CN109369318A - 一种以c5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法，包括以下步骤：S1将C5烯烃原料通入净化器脱除含氧化合物等杂质；S2在加氢反应器中进行选择性加氢反应，得到单烯烃C5物料；S3加热后输送至催化裂解反应器进行裂解反应，得到含有乙烯、丙烯的裂解产物；S4经过冷却压缩后，依次在脱重塔和精馏塔中进行丙烯分离提纯，得到提纯后的高纯丙烯和剩余丁烯；S5将剩余丁烯和脱重塔塔釜部分物料混合后输送至预反应器，进行烯烃的选择性叠合反应，得到中间反应产物返回至步骤S3进行裂解反应。本发明方法丙烯收率为原料的60m％以上，同时副产30m％以内的乙烯，系统所采用的设备简单，可操作性强，投资小，操作费用低。

Description

一种以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法
技术领域
本发明属于烯烃裂解技术领域，具体涉及一种以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法。
背景技术
在炼油化工领域，蒸汽裂解工艺生产了大量的丙烯，与此同时也产生大量C5烯烃，随着炼化一体化进程的深入，如何充分利用C5烯烃至关重要。
首先MTO工艺国内逐步成熟并大规模工业推广，该工艺副产的高浓度C5烯烃没有得到很好的利用；另一方面，化工领域的聚丙烯行业对丙烯的需求逐年递增，丙烯单体供不应求，这就促使我们对C5烯烃如何最大化生产丙烯进行研究。
专利申请号为CN200510029466.5的中国专利文献，公开了《含碳烯烃混合物催化裂解增产丙烯乙烯的方法》，该方法利用C4-C8的含碳烯烃混合物与过热蒸汽混合后，进入裂解反应器进行催化裂解反应，裂解产物再经过冷却、压缩、侧线抽出的方式增产丙烯和乙烯，该方法得到的丙烯和乙烯为原料中烯烃总量的50％～60％。该方法得到的产品中C4以上馏分重量浓度达到35％～50％，因此，未能最大化生产得到丙烯和乙烯。
专利申请号为CN201010204400.6的中国专利文献，公开了《利用裂解碳四抽余液增产丙烯和乙烯的方法》，该方法采用碳四烯烃催化裂解单元、混合烯烃和烷烃催化裂解单元和碳四烷烃催化裂解单元进行丙烯和乙烯的增产，采用该方法后，全厂乙烯总收率增加0.73％，丙烯总收率增加2.23％，使得全厂乙烯总收率为31.70％，丙烯总收率为17.90％。
上述现有丙烯和乙烯增产的方法均未能做到最大化进行丙烯生产的目的，使得大量C5烯烃混合物未能得到充分利用，造成了资源的严重浪费。
发明内容
鉴于以上现有技术的不足之处，本发明的主要目的在于提供一种以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法，用于解决煤制烯烃和炼化一体化进程中C5烯烃充分利用的问题。
为了实现上述目的，本发明采用以下技术方案：
一种以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法，包括以下步骤：
S1预处理单元操作：将含双烯烃的C5原料，通入净化器进行吸附操作，以脱除原料中的含氧化合物等杂质；所述净化器内装填有分子筛吸附剂，所述分子筛吸附剂为3A、5A和NaY中的一种；通过净化器将原料中的含氧化合物等杂质进行净化后，有利于提高和延长多级预反应器内催化剂的活性；
S2选择性加氢单元操作：将净化后的原料在加氢反应器中进行选择性加氢反应，得到单烯烃C5物料；
