CN104350132B - 轻度裂化情况下分离烯烃的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及制备烯烃的方法，其中含烃料被引进裂化炉中，在炉内含烃料中的相对长链烃类至少部分被裂化成包含乙烯和丙烯的短链烯烃。裂化中形成的裂化气体(1)连续地通过洗涤塔(10)的下部(11)和上部(12)被逆流输送至建议的液态洗涤介质(43，31)中。在洗涤塔(10)的下部(11)用富石油醚馏分(43)作为洗涤介质(43，31)，并在洗涤塔(10)的上部(12)用富水馏分(31)作为洗涤介质(43，31)，其中所述富石油醚馏分是用在大气压下，在130℃时，80％沸腾的烃类馏分。在工艺过程期间，将所述洗涤塔(10)用塔板(14)分成了下部(11)和上部(12)，液体不能从顶部向下流过该塔板(14)。一种石油醚‑水液相从将洗涤塔(10)分成下部(11)和上部(12)的塔板(14)排出。所述石油醚‑水液相(51)被分为液态石油醚馏分和液态水馏分，其中至少部分液态石油醚馏分作为富石油醚馏分(43)被导入洗涤塔(10)的下部(11)，并且至少部分液态水馏分作为富水馏分(31)被导入洗涤塔(10)的上部(12)。

Description

轻度裂化情况下分离烯烃的方法
本发明涉及制备烯烃的方法和装置，其中特别的液态含烃料被送入裂化炉中，含烃料中的相对长链烃类在此被裂化形成包含乙烯和丙烯的短链烯烃。
在该方法中，含烃料和蒸汽一起被送入适当的裂化炉装置中，并在那里通过热辐射加热至含烃料中的相对长链烃类被裂化成短链烯烃的程度。本申请使用的特别的液态含烃料主要由相对长链的饱和烃组成。在此情况下，含烃料的沸点大约在-40℃到600℃。现有技术已知的这些原料有石脑油、常压瓦斯油、煤油、氢化或非氢化的重质烃/高沸点烃混合物。对于本发明，液态C3/C4馏分(液化石油气)同样可以作为裂化的进料。
对于本发明，“裂化炉”是一个其中建立有裂化条件的裂化单元。一个整炉可以被分为两个或多个的裂化炉。这些裂化炉随后会经常被称为炉室。属于一个整炉的多个炉室通常有单独的辐射区和共同的对流区以及共同的烟雾抽引。在此情况下，每个炉单元都可以在各自的裂化条件下操作(见下文)。因此每个炉室是一个裂化单元，从而在此被称作裂化炉。那么整炉包含多个裂化单元，即，多个裂化炉。如果只存在一个炉室，那它就是裂化单元和裂化炉。裂化炉能够被组合形成组，例如被供给相同进料。一个炉组里的裂化条件通常被设置成相同或者相似。本发明可以通过一个或多个裂化炉实现。
裂化含烃料以形成混合物，所述混合物在裂化炉出口温度下是气态的，并包含待分离的烯烃，特别是乙烯和丙烯。裂化过程中产生的气体混合物被称作裂化气体。从裂化炉中排出的裂化气体，随后需用一系列纯化步骤去除杂质并被分离成单独的烃类馏分，特别是乙烯和丙烯。
现有技术中，如图1所示，所得裂化气体的纯化通常开始于油相洗涤，接下来是水相洗涤。深层纯化步骤例如在DE 10 2006 045 498 A1和EP1 158 038 A2中公开。
依据图示的现有技术，图1显示了对从液态含烃料中获得的裂化气体纯化的开端和分馏链。
所述裂化气体1被送入传质塔20的下部21，所述传质塔20使用主要包含重油和重石脑油的两种烃类液态馏分41和42作为洗涤介质。该传质塔20被分成两部分，上部22和上文所述的下部21。通过向下流的液体无法通过但是下降的气相可以通过的烟囱式塔板24实现分离。
