反应产物404被送至吸收稳定单元700；一股物料为剩余C4、所有C5及更重组分405，这股物料被送至分离热区300。分离热区300通过脱己烷塔和脱丁烷塔将进料分成C4～C6循环烃403、C4产品406和高辛烷值的汽油产品407，C4～C6循环烃403返回甲醇制烯烃反应单元100。催化裂化单元600包括催化裂化反再系统、分馏系统和富气压缩系统等。其进料为原料油409，主分馏塔塔顶得到的粗汽油408和富气415进入吸收稳定单元700，轻柴油、油浆等416排出，吸收稳定单元700的进料包括来自催化裂化单元600经过加压的富气和来自压缩单元200脱除重组分后的甲醇制烯烃反应产物404。吸收稳定单元700以粗汽油408做吸收剂，将进料分离成千气410、液化气411和汽油产品412，液化气411送至气体分馏单元800。气体分馏单元800将进料分离丙烯产品、丙烷产品413和C4产品414。C4产品414全部或部分作为C4循环烃417循环回甲醇制烯烃反应单元100。

在某200万吨/年催化裂化装置附近新建一套50万吨/年甲醇进料的甲醇制烯烃装置，所用流程采用本发明的催化裂化富气和甲醇制烯烃反应产物混合分离方法(图4)。利用催化裂化装置原有的吸收稳定单元700和气体分馏单元800来分离甲醇制烯烃装置的反应产物，甲醇制烯烃装置仅需新建甲醇制烯烃反应单元100、压缩单元200(图5)和分离热区300(图7)。

催化裂化装置产生的富气压力为1.80MPaG，富气中C3和C4的质量比为0.69。新建甲醇制烯烃装置反应单元采用现有已公开的技术，压缩单元200采用如图5所示流程：甲醇制烯烃反应单元100出料501在压缩单元200中用产品气压缩机A压缩，产品气压缩机为四段压缩机，段间用循环水冷却。在产品压缩机A第三段出口设置预脱丙烷塔T-201，预脱丙烷塔T-201的进料为压缩机段间冷凝下来的所有烃凝液和该段压缩后的气相物料。预脱丙烷塔将C4组分非清晰切割，调节塔顶气相中C4的含量使C3和C4的质量比为0.69。预脱丙烷塔塔顶采出气相返回产品气压缩机A加压至1.80MPaG后物流502送到吸收稳定单元700与富气混合，塔底为部分C4、C5及重组分物流503。气体分馏单元800分离得到的C4部分或全部返回甲醇制烯烃反应单元。分离热区300采用如图7所示流程：通过脱己烷塔T-301和脱丁烷塔T-302将进料701分成C4～C6循环烃702、C4产品703和高辛烷值的汽油产品704，C4～C6循环烃702返回甲醇制烯烃反应单元100。压缩单元和分离热区塔系的操作条件如表1所示。

表1压缩单元、分离热区塔系的操作条件

位号	名称	塔顶压力MPaG	塔顶温度℃	塔底温度℃
					T-201	预脱丙烷塔	0.91	40.0	99.2
T-301	脱己烷塔	0.22	42.5	174.6
					T-302	脱丁烷塔	0.45	41.6	101.0

利用催化裂化装置原有的吸收稳定单元和气体分馏单元的闲置产能和设计余量来分离甲醇制烯烃装置的反应产物。原有的吸收稳定单元和气体分馏单元操作条件如表2所示。当进料中催化裂化富气占20％、脱除重组分的甲醇制烯烃反应产物占80％时，吸收稳定单元和气体分馏单元操作条件如表3所示。表2和表3的塔系压力相同，塔顶塔底温度接近，冷凝和再沸的公用工程等级不需要调整，因此仅需对原有吸收稳定单元700和气体分馏单元800进行较少的改造。

表2吸收稳定单元和气体分馏单元操作条件(进料仅为催化裂化富气)

位号	名称	塔顶压力MPaG	塔顶温度℃	塔底温度℃
					T-701	吸收塔	1.50	44.6	54.8
T-702	再吸收塔	1.41	41.5	53.9
					T-703	解吸塔	1.27	60.6	108.1
T-704	稳定塔	0.90	57.6	168.4
					T-801	脱丙烷塔	1.73	45.0	103.9
T-802	脱乙烷塔	2.50	46.7	67.4
					T-803	丙烯塔No.1	1.77	45.3	47.8
T-804	丙烯塔No.2	1.86	47.8	58.4