S3催化裂解单元操作：将步骤S2得到的单烯烃C5物料依次经脱氧化反应器净化、预热器预热至200～350℃和加热炉加热至400～600℃后，输送至催化裂解反应器进行裂解反应，得到含有乙烯、丙烯的裂解产物；所述催化裂解反应器内装填的催化剂为分子筛复配催化剂，所述分子筛复配催化剂是指ZSM5、ZSM35、MCM22、MCM41、BETA、USY分子筛等中的至少二种或它们的改性分子筛按一定质量复配；所述脱氧化反应器内装填有分子筛吸附剂，所述分子筛吸附剂为3A、5A、13X和NaY中的一种；
S4丙烯提纯单元操作：将步骤S3得到的含有乙烯、丙烯的裂解产物经过冷却后，由压缩机进行增压操作，增压压力为0.4～0.8MPa，再经过脱重塔进行丙烯的分离提纯操作，脱重塔塔底得到的C4以上馏分部分返回至脱氧化物反应器,部分输送至预反应器进行选择性叠合反应，塔顶得到初步提纯后的丙烯和丁烯混合物，所述丙烯和丁烯混合物通过精馏塔进一步分离后，精馏塔塔顶得到高纯丙烯，塔底得到丁烯；
S5选择性叠合单元操作：将步骤S4塔底得到的丁烯和脱重塔塔釜部分物料依次输送至多级预反应器和精馏塔内，进行烯烃的选择性叠合反应及其产物的分离操作，精馏塔顶部为未反应物料，塔底得到中间反应产物返回至步骤S3进行催化裂解单元操作，最终乙烯收率为原料的30m％以下，丙烯收率为原料的60m％以上。所述多级预反应器装填的催化剂为树脂型催化剂或分子筛催化剂，所述树脂型催化剂为以苯乙烯为主的聚合物催化剂，所述分子筛催化剂是指ZSM5、ZSM35、MCM22、MCM41、BETA、USY分子筛等中的至少二种或它们的改性分子筛按一定质量复配；所述精馏塔塔顶温度为30～70℃，塔底温度为130～260℃，塔顶压力为0.4～1.0MPa；所述丁烯的选择性叠合反应，其一是指叠合物的选择性，即其经过二聚、三聚或者四聚等反应，得到目标中间反应产物是可控的，从而满足催化裂解反应器的进料要求；其二是指对异丁烯叠合反应有选择性要求时，在叠合时能做到仅异丁烯单体间参与反应，正丁烯几乎不参与和异丁烯的共聚，并且该选择性与C4烯烃原料中异丁烯浓度的高低无关。
进一步的，所述含双烯烃的C5原料主要来自MTO工艺和蒸汽裂解工艺。
进一步的，所述脱重塔为板式塔，筛板塔或填料塔等鼓泡塔。
进一步的,所述选择性加氢单元操作的工艺流程为：将步骤S1净化后的C5原料采用原料泵输送至混合器与经过氢气压缩机压缩后的氢气进行混合，将上述混合物在加氢预热器中预热后通入加氢反应器进行C5原料的选择性加氢反应，得到的单烯烃C5物料经过加氢缓冲罐和加氢冷却器冷却后，不凝气从加氢缓冲罐顶部排出，选择性加氢后C5物料经过C5泵输送至步骤S3进行催化裂解反应。
进一步的，所述选择性加氢反应的反应温度为50～150℃，反应压力为0.5～2.5MPa，空速1～30h-1。
进一步的，所述选择性叠合反应的预反应器反应温度为10～120℃，反应压力为0.05～2.0MPa，空速0.1～6h-1，在所述反应温度和压力范围内，可确保C5烯烃在液相的条件下进行深度可控的叠合反应，即控制选择性叠合反应后的反应产物是二聚物、三聚物或四聚物等。
进一步的，所述裂解反应的反应温度为300～600℃，反应压力为0.05～1.0MPa，空速0.1～6h-1。所述裂解反应的反应温度如果过低，则造成催化裂解反应进行的不彻底，原料单程转化率降低，因此无法实现最大化裂解产丙烯的同时，获得最佳的生产方案；本发明的裂解反应最高温度控制在600℃以下，低于深度催化裂解反应温度，减少了由于高温催化裂解反应导致焦炭和甲烷等副产物产生；同时在专用催化剂的协同作用下，使得甲烷和焦炭的收率做大最小化，丙烯的收率做大最大化，从而不仅提高了丙烯的一次转化率，而且提高了丙烯的最终收率。本发明的裂解反应温度低于常规催化裂解反应温度，从而降低了整个生产工艺的能耗，进一步节约了丙烯生产成本。