传质塔20有多种元件。阶梯式塔板23位于传质塔下部21的下部。上部22同样包含一些阶梯式塔板23和具有高效率的元件，例如筛板25。裂化气体1被导入传质塔20的下部，并与向下流的洗涤介质41和42紧密接触。裂化气体首先最初通过与洗涤介质41和42接触来进行冷却。重油组分和固体含碳物质颗粒从裂化气体中被洗涤出来。去除了重油组分和含碳物质颗粒的裂化气体2从传质塔20的顶部离开。包含裂化气体中所有固体含碳物质颗粒和重油组分的液相从传质塔20的底部被排出。现有技术中，传质塔20被称作油相初馏塔、油相洗涤塔或油相洗涤。
已经被除去重油组分和固体含碳物质颗粒的裂化气体2被导入水相洗涤塔90的下部。水相洗涤塔90也被称作水相洗涤。在水相洗涤塔90中，下部主要使用简单的元件，例如阶梯式塔板13。在上部，使用具有提升效率的元件15，例如筛板、浮阀塔板、网孔填料、规整填料和/或散堆填料元件层。
冷水31作为洗涤介质从水相洗涤塔90的顶部被导入。在水相洗涤塔90中，将上升的裂化气体2中的其它杂质，例如石油醚组分去除，并进一步冷却。于是，主要包含石油醚组分和水的液态馏分4从水相洗涤塔90的底部排出。从水相洗涤塔90顶部排出的气态产物5现在已经被除去重油组分、石油醚组分和固体含碳物质颗粒，随后可以被分离为单独的烃类馏分，特别是乙烯和丙烯(没有更详细地展现)。
本发明旨在简化液态含烃料的热裂化产生的裂化气体的纯化。尤其是降低设备的成本。
所述目的可以通过具有独立权利要求所述特征的方法和装置实现。本发明其它有利的实施方式在从属权利要求中说明。
本发明的基本概念是仅连续地使用富石油醚馏分和富水馏分作为洗涤介质，来纯化在热裂化液态含烃料中产生的裂化气体。因此根据本发明，全部油相洗涤塔被免除，即使使用上述的含烃料，例如石脑油。重油组分、石油醚组分和固体含碳物质颗粒的移除通过单个的洗涤塔实现。
所使用的洗涤塔与现有的方法和设备中水相洗涤塔相似，并且在工艺过程期间，被分为下部和上部。下部和上部在分别使用的元件上不同。裂化气体通过洗涤塔的下部和上部被连续逆流输送到液态洗涤介质中，如所述的富石油醚馏分和富水馏分。
所述富水馏分作为洗涤介质被导入洗涤塔的上部。所述富石油醚馏分作为洗涤介质被导入洗涤塔的下部。裂化气体在洗涤塔的下部，通过其中的元件与向下流的富石油醚馏分紧密接触。在此向下流的富石油醚馏分将裂化气体中的重油组分和固体含碳物质颗粒去除。此外，上升的裂化气体被冷却。接下来上升的裂化气体进入洗涤塔的上部。在上部，裂化气体中存在的石油醚(来自裂化及来自在洗涤塔下部作为洗涤介质的石油醚馏分)被作为洗涤介质的富水馏分洗涤出来。于是，得到了石油醚-水相。
对于本专利申请，“富石油醚馏分”是一种如下述含有高含量石油醚的流体，即石油醚含量至少为80％，尤其是至少为90％、95％或99％。它也可以是(基本上)纯的石油醚。相应的，“富水馏分”是一种含有高含量水的馏分，即水含量至少为80％，尤其是至少为90％、95％或99％。富水馏分特别是指工艺用水，也就是可能用相应辅助设备额外处理过的基本上的纯水。所述“富水馏分”也可以从所述石油醚-水相中分离出来。
根据本发明，作为纯化的第一步，裂化气体被直接导入洗涤塔中。对于本发明来说，“纯化步骤”或者“纯化”是将一种或多种的规定组分从裂化气体中去除的过程。术语“裂化气体”指裂化炉排出的气体。对于本发明，“轻度裂化条件”指在该条件下，含烃料在裂化炉中以轻度分解强度，即低裂化强度，发生热裂化。。
裂化强度是本文使用的裂化含烃料生产烯烃方法中的一个重要参数。它取决于使用的裂化条件。所述裂化条件，特别受温度、停留时间和含烃料的组分分压，以及蒸汽的影响。含烃料的组成和所用裂化炉的结构类型也影响裂化条件。因为这些因素的相互作用影响，特定的单个参数的衡量没有意义。因此裂化条件也可以用裂化气体中丙烯和乙烯的比例衡量(称为P/E比)。