表3吸收稳定单元和气体分馏单元操作条件

(进料：催化裂化富气20％，脱除重组分的甲醇制烯烃反应产物80％)

位号

名称

塔顶压力MPaG

塔顶温度℃

塔底温度℃

T-701	吸收塔	1.50	45.8	54.3
					T-702	再吸收塔	1.41	50.2	54.5
T-703	解吸塔	1.27	54.0	96.0
					T-704	稳定塔	0.90	53.6	171.4
T-801	脱丙烷塔	1.73	45.3	104.7
					T-802	脱乙烷塔	2.50	47.0	67.8
T-803	丙烯塔No.1	1.77	45.3	47.8
					T-804	丙烯塔No.2	1.86	47.8	58.4

甲醇制烯烃反应单元100循环烃中的C4部分来自分离热区300，部分来自气体分馏单元800。其中气体分馏单元800采出的C4包含了催化裂化单元副产的C4(含烯烃70％)和预脱丙烷塔塔顶采出的C4。气体分馏单元800采出的循环C4经选择性加氢反应器B后再送去甲醇制烯烃反应单元，该选择性加氢反应器将来自气体分馏单元的循环C4中的丁二烯和丁炔选择性加氢成丁烯。由于有富含烯烃的催化裂化副产C4参与了甲醇制烯烃反应器，如果保持床层温升不变，所需稀释蒸汽的用量可降低5～10t/h，同时，增产丙烯约0.4～1.2t/h。

实施例2

在某100万吨/年催化裂化装置附近新建一套25万吨/年甲醇进料的甲醇制烯烃装置，所用流程采用本发明的催化裂化富气和甲醇制烯烃反应产物混合分离方法(图4)。利用催化裂化装置原有的吸收稳定单元700和气体分馏单元800来分离甲醇制烯烃装置的反应产物，甲醇制烯烃装置仅需新建甲醇制烯烃反应单元100、压缩单元200(图5)和分离热区300(图7)。

催化裂化装置产生的富气压力为1.00MPaG，富气中C3和C4的质量比为0.50。新建甲醇制烯烃装置反应单元采用现有已公开的技术，压缩单元200采用如图5所示流程：甲醇制烯烃反应单元100出料501在压缩单元200中用产品气压缩机A压缩，产品气压缩机为三段压缩机，段间用循环水冷却。在产品压缩机A第二段出口设置预脱丙烷塔T-201，预脱丙烷塔T-201的进料为压缩机段间冷凝下来的所有烃凝液和该段压缩后的气相物料。预脱丙烷塔将C4组分非清晰切割，调节塔顶气相中C4的含量使C3和C4的质量比为0.50。预脱丙烷塔塔顶采出气相返回产品气压缩机A加压至1.00MPaG后物流502送到吸收稳定单元700与富气混合，塔底为部分C4、C5及重组分物流503。气体分馏单元800分离得到的C4部分或全部返回甲醇制烯烃反应单元。分离热区300采用如图7所示流程：通过脱己烷塔T-301和脱丁烷塔T-302将进料701分成C4～C6循环烃702、C4产品703和高辛烷值的汽油产品704，C4～C6循环烃702返回甲醇制烯烃反应单元100。压缩单元和分离热区塔系的操作条件如表4所示。

表4压缩单元、分离热区塔系的操作条件

位号	名称	塔顶压力MPaG	塔顶温度℃	塔底温度℃
					T-201	预脱丙烷塔	0.80	40.0	103.6
T-301	脱己烷塔	0.18	45.1	168.8
					T-302	脱丁烷塔	0.45	41.5	101.3

利用催化裂化装置原有的吸收稳定单元和气体分馏单元的闲置产能和设计余量来分离甲醇制烯烃装置的反应产物。原有的吸收稳定单元和气体分馏单元操作条件如表5所示。当进料中催化裂化富气占15％、脱除重组分的甲醇制烯烃反应产物占85％时，吸收稳定单元和气体分馏单元操作条件如表6所示。表5和表6的塔系压力相同，塔顶塔底温度接近，冷凝和再沸的公用工程等级不需要调整，因此仅需对原有吸收稳定单元700和气体分馏单元800进行较少的改造。