进一步的，所述步骤S5中精馏塔塔底得到的中间反应产物部分返回至多级预反应器的入口再次进行选择性叠合反应,返回量为原料的20～40m％。根据不同的目标产品所需，进行程度不同的选择性叠合反应，其中间反应产物的返回量设置也不同；返回量设置的太少，C5烯烃所进行的叠合目标产物相对应的减少，部分C5烯烃原料未进行选择性叠合反应，直接进入到后续工艺中进行裂解生产丙烯的操作，从而降低了丙烯的收率，提高了焦炭、甲烷、乙烯等副产物产生；返回量设置太大，则会造成选择性叠合反应向更高深度的叠合反应进行，比如五聚、六聚、甚至更高的聚合程度，从而不仅提高了叠合反应的中间反应产物在催化裂解反应器中的裂解反应操作条件，而且使得裂解反应产生除了丙烯以外的更多副产物，同样降低了丙烯的收率，最终无法实现C5烯烃最大化生产丙烯的目标。
进一步的，在步骤S4中，所述脱重塔塔底得到的C4以上馏分返回至脱氧化物反应器进行循环净化后再进行催化裂解反应，当催化裂解反应器选用固定床反应器时，控制其返回量为脱重塔塔底得到的C4以上馏分的40～90m％,部分输送至预反应器进行选择性叠合反应,其输送量为脱重塔塔底得到的C4以上馏分的5～20m％。
进一步的，所述多级预反应器至少为两个预反应器并进行串联连接，或至少为一个预反应器且其中至少装填有两段串联的催化剂床层。
进一步的，每个所述预反应器出口的部分物料冷却循环至预反应器的入口进行循环反应操作。通过将每个预反应器出口的部分物料经过冷却后循环至预反应器入口，更加有利于灵活控制每个预反应器的叠合反应进行程度，并且通过多级预反应器的串联，使得最终叠合反应的聚合程度得以控制，两者协同作用，使得目标中间反应产物满足催化裂解反应器的进料要求。
进一步的，所述步骤S5中多级预反应器和精馏塔之间还连接有换热器，将多级预反应器的叠合产物作为冷源，精馏塔塔底的中间反应产物作为热源通过所述换热器进行热交换。通过所述换热器换热后，使得预反应器的叠合产物吸收了精馏塔塔底中间反应产物的物料热量，在进入到精馏塔前叠合产物的温度得到提升，从而不仅更加有利于催化精馏操作单元的进行，而且节约了整个系统的能源，降低了运行成本。另外，经过换热器换热后，降低了精馏塔塔底的中间反应产物温度，使其得到冷却，更加有利于其在脱氧化反应器中进行含氧化合物等杂质的脱除操作。
进一步的，在所述催化裂解反应器中还通入过热蒸汽，蒸汽用量与进入催化裂解反应器的中间反应产物，按质量比为0.5～1：10。
进一步的，所述方法还包括催化剂再生系统,所述催化剂再生系统包括再生气预热器、干燥器、催化剂冷却器、脱水罐和再生压缩机；催化裂解反应器中的催化剂依次经过再生气预热器、干燥器、催化剂冷却器、脱水罐和再生压缩机后进行催化剂再生操作，并回用于催化裂解反应器中。
进一步的，所述催化裂解反应器为流化床反应器或固定床反应器。
选择性叠合反应主要进行的是如公式1所示的单体烯烃二聚，三聚或四聚反应，抑或是如公式2所示的单体烯烃间二聚或三聚反应：
其中N＝2，3或4；M＝4，5，6，7，8；K＝N*M；
其中A＝1，2或3；B＝1，2或3；A+B≤4；D＝4，5；E＝6，7，8；L＝A*D+B*E；
所述步骤S3催化裂解反应器中C5烯烃进行的裂解反应如公式3所示：
所述步骤S3催化裂解反应器中中间反应产物进行的裂解反应如公式4所示：
和/或
反应产物中各组分的一次换化率分别为为18～30m％，为53～56m％，为8～12m％，剩余副产物包括碳五以上的馏分及少量焦炭；剩余回炼；回炼后，其最终产品为乙烯，丙烯。
所述分别表示不同碳链的单烯烃组分。
本发明的有益效果：
(1)本发明方法所采用的系统设备简单，可操作性强，可将原先C4烯烃芳构化、C4烯烃异构化及MTBE等装置设备进行改造升级后投入生产使用。
(2)本发明方法所采用的系统可以充分与大型炼化企业的催化裂化装置进行配套。