例如，轻度裂化条件导致在裂化炉排出口的丙烯和乙烯比例至少达到0.7kg/kg,特别为0.7到1.6kg/kg，优选为0.8到1.4kg/kg，特别优选为0.85到1.2kg/kg。使裂化炉排出口的丙烯和乙烯比例为0.75到1.5kg/kg或0.8到1.2kg/kg或0.85到1.15kg/kg的裂化条件也是有利的。
仅仅举例来说，直接在裂化炉排出口的裂化气体的温度范围为720℃到800℃，压力范围为1barg到4barg，优选为2.5barg到4barg。用barg计量的压力涉及超大气压，即1barg意味比大气压高1bar。裂化炉中逆流的含烃料中其他蒸汽和含烃料中烃类蒸汽的质量比在0.15kg/kg至0.45kg/kg,优选的从0.2kg/kg至0.35kg/kg的范围内也是有利的。
特别地，本发明是实用的，因为在轻度裂化条件下，普通组分的烃类如石脑油在热裂化中，会产生相当多的(热解)石油醚。这种石油醚可以直接作为洗涤介质使用，即作为“富石油醚馏分”，因此本发明不需要从设备外提供洗涤介质。石油醚还可以在设备启动或总是需要额外的石油醚时形成。因此，本发明的流程特别地经济并且充分利用了在任何情况中都能获得的石油醚。没有被用作洗涤介质的石油醚可以在区界被传递、分馏和/或回流到裂化步骤。因此本发明可以制备满足洗涤介质需要的精确量的石油醚。在任何时候都可以在过程中补充，例如由于石油醚-水相分离不完全(见下)和/或蒸发而造成的石油醚损耗相应的设备还可以在仅需要石油醚作为洗涤介质时的轻度裂化条件下运行，例如在启动时。
因为使用了单一洗涤塔，相应的设备可以在更小的空间中，更经济实惠地安装。
对于本发明来说，“石油醚”包括上述的热解石油醚，是一类在大气压下，在130℃时，80％沸腾的烃类馏分。这样的馏分在180℃以上已经完全汽化。相应地，石油醚-水相是这种烃类馏分和水的混合物。“石油醚”、“石油醚馏分”和“石油醚相”这些术语在本专利申请中是同义词。不言而喻，石油醚可以在一定程度上包含其他组分，例如其他烃类和水。然而，作为洗涤介质的富石油醚馏分至少包含上述石油醚的含量或界定了石油醚沸点的烃类。
对于本发明来说，裂化气体“直接”导入洗涤塔意味着裂化炉和洗涤塔的动力学直接接触，这种接触不包括中间洗涤或者类似的纯化步骤。对于本发明来说，某些结构计量槽，例如用于聚集固体颗粒及类似物的弯导管，不被认为是中间纯化步骤。
本发明的一个优选实施方案中，在工艺过程期间，洗涤塔被塔板分为上部和下部，液体无法自顶部向下通过塔板。在本发明的实施方案中，洗涤塔配置为双回流塔。在工艺过程期间被分开的两部分被分别供应单独的洗涤介质，即上述的富石油醚馏分和富水馏分，在各自部分的底部各有一个分离液体排出管。其具有以下优点，必要时实现了下部和上部的洗涤介质互相独立，并且无需不同塔也可以独立改变。
包含重油组分和含碳物质颗粒的液相优选从洗涤塔底部排出，即洗涤塔的下部。在此实施方案中，去除了含碳物质颗粒、重油和石油醚馏分的裂化气体从洗涤塔的顶部以气体形式排出。
此外，石油醚-水液相从将洗涤塔分为下部和上部的塔板排出。这使得该液相随后被分离为石油醚相和水相，并且这两相能够以富石油醚馏分或富水馏分的形式作为洗涤介质被分别回收。
本发明的一种实施方案中，从洗涤塔塔板，也就是下部排出的液相，被分为含有含碳物质颗粒的第一液相和含重油馏分的第二液相。这允许洗涤塔底部排出的液相中单独组分的进一步分离加工和分离回收。第二液相中的任何轻质烃(优选含有4个和5个碳原子的烃)更利于从该相汽提，回流入洗涤塔。如本文所述，石油醚-水液相利于被分离成液态石油醚馏分和液态水馏分，其中液态石油醚馏分至少部分被导入洗涤塔的下部作为洗涤介质，富石油醚馏分和液态水馏分至少部分被导入洗涤塔的上部，其中的富水馏分作为洗涤介质。这使得单独的相可以循环。
对于本发明来说，重油组分是在大气压下，温度为460℃时，80％沸腾的烃类馏分。在温度高于560℃时，该馏分完全蒸发。相应地，油-水相是这种重油馏分和水的混合物。