表5吸收稳定单元和气体分馏单元操作条件(进料仅为催化裂化富气)

位号	名称	塔顶压力MPaG	塔顶温度℃	塔底温度℃
					T-701	吸收塔	0.80	43.6	53.9
T-702	再吸收塔	0.72	43.6	54.9
					T-703	解吸塔	1.17	52.6	124.1
T-704	稳定塔	0.81	50.6	158.47 -->
					T-801	脱丙烷塔	1.73	44.6	102.9
T-802	脱乙烷塔	2.50	46.2	66.3
					T-803	丙烯塔No.1	1.77	45.0	47.2
T-804	丙烯塔No.2	1.86	47.2	58.6

表6吸收稳定单元和气体分馏单元操作条件

(进料：催化裂化富气15％，脱除重组分的甲醇制烯烃反应产物85％)

位号

名称

塔顶压力MPaG

塔顶温度℃

塔底温度℃

T-701	吸收塔	0.80	45.9	54.7
					T-702	再吸收塔	0.72	53.2	55.5
T-703	解吸塔	1.17	54.0	115.0
					T-704	稳定塔	0.81	53.6	161.4
T-801	脱丙烷塔	1.73	45.3	104.7
					T-802	脱乙烷塔	2.50	47.0	67.8
T-803	丙烯塔No.1	1.77	44.8	47.6
					T-804	丙烯塔No.2	1.86	47.6	58.9

甲醇制烯烃反应单元100循环烃中的C4部分来自分离热区300，部分来自气体分馏单元800。其中气体分馏单元800采出的C4包含了催化裂化单元副产的C4(含烯烃68％)和预脱丙烷塔塔顶采出的C4。由于有富含烯烃的催化裂化副产C4参与了甲醇制烯烃反应器，如果保持床层温升不变，所需稀释蒸汽的用量可降低1.5～4t/h，同时，增产丙烯约0.2～0.6t/h。

实施例3

在某150万吨/年催化裂化装置附近新建一套30万吨/年甲醇进料的甲醇制烯烃装置，分离工艺采用本发明的催化裂化富气和甲醇制烯烃反应产物混合分离方法(图4)。利用催化裂化装置原有的吸收稳定单元700和气体分馏单元800代替分离冷区400和丙烯制冷单元500来分离甲醇制烯烃装置的反应产物，甲醇制烯烃装置仅需新建甲醇制烯烃反应单元100、压缩单元200(图6)和分离热区300(图7)，对原有吸收稳定单元700和气体分馏单元800仅需较少的改造。

催化裂化装置产生的富气压力为0.90MPaG，富气中C3和C4的质量比为1.01。新建甲醇制烯烃装置反应单元采用惠生自主研发技术，压缩单元200采用如图6所示流程：甲醇制烯烃反应单元100出料在压缩单元200中用产品气压缩机A压缩，产品气压缩机为多段式压缩机，段间用循环水冷却。在产品压缩机末段出口设置预脱丙烷塔T-201，预脱丙烷塔的进料为压缩机段间冷凝下来的所有烃凝液和末段压缩机后的气相物料。预脱丙烷塔将C4组分非清晰切割，调节塔顶气相中C4的含量使C3和C4的质量比为0.98。预脱丙烷塔塔顶气相602采出压力为0.90MPaG，直接送到吸收稳定单元700与富气混合，塔底为部分C4、C5及重组分物流603。气体分馏单元800分离得到的C4部分或全部返回甲醇制烯烃反应单元。分离热区300采用如图7所示流程：通过脱己烷塔T-301和脱丁烷塔T-302将进料701分成C4～C6循环烃702、C4产品703和高辛烷值的汽油产品704，C4～C6循环烃702返回甲醇制烯烃反应单元100。压缩单元和分离热区塔系的操作条件如表7所示。

表7压缩单元、分离热区塔系的操作条件

位号	名称	塔顶压力MPaG	塔顶温度℃	塔底温度℃
					T-201	预脱丙烷塔	0.93	50.1	99.8
T-301	脱己烷塔	0.24	67.2	177.4
					T-302	脱丁烷塔	0.45	41.9	101.1