(3)本发明方法通过将含双烯烃的C5原料依次进行吸附净化、催化裂解、提纯和选择性叠合操作，使C5烯烃资源进行最大化生产丙烯，其丙烯收率为原料的60m％以上，副产30m％以内的乙烯，同时最大程度降低了焦炭等副反应产物的产生，提高了丙烯的纯度。
(4)本发明系统投资小，并且操作费用低。
说明书附图
图1为本发明实施例1中的步骤1预处理和步骤2选择性加氢操作单元的工艺流程图；
图2为本发明实施例1中的步骤3催化裂解和步骤4丙烯提纯操作单元的工艺流程图；
图3为本发明实施例1中的步骤5选择性叠合操作单元的工艺流程图；
图4为本发明实施例2中的步骤5选择性叠合操作单元的工艺流程图；
图5为本发明实施例3中的步骤5选择性叠合操作单元的工艺流程图；
图6为本发明实施例4中的步骤5选择性叠合操作单元的工艺流程图；
图7为本发明实施例5中的步骤3催化裂解和步骤4丙烯提纯操作单元的工艺流程图。
具体实施方式
以下描述用于揭露本发明以使本领域技术人员能够实现本发明。以下描述中的优选实施例只作为举例，本领域技术人员可以想到其他显而易见的变型。
实施例1
如图1至图3所示，一种以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法，包括以下步骤：
S1预处理单元操作：将来自MTO含双烯烃的C5原料，通入净化器1进行吸附操作，以脱除原料中的含氧化合物等杂质，所述净化器1内装填的吸附剂为3A分子筛吸附剂；
S2选择性加氢单元操作：将净化后的C5原料采用原料泵201输送至混合器2与经过氢气压缩机10压缩后的氢气进行混合，将上述混合物在加氢预热器121中预热后通入加氢反应器12进行C5原料的选择性加氢反应，得到的单烯烃C5物料经过加氢冷却器122冷却后，在加氢缓冲罐123中进行气液分离，不凝气从加氢缓冲罐123顶部排出，选择性加氢后的单烯烃C5物料经过C5泵124输送至步骤S3进行催化裂解反应；所述选择性加氢反应的反应温度为50℃，反应压力为2.5MPa，空速2h-1；
S3催化裂解单元操作：将步骤S2得到的单烯烃C5物料依次经脱氧化反应器净化5、预热器601预热至110℃，然后加热炉6加热至530℃，输送至催化裂解反应器7进行裂解反应，在所述催化裂解反应器中还通入过热蒸汽，蒸汽用量为0.8m％进入催化裂解反应器的中间反应产物，所述催化裂解反应器内装填的催化剂为ZSM5和ZSM35分子筛复配催化剂，裂解反应的反应温度为530℃，反应压力为0.6MPa，空速0.45h-1，得到含有乙烯、丙烯的裂解产物，含有乙烯、丙烯的裂解产物依次与蒸汽发生器701、预热器601与进行热交换，分别为蒸汽发生器供热，及使中间反应产物得到预热，蒸汽发生器701产生的蒸汽作为脱重塔9塔底再沸器901的热量供应或者作为精馏塔43塔釜再沸器435的热量供应，而含有乙烯、丙烯的裂解产物得到冷却，得到含有乙烯、丙烯的裂解产物的一次性通过物料平衡数据为0.5m％焦炭，25m％乙烯，55m％丙烯，10m％丁烯，剩余副产物包括碳五以上的馏分；所述催化裂解反应器为固定床反应器；
S4丙烯提纯单元操作：将步骤S3得到的含有乙烯、丙烯的裂解产物经过冷却后，由压缩机8进行增压操作，增压压力为0.6MPa，再经过脱重塔9进行丙烯的分离提纯操作，脱重塔9塔底得到的C4以上馏分部分返回至脱氧化物反应器5，返回量为60％,部分输送至预反应器进行选择性叠合反应，输送量为10％,剩余部分经过塔底再沸器901升温后重新返回至脱重塔9内，脱重塔9塔顶物料经过第一丙烯冷却器902冷却后，进入到第一丙烯缓冲罐903进行气液两相分离，第一丙烯缓冲罐903顶部出口得到C1和C2的气体混合物，第一丙烯缓冲罐903底部得到初步提纯后的丙烯和丁烯混合物，丙烯和丁烯混合物部分经过第一丙烯转输泵904返回至脱重塔9内，部分产物送至第三精馏塔44中进行丙烯和丁烯的进一步分离操作，所述第三精馏塔44塔底得到的丁烯输送至步骤S5选择性叠合单元操作进行叠合反应，部分经过塔底再沸器445升温后重新返回至第三精馏塔44内，第三精馏塔44塔顶物料经过第二丙烯冷却器442冷却后，进入到第二丙烯缓冲罐443储存，第二丙烯缓冲罐443底部得到提纯后的高纯丙烯，部分经过第二丙烯转输泵444返回至第三精馏塔44内，部分送至储罐；