简单的元件(特别优选阶梯式塔板)被优先用于洗涤塔的下部；有更高效率的元件(特别优选筛板、浮阀塔板、网孔填料、规整填料和/或散堆填料元件层)被优先用于洗涤塔的上部。
特别地，本发明实现了减少液态含烃料裂化而形成的裂化气体的纯化装置。本发明使得即使是对于石油脑这样的“重”原料，整个洗涤塔，即油相初馏塔也可以被省略。根据本发明，裂化气体中的重油、石油醚组分和固体含碳物质颗粒可以在一个洗涤塔中被除去，其中富水馏分作为洗涤介质从洗涤塔的上部顶端导出，其它过程本身产生的富石油醚的馏分，被导入下部。
本发明在下面借助图中描述的两个例子进行说明。
在图中，
图1显示了现有技术的纯化工序的开端，
图2显示了一个本发明的实施方案，其使用简单重力分离器，
图3显示了另一个本发明的实施方案，其使用多级重力分离器。
在图2显示的实施例中，从裂化炉出来的裂化气体1直接进入洗涤塔10的下部11。洗涤塔10在工艺过程期间用烟囱式塔板14分成了下部11和上部12。下部11主要包含例如阶梯式塔板这样的简单元件。在本实施方案中，阶梯式塔板是以角尖指向上的方式安装在下部的角形元件。
更高效率的元件15位于洗涤塔10的上部12。例如，可以是规整填料和/或散堆填料元件层。
水或富水馏分31作为洗涤介质被引入洗涤塔10的上部12。富石油醚的液态馏分43作为洗涤介质被引入洗涤塔10的下部11。裂化气体1被送入洗涤塔10的下部11，并通过元件13和向下流动的洗涤介质43紧密接触。在这里向下流动的富石油醚的液态馏分43除去裂化气体1中的油类和固体含碳物质颗粒。此外，上升的裂化气体1被冷却。上升的裂化气体1通过烟囱式压板(chimney neck tray)14并进入洗涤塔10的上部12。
配置烟囱式压板14使得从洗涤塔10的上部12向下流动的富水馏分31不能通过它。通过烟囱式压板14的气相已经被除去所有固体含碳物质颗粒和重油，但是仍含有重石油醚杂质。这些石油醚杂质在上部中用作为洗涤介质的富水馏分31洗涤出去。于是石油醚-水混合相51相应地在烟囱式压板14上聚集并从烟囱式压板14排出。
被排出的石油醚-水混合相51被送入石油醚-水分离器74。在那里，水相被分出并作为富水馏分31回流至洗涤塔10顶部。从石油醚-水分离器74分出的石油醚相作为富石油醚馏分43被送入洗涤塔10的下部。另外，从石油醚-水分离器74得到的更多的水相52，被融合进设备的工艺用水循环中。另外，部分石油醚相(水洗涤中石油醚循环不需要的额外产物)作为石油醚产物46分出，并被输出到深层加工(例如石油醚氢化或芳香烃分离)和/或再次裂化。
包含所有重油组分和含碳物质颗粒的液相4从洗涤塔10的底部排出。排出的液相4首先送入离心分离器(旋流器)71。固体含碳物质颗粒优选在离心分离器71的底部沉淀出来，并送入过滤系统72的液态馏分63中。现在只含有很细小的固体含碳物质颗粒的液态馏分62从离心分离器71的顶部排出。它被送入汽提塔73，在这里气态烃馏分45(主要是含4到9个碳原子的烃类)通过引入蒸汽流32进行汽提，然后被再次引入洗涤塔10的下部11。重油相66从汽提塔73的底部排出。在过滤系统72中，将固体含碳物质颗粒从回流至裂化气体1的气相65中分离。为了除去过滤系统72中的含碳物质颗粒，在所述过滤系统中引入蒸汽流33。结果是，包含所有固体含碳物质颗粒的物流64不含有挥发烃类，因此可以从过滤系统72排出和处理。另外，形成了废气53。
如图2所示的本发明的这种实施方案中，裂化气体1通过顶部离开洗涤塔10，且作为塔顶馏出物5已经被除去了重油组分、石油醚组分和固体含碳物质颗粒。这样被纯化的裂化气体接下来可以被传送至深度低温分馏，在其中，特别理想的产物乙烯和丙烯可以从裂化气体中分离出来。