利用催化裂化装置原有的吸收稳定单元和气体分馏单元的闲置产能和设计余量来分离甲醇制烯烃装置的反应产物。原有的吸收稳定单元和气体分馏单元操作条件如表8所示。当进料中催化裂化富气占50％、脱除重组分的甲醇制烯烃反应产物占50％时，吸收稳定单元和气体分馏单元操作条件如表9所示。表8和表9的塔系压力相同，塔顶塔底温度接近，冷凝和再沸的公用工程等级不需要调整，因此仅需对原有吸收稳定单元(700)和气体分馏单元(800)进行较少的改造。

表8吸收稳定单元和气体分馏单元操作条件(进料仅为催化裂化富气)

位号	名称	塔顶压力MPaG	塔顶温度℃	塔底温度℃
					T-701	吸收塔	0.78	42.7	47.6
T-702	再吸收塔	0.71	42.3	53.9
					T-703	解吸塔	1.37	64.4	131.2
T-704	稳定塔	0.98	56.2	172.6
					T-801	脱丙烷塔	1.73	46.4	104.1
T-802	脱乙烷塔	2.50	48.0	65.1
					T-803	丙烯塔No.1	1.74	47.1	49.9
T-804	丙烯塔No.2	1.83	49.9	59.0

表9吸收稳定单元和气体分馏单元操作条件

(进料：催化裂化富气50％，脱除重组分的甲醇制烯烃反应产物50％)

位号

名称

塔顶压力MPaG

塔顶温度℃

塔底温度℃

位号	名称	塔顶压力MPaG	塔顶温度℃	塔底温度℃
					T-701	吸收塔	0.78	43.7	48.8
T-702	再吸收塔	0.71	40.3	51.7
					T-703	解吸塔	1.37	62.3	121.3
T-704	稳定塔	0.98	54.1	174.7
					T-801	脱丙烷塔	1.73	46.6	103.3
T-802	脱乙烷塔	2.50	48.9	64.4
					T-803	丙烯No.1	1.74	47.1	49.9
T-804	丙烯塔No.2	1.83	49.9	59.0

甲醇制烯烃反应单元100循环烃中的C4部分来自分离热区300，部分来自气体分馏单元800。其中气体分馏单元800采出的C4包含了催化裂化单元副产的C4(含烯烃60％)。若将气体分馏单元800采出的C4全部循环回甲醇制烯烃反应器中，如果保持床层温升不变，所需稀释蒸汽的用量可降低4～8t/h，同时，增产丙烯约0.3～1.3t/h。

实施例4

在某180万吨/年催化裂化装置附近新建一套35万吨/年甲醇进料的甲醇制烯烃装置，分离工艺采用本发明的催化裂化富气和甲醇制烯烃反应产物混合分离方法(图4)。利用催化裂化装置原有的吸收稳定单元700和气体分馏单元800代替分离冷区400和丙烯制冷单元500来分离甲醇制烯烃装置的反应产物，甲醇制烯烃装置仅需新建甲醇制烯烃反应单元100、压缩单元200(图6)和分离热区300(图7)，对原有吸收稳定单元700和气体分馏单元800仅需较少的改造。

催化裂化装置产生的富气压力为1.50MPaG，富气中C3和C4的质量比为2.10。新建甲醇制烯烃装置反应单元采用惠生自主研发技术，压缩单元200采用如图6所示流程：甲醇制烯烃反应单元100出料在压缩单元200中用产品气压缩机A压缩，产品气压缩机为多段式压缩机，段间用循环水冷却。在产品压缩机末段出口设置预脱丙烷塔T-201，预脱丙烷塔的进料为压缩机段间冷凝下来的所有烃凝液和末段压缩机后的气相物料。预脱丙烷塔将C4组分非清晰切割，调节塔顶气相中C4的含量使C3和C4的质量比为2.14。预脱丙烷塔塔顶气相602采出压力为1.50MPaG，直接送到吸收稳定单元700与富气混合，塔底为部分C4、C5及重组分物流603。气体分馏单元800分离得到的C4部分或全部返回甲醇制烯烃反应单元。分离热区300采用如图7所示流程：通过脱己烷塔T-301和脱丁烷塔T-302将进料701分成C4～C6循环烃702、C4产品703和高辛烷值的汽油产品704，C4～C6循环烃702返回甲醇制烯烃反应单元100。压缩单元和分离热区塔系的操作条件如表10所示。