S5选择性叠合单元操作：将步骤S4分离得到的丁烯和脱重塔塔釜9部分物料通过转输泵301依次输送至串联连接的三级预反应器3和精馏塔41内，所述多级预反应器3内装填的催化剂为树脂型催化剂，所述三级预反应器3包括第一预反应器31、第二预反应器32、第三预反应器33，且混合后的原料从第一预反应器31的塔顶进入，在第一预反应器31内经过C4烯烃的选择性叠合反应后，第一预反应器31塔底叠合物则输送至第二预反应器32的塔顶，同样在第二预反应器32内进行选择性叠合反应，反应结束后，从第二预反应器32塔底流出的塔底叠合物则输送至第三预反应器33，继续在第三预反应器33内进行选择性叠合反应，所述选择性叠合反应的反应温度为50℃，反应压力为1.2MPa，空速1.6h-1；从第三预反应器33塔底流出的塔底叠合物输送至精馏塔41内，精馏塔41塔顶得到的未反应物料经过第一精馏冷却器412冷却后进入到第一精馏缓冲罐413内，其中部分未反应物经过第一精馏转输泵414返回至精馏塔41内，所述精馏塔41为填料塔，最终精馏塔41塔底得到中间反应产物返回至步骤S3催化裂解单元操作进行催化裂解反应；所述精馏塔41塔顶温度为30℃，塔底温度为130℃，塔顶压力为1.0MPa；
所得产物中，其中乙烯收率为原料的28.5m％，丙烯收率为原料的67.4m％。
实施例2
如图4所示，本实施例以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法与实施例1基本相似，其主要区别在于，所述步骤S5中精馏塔41塔底得到的中间反应产物30m％返回至多级预反应器3的入口再次进行选择性叠合反应。
所述催化裂解反应器7内装填的催化剂为MCM22和MCM41分子筛复配催化剂，所述选择性加氢反应的反应温度为100℃，反应压力为1.8MPa，空速20h-1；所述选择性叠合反应的反应温度为60℃，反应压力为1.2MPa，空速1.2h-1；所述精馏塔41塔顶温度为50℃，塔底温度为210℃，塔顶压力为0.7MPa；所述裂解反应的反应温度为380℃，反应压力为1.0MPa，空速0.1h-1。
所得产物中，其中乙烯收率为原料的24.3m％，丙烯收率为原料的71.5m％。
实施例3
如图5所示，本实施例以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法与实施例2基本相似，其主要区别在于，第一预反应器31的塔底出口部分物料通过第一循环泵311输送和第一叠合冷却器312的冷却后返回至第一预反应器31的塔顶，同样第二预反应器32的塔底出口部分物料通过第二循环泵321输送和第二叠合冷却器322的冷却后返回至第二预反应器32的塔顶，第三预反应器33的塔底出口部分物料通过第三循环泵331输送和第三叠合冷却器332的冷却后返回至第三预反应器33的塔顶。
所述催化裂解反应器7内装填的催化剂为BETA和USY分子筛复配催化剂，所述选择性加氢反应的反应温度为150℃，反应压力为0.8MPa，空速30h-1；所述选择性叠合反应的反应温度为120℃，反应压力为0.1MPa，空速0.3h-1；所述精馏塔41塔顶温度为70℃，塔底温度为260℃，塔顶压力为0.4MPa；所述裂解反应的反应温度为600℃，反应压力为0.08MPa，空速0.05h-1。