图3所示的实施例与图2所示的实施例类似。这里相同的零件和物流使用相同标号表示。
这里洗涤塔10由下部11和上部12组成，在工艺过程期间这两部分被烟囱式塔板14隔离开。以一种类似于图2示例的方法，水31作为洗涤介质从上部12的顶部引入。以一种类似于图2示例的方法，石油醚-水相51从上部12的底部排出，并且以一种类似于图2示例的方法分离成单一成分。这在此处没有更多的展示。
与图2示例相比，液相4从下部11的底部排出，并直接被送入多级重力分离器75。多级重力分离器75具有让含碳物质颗粒聚集的多个槽。包含所有含碳物质颗粒的液相63从这些槽中被排出。液相63被送入过滤系统72，并且类似于图2示例处理(没有展示)。
现在从多级重力分离器75中同样获得只包含非常细小的含碳物质颗粒的烃类馏分62，并且以类似于图2所示实例的方法处理。水馏分31和石油醚-水相51的处置同样参照图2示例。两个实施例中相同的物流和装置均有相同的标号。

Claims (9)

1.一种制备烯烃的方法，其中含烃料被送入裂化炉中，含烃料中的相对长链烃类至少部分被裂化形成包含乙烯和丙烯的短链烯烃，并且其中裂化形成的裂化气体(1)连续地通过洗涤塔(10)的下部(11)和上部(12)被逆流输送至液态洗涤介质中(43,31)，其特征在于，
-在洗涤塔(10)的下部(11)用富石油醚馏分(43)作为洗涤介质，而在洗涤塔(10)的上部(12)用富水馏分(31)作为洗涤介质，其中所述富石油醚馏分是用在大气压下于130℃80％沸腾的烃类馏分，
-在工艺过程期间，所述洗涤塔(10)被塔板(14)分成下部(11)和上部(12)，液体不能从顶部向下流过该塔板(14)，
-其中石油醚-水液相(51)从将洗涤塔(10)分成下部(11)和上部(12)的塔板(14)排出，和
-所述石油醚-水液相(51)被分为液态石油醚馏分和液态水馏分，其中至少部分液态石油醚馏分作为富石油醚馏分(43)被导入洗涤塔(10)的下部(11)，而至少部分液态水馏分作为富水馏分(31)被导入洗涤塔(10)的上部(12)。
2.如权利要求1所述的方法，其特征在于，裂化炉以如下方式运行：裂化气体(1)所含丙烯和乙烯的比例系数至少为0.7kg/kg。
3.如权利要求1或2所述的方法，其特征在于，裂化炉直接输出的裂化气体(1)的温度范围在720℃到800℃和/或压力范围在1barg到4barg。
4.如权利要求1或2所述的方法，其特征在于，裂化炉直接输出的裂化气体(1)的温度范围在720℃到800℃和/或压力范围在2.5barg到4barg。
5.如权利要求1或2所述的方法，其特征在于，包含重油和含碳物质颗粒的液相(4)从洗涤塔(10)的底部排出，并且从洗涤塔(10)顶部以气态形式离开的裂化气体(5)已经被除去含碳物质颗粒、重油和石油醚馏分。
6.如权利要求5所述的方法，其特征在于，所述从洗涤塔(10)底部排出的液相(4)被分成包含含碳物质颗粒的第一液相(64)和包含重油馏分的第二液相(62)。
7.如权利要求6所述的方法，其特征在于，将存在于第二液相(62)中的任何轻质烃(45)从该相汽提出并回流至洗涤塔(10)中。
8.如权利要求1或2所述的方法，其特征在于，在洗涤塔(10)的下部(11)使用阶梯式塔板(13)，而在洗涤塔(10)的上部(12)使用选自筛板、浮阀塔板、网孔填料、规整填料和/或散堆填料元件层的具有更高效率的元件(15)。
9.如权利要求1或2所述的方法，其特征在于，所述在洗涤塔(10)的下部(11)作为洗涤介质(43)的富石油醚馏分(43)是从液态含烃料获得的。
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