表10压缩单元、分离热区塔系的操作条件

位号	名称	塔顶压力MPaG	塔顶温度℃	塔底温度℃
					T-201	预脱丙烷塔	1.57	60.3	119.7
T-301	脱己烷塔	0.27	67.1	181.3
					T-302	脱丁烷塔	0.45	41.9	101.1

利用催化裂化装置原有的吸收稳定单元和气体分馏单元的闲置产能和设计余量来分离甲醇制烯烃装置的反应产物。原有的吸收稳定单元和气体分馏单元操作条件如表11所示。当进料中催化裂化富气占60％、脱除重组分的甲醇制烯烃反应产物占40％时，吸收稳定单元和气体分馏单元操作条件如表12所示。表11和表12的塔系压力相同，塔顶塔底温度接近，冷凝和再沸的公用工程等级不需要调整，因此仅需对原有吸收稳定单元700和气体分馏单元800进行较少的改造。

表11吸收稳定单元和气体分馏单元操作条件(进料仅为催化裂化富气)

位号	名称	塔顶压力MPaG	塔顶温度℃	塔底温度℃
					T-701	吸收塔	1.38	43.7	48.7
T-702	再吸收塔	1.31	43.3	55.4
					T-703	解吸塔	1.57	63.4	143.210 -->
T-704	稳定塔	1.28	56.2	182.6
					T-801	脱丙烷塔	1.73	46.4	104.1
T-802	脱乙烷塔	2.50	48.0	65.1
					T-803	丙烯塔No.1	1.74	47.1	49.9
T-804	丙烯塔No.2	1.83	49.9	59.0

表12吸收稳定单元和气体分馏单元操作条件

(进料：催化裂化富气60％，脱除重组分的甲醇制烯烃反应产物40％)

位号	名称	塔顶压力MPaG	塔顶温度℃	塔底温度℃
					T-701	吸收塔	1.38	42.6	49.8
T-702	再吸收塔	1.31	43.2	54.8
					T-703	解吸塔	1.57	60.3	133.2
T-704	稳定塔	1.28	54.1	184.7
					T-801	脱丙烷塔	1.73	46.6	103.3
T-802	脱乙烷塔	2.50	48.9	64.4
					T-803	丙烯No.1	1.74	47.1	49.9
T-804	丙烯塔No.2	1.83	49.9	58.9

甲醇制烯烃反应单元100循环烃中的C4部分来自分离热区300，部分来自气体分馏单元800。其中气体分馏单元800采出的C4包含了催化裂化单元副产的C4(含烯烃60％)。气体分馏单元800采出的循环C4经选择性加氢反应器B后再送去甲醇制烯烃反应单元，该选择性加氢反应器将来自气体分馏单元的循环C4中的丁二烯和丁炔选择性加氢成丁烯。若将气体分馏单元800采出的C4全部循环回甲醇制烯烃反应器中，如果保持床层温升不变，所需稀释蒸汽的用量可降低4～9t/h，同时，增产丙烯约0.4～1.4t/h。

Claims (7)

1.一种催化裂化富气和甲醇制烯烃反应产物混合分离方法，包括催化裂化单元(600)、吸收稳定单元(700)和气体分馏单元(800)，其特征在于，还包括一套甲醇制烯烃装置，该甲醇制烯烃装置包括甲醇制烯烃反应单元(100)、压缩单元(200)和分离热区(300)，具体分离方法包括以下步骤：

甲醇制烯烃反应单元(100)以甲醇为原料，以蒸汽、C4-C6循环烃为稀释气在绝热式固定床中进行催化反应，反应产物经热量回收和急冷后送入压缩单元(200)，在压缩单元(200)被压缩并经预脱丙烷塔将C4非清晰切割，分离成两股物料，一股物料为部分C4、所有C3以及更轻组分，这股脱除重组分后的甲醇制烯烃反应产物被送至吸收稳定单元(700)；另一股物料为剩余C4、所有C5及更重组分，这股物料被送至分离热区(300)，分离热区(300)通过脱己烷塔(T-301)和脱丁烷塔(T-302)将进料分成C4～C6循环烃、C4产品和汽油馏分，其中C4～C6循环烃返回反应单元(100)；