所得产物中，其中乙烯收率为原料的24.1m％，丙烯收率为原料的72.4m％。
实施例4
如图6所示，本实施例以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法与实施例3基本相似，其主要区别在于，所述步骤S4中多级预反应器3和精馏塔41之间还连接有换热器411，将多级预反应器3的叠合产物作为冷源，精馏塔41塔底的中间反应产物作为热源通过所述换热器411进行热交换。
所述多级预反应器3装填的催化剂为MCM22和BETA复配形成的分子筛催化剂，所述选择性加氢反应的反应温度为70℃，反应压力为2.0MPa，空速12h-1；所述净化器1内装填的吸附剂为5A分子筛吸附剂，所述选择性叠合反应的反应温度为10℃，反应压力为0.08MPa，空速1.0h-1；所述精馏塔41塔顶温度为50℃，塔底温度为180℃，塔顶压力为0.6MPa；所述裂解反应的反应温度为550℃，反应压力为0.15MPa，空速3h-1。
所得产物中，其中乙烯收率为原料的25.3m％，丙烯收率为原料的72.8m％。
实施例5
如图7所示，本实施例以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法与实施例4基本相似，其主要区别在于，所述方法还包括催化剂再生系统11,所述催化剂再生系统11包括再生气预热器111、干燥器112、催化剂冷却器113、脱水罐114和再生压缩机115；催化裂解反应器7中的催化剂依次经过再生气预热器111、干燥器112、催化剂冷却器113、脱水罐114和再生压缩机115后进行催化剂再生操作，并回用于催化裂解反应器7中。
所述多级预反应器3装填的催化剂为MCM41和USY复配形成的分子筛催化剂，所述净化器1内装填的吸附剂为NaY分子筛吸附剂，所述选择性叠合反应的反应温度为90℃，反应压力为0.6MPa，空速0.5h-1；所述精馏塔41塔顶温度为70℃，塔底温度为250℃，塔顶压力为0.45MPa；所述裂解反应的反应温度为510℃，反应压力为0.6MPa，空速3.8h-1。
所得产物中，其中乙烯收率为原料的23.8m％，丙烯收率为原料的73.2m％。
实施例6
本实施例以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法与实施例3基本相似，其主要区别在于，所述多级预反应器3由一个装填有两段串联催化剂床层的预反应器和一个装填有一段催化剂床层的预反应器串联组合形成。
所得产物中，其中乙烯收率为原料的24.3m％，丙烯收率为原料的71.3m％。
实施例7
本实施例以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法与实施例4基本相似，其主要区别在于，所述多级预反应器3装填的催化剂为ZSM5、ZSM35和USY复配形成的分子筛催化剂。
所得产物中，其中乙烯收率为原料的21.6m％，丙烯收率为原料的72.2m％。
实施例8
本实施例以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法与实施例4基本相似，其主要区别在于，所述多级预反应器3装填的催化剂为ZSM35、MCM22、MCM41和BETA复配形成的分子筛催化剂。
所得产物中，其中乙烯收率为原料的22.9m％，丙烯收率为原料的72.3m％。
实施例9
本实施例以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法与实施例3基本相似，其主要区别在于，所述多级预反应器3为一个预反应器且所述预反应器内装填有两段串联的催化剂床层。
所得产物中，其中乙烯收率为原料的23.2m％，丙烯收率为原料的70.8m％。
实施例10
本实施例以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法与实施例1基本相似，其主要区别在于，所述含双烯烃的C5原料主要来自蒸汽裂解工艺。
所得产物中，其中乙烯收率为原料的26.3m％，丙烯收率为原料的69.2m％。
实施例11
本实施例以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法与实施例1基本相似，其主要区别在于，所述催化裂解反应器7为流化床反应器。
所得产物中，其中乙烯收率为原料的23.3m％，丙烯收率为原料的72.4m％。
对比例1
本对比例以C5烯烃为原料生产丙烯的方法与实施例3基本相似，其主要区别在于，所述步骤S5中精馏塔塔底得到的中间反应产物10m％返回至多级预反应器的入口再次进行选择性叠合反应，所得产物中，其中乙烯收率为原料的15.6m％，丙烯收率为原料的51.6m％。
对比例2
本对比例以C5烯烃为原料生产丙烯的方法与实施例3基本相似，其主要区别在于，所述步骤S5中精馏塔塔底得到的中间反应产物60m％返回至多级预反应器的入口再次进行选择性叠合反应，所得产物中，其中乙烯收率为原料的12.2m％，丙烯收率为原料的56.2m％。
对比例3
本对比例以C5烯烃为原料生产丙烯的方法与实施例3基本相似，其主要区别在于，在步骤S4中，所述脱重塔塔底得到的C4以上馏分20m％返回至脱氧化物反应器进行循环净化后再进行催化裂解反应，所得产物中，其中乙烯收率为原料的10.8m％，丙烯收率为原料的50.6m％。
对比例4
本对比例以C5烯烃为原料生产丙烯的方法与实施例1基本相似，其主要区别在于，所述步骤S3中裂解反应的反应温度为270℃，反应压力为0.8MPa，空速2.0h-1，所得产物中，其中乙烯收率为原料的13.4m％，丙烯收率为原料的47.6m％。
对比例5
本对比例以C5烯烃为原料生产丙烯的方法与实施例1基本相似，其主要区别在于，所述步骤S3中裂解反应的反应温度为600℃，反应压力为0.5MPa，空速1.8h-1，所得产物中，其中焦炭收率为1.5m％，乙烯收率为原料的11.2m％，丙烯收率为原料的49.6m％。
对比例6
本对比例以C5烯烃为原料生产丙烯的方法与实施例1基本相似，其主要区别在于，所述催化裂解反应器内装填的催化剂为常规分子筛催化剂，所得最终产物中，其中乙烯收率为原料的13.2m％，丙烯收率为原料的42.5m％。
对比例7
本对比例方法的催化裂解单元操作和丙烯提纯单元操作与实施例1基本相似，其主要区别在于，本方法C5烯烃原料未经过步骤S1、步骤S2和S5的单元操作，直接进入到步骤S3催化裂解单元操作和步骤4丙烯提纯单元操作，所得最终产物中，其中乙烯收率为原料的9.8m％，丙烯收率为原料的35.8m％。
以上显示和描述了本发明的基本原理、主要特征和本发明的优点。本行业的技术人员应该了解，本发明不受上述实施例的限制，上述实施例和说明书中描述的只是本发明的原理，在不脱离本发明精神和范围的前提下本发明还会有各种变化和改进，这些变化和改进都落入要求保护的本发明的范围内。本发明要求的保护范围由所附的权利要求书及其等同物界定。

Claims (9)

1.一种以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法，其特征在于，包括以下步骤：
S1预处理单元操作：将含双烯烃的C5原料，通入净化器进行吸附操作，以脱除原料中的含氧化合物等杂质；
S2选择性加氢单元操作：将净化后的原料在加氢反应器中进行选择性加氢反应，得到单烯烃C5物料；