吸收稳定单元(700)的进料包括来自催化裂化单元(600)经过加压的富气和来自压缩单元(200)经过脱除重组分后的甲醇制烯烃反应产物，吸收稳定单元(700)以粗汽油作吸收剂，将进料分离成干气、液化气和汽油产品，液化气送至气体分馏单元(800)，气体分馏单元(800)将液化气分离成丙烯产品、丙烷产品和C4产品，C4产品部分或全部循环返回甲醇制烯烃反应单元(100)。

2.根据权利要求1所述的一种催化裂化富气和甲醇制烯烃反应产物混合分离方法，其特征在于，所述的压缩单元(200)的具体步骤为：甲醇制烯烃反应产物经产品气压缩机压缩，产品气压缩机为多段式压缩机，段间用循环水冷却；在产品气压缩机中间某一段出口或末段出口设置预脱丙烷塔(T-201)，预脱丙烷塔(T-201)的进料为压缩机段间冷凝下来的所有烃凝液和多段压缩后的气相物料，预脱丙烷塔(T-201)将甲醇制烯烃反应产物分成两股，塔顶气相采出部分C4、所有C3以及更轻组分，塔底釜液采出剩余C4、所有C5及更重组分；已脱除重组分后的甲醇制烯烃反应产物送至吸收稳定单元(700)时的压力为0.80～1.80MPaG。

3.根据权利要求2所述的一种催化裂化富气和甲醇制烯烃反应产物混合分离方法，其特征在于，所述的预脱丙烷塔(T-201)对C4组分进行非清晰切割，在塔顶塔底按照一定比例分配，使塔顶气相中C3与C4的质量比与催化裂化富气中C3与C4的质量比相同或接近，预脱丙烷塔(T-201)塔顶用循环水冷凝，塔釜用蒸汽再沸。

4.根据权利要求1所述的一种催化裂化富气和甲醇制烯烃反应产物混合分离方法，其特征在于，所述的甲醇制烯烃反应单元(100)稀释气中的循环C4部分来自分离热区(300)，部分来自气体分馏单元(800)，其中气体分馏单元(800)采出的C4包含了催化裂化单元副产的C4和预脱丙烷塔(T-201)塔顶采出的C4。

5.根据权利要求4所述的一种催化裂化富气和甲醇制烯烃反应产物混合分离方法，其特征在于，所述的气体分馏单元(800)采出循环C4经选择性加氢反应器后再送去甲醇制烯烃反应单元(100)，所述的选择性加氢反应器将来自气体分馏单元(800)的循环C4中的丁二烯和丁炔选择性加氢成丁烯。

6.根据权利要求2所述的一种催化裂化富气和甲醇制烯烃反应产物混合分离方法，其特征在于，所述的压缩单元(200)的具体步骤为：甲醇制烯烃反应产物经产品气压缩机压缩，在产品气压缩机中间某一段出口设置预脱丙烷塔(T-201)，预脱丙烷塔(T-201)的进料为压缩机段间冷凝下来的所有烃凝液和该段压缩后的气相物料，预脱丙烷塔(T-201)将甲醇制烯烃反应产物分成两股，塔顶气相采出部分C4、所有C3以及更轻组分，塔底釜液采出剩余C4、所有C5及更重组分。预脱丙烷塔塔顶气相返回产品气压缩机加压至1.00～1.80MPaG，然后与催化裂化富气混合送至吸收稳定单元(700)。

7.根据权利要求2所述的一种催化裂化富气和甲醇制烯烃反应产物混合分离方法，其特征在于，所述的压缩单元(200)的具体步骤为：甲醇制烯烃反应产物经产品气压缩机压缩，在产品气压缩机末段出口设置预脱丙烷塔(T-201)，预脱丙烷塔(T-201)的进料为压缩机段间冷凝下来的所有烃凝液和末段压缩后的气相物料，预脱丙烷塔(T-201)将甲醇制烯烃反应产物分成两股，塔顶气相采出部分C4、所有C3以及更轻组分，塔底釜液采出剩余C4、所有C5及更重组分。预脱丙烷塔塔顶气相压力为0.80～1.60MPaG，直接与催化裂化富气混合送至吸收稳定单元(700)。