S3催化裂解单元操作：将步骤S2得到的单烯烃C5物料依次经脱氧化反应器净化、预热器预热和加热炉加热后，输送至催化裂解反应器进行裂解反应，得到含有乙烯、丙烯的裂解产物；
S4丙烯提纯单元操作：将步骤S3得到的含有乙烯、丙烯的裂解产物经过冷却后，由压缩机进行增压操作，再经过脱重塔进行丙烯的分离提纯操作，脱重塔塔底得到的C4以上馏分部分返回至脱氧化物反应器,部分输送至预反应器进行选择性叠合反应，塔顶得到初步提纯后的丙烯和丁烯混合物，所述丙烯和丁烯混合物通过精馏塔进一步分离后，精馏塔塔顶得到高纯丙烯，塔底得到丁烯；
S5选择性叠合单元操作：将步骤S4塔底得到的丁烯和脱重塔塔釜部分物料依次输送至多级预反应器和精馏塔内，进行烯烃的选择性叠合反应及其产物的分离操作，精馏塔顶部为未反应物料，塔底得到中间反应产物返回至步骤S3进行催化裂解单元操作，最终乙烯收率为原料的30m％以下，丙烯收率为原料的60m％以上。
2.如权利要求1所述的以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法，其特征在于，所述选择性加氢反应的反应温度为50～150℃，反应压力为0.5～2.5MPa，空速1～30h-1。
3.如权利要求1所述的以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法，其特征在于，所述选择性叠合反应的反应温度为10～120℃，反应压力为0.05～2.0MPa，空速0.1～6h-1。
4.如权利要求1所述的以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法，其特征在于，所述裂解反应的反应温度为300～600℃，反应压力为0.05～1.0MPa，空速0.1～6h-1。
5.如权利要求1所述的以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法，其特征在于，所述多级预反应器至少为两个预反应器并进行串联连接，或至少为一个预反应器且其中至少装填有两段串联的催化剂床层。
6.如权利要求5所述的以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法，其特征在于，每个所述预反应器出口的部分物料冷却循环至预反应器的入口进行循环反应操作。
7.如权利要求1所述的以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法，其特征在于，所述选择性加氢单元操作的工艺流程为：将步骤S1净化后的C5原料采用原料泵输送至混合器与经过氢气压缩机压缩后的氢气进行混合，将上述混合物在加氢预热器中预热后通入加氢反应器进行C5原料的选择性加氢反应，得到的单烯烃C5物料经过加氢缓冲罐和加氢冷却器冷却后，不凝气从加氢缓冲罐顶部排出，选择性加氢后C5物料经过C5泵输送至步骤S3进行催化裂解反应。
8.如权利要求1所述的以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法，其特征在于，所述步骤S5中精馏塔塔底得到的中间反应产物部分返回至多级预反应器的入口再次进行选择性叠合反应,返回量为原料的20～40m％。
9.如权利要求1所述的以C5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法，其特征在于，在步骤S4中，所述脱重塔塔底得到的C4以上馏分返回至脱氧化物反应器进行循环净化后再进行催化裂解反应，控制其返回量为脱重塔塔底得到的C4以上馏分的40～100m％。
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