CN109369319B - 一种以c4-c8烯烃为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C4‑C8烯烃为原料最大化生产丙烯的方法，包括以下步骤：S1：将C4‑C8烯烃原料，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：将净化后的原料输送至预反应器和催化精馏塔内，进行C4‑C8烯烃的选择性叠合反应，催化精馏塔塔底得到中间反应产物；S3：中间反应产物依次经再净化和预热后，输送至催化裂解反应器进行裂解反应，得到含有丙烯的裂解产物；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，剩余丁烯返回至步骤S2进行叠合反应。本发明方法丙烯收率为原料的85m％以上，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C4-C8烯烃为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C4-C8烯烃为原料最大化生产丙烯的方法。
背景技术
在炼油化工领域，催化裂化和蒸汽裂解工艺生产了大量的丙烯，与此同时也产生大量C4-C8烯烃，随着炼化一体化进程的深入，如何充分利用C4-C8烯烃至关重要。
首先MTBE国内逐步限制使用，由此会造成大量的异丁烯剩余，如何利用异丁烯资源迫在眉睫；其次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C4烯烃，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C4-C8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C4-C8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C4-C8烯烃为原料最大化生产丙烯的方法，用于解决炼化一体化进程中C4-C8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C4-C8烯烃为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：将带有多种含氧化合物等杂质的C4-C8烯烃原料，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、13X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选择性叠合单元操作：将净化后的原料依次输送至多级预反应器和催化精馏塔内，进行C4-C8烯烃的选择性叠合反应及其产物的分离操作，催化精馏塔顶部为未反应物料，塔底得到中间反应产物；所述多级预反应器和催化精馏塔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；所述催化精馏塔塔顶温度为30～70℃，塔底温度为130～260℃，塔顶压力为0.4～1.0MPa；所述C4-C8烯烃的选择性叠合反应，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；利用催化精馏单元操作，实现边催化反应和边精馏双效过程，使反应过程中的目标原料组分不断转化和目标中间反应产物能够连续从催化精馏塔中移出，催化精馏塔的催化剂以捆包形式进行装填，使其在催化精馏操作单元中既作为催化剂加速化学反应，又作为填料或塔内件提供传质表面，使得催化精馏工艺具有高选择性，高生产能力、高收率、低耗能；
S3催化裂解单元操作：将步骤S2得到的中间反应产物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以上馏分返回至脱氧化物反应器，部分返回至步骤S2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，所述混合物进一步分离后得到高纯丙烯，丁烯则返回至步骤S2进行选择性叠合反应，最终乙烯收率为原料的3～5m％，丙烯收率为原料的85～95m％。
所述脱重塔为板式塔，筛板塔或填料塔等鼓泡塔。
进一步的，在步骤S2中，当所述预反应器和催化精馏塔装填的催化剂为树脂型催化剂时，预处理后的原料进入到多级预反应器中前，将预处理后的原料与抑制剂经过混合器混合后，再输送至多级预反应器内，所述抑制剂的添加量占预处理后的原料和抑制剂总量的0.1～2.0m％，所述抑制剂为醇类化合物，所述醇类化合物为甲醇、乙醇、叔丁醇中的至少一种。通过少量醇类化合物抑制剂的添加，减少了叠合反应中间反应产物的聚合程度，减少大分子高聚物的产生；但是，添加的抑制剂量过大，则由于含氧化合物等杂质的添加，反而使叠合反应带来更多含氧官能团的副产物，最终降低了丙烯收率，并且增加了后续操作工艺的操作负荷，提高了生产成本。当催化剂为分子筛催化剂时，预处理后的原料可选择不混合抑制剂。
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C4-C8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为二聚物、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S2中催化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，C4-C8烯烃所进行的叠合目标产物相对应的减少，部分C4-C8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C4-C8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S2中多级预反应器和催化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，催化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催化精馏塔塔底中间反应产物的物料热量，在进入到催化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，降低了催化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，所述催化精馏塔还可以进行两级催化精馏塔组合设置，以进一步分离提纯，提高中间反应产物的纯度，从而更加有利于最终丙烯收率的提升。
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，当选择性叠合反应选用树脂型催化剂时，则所述方法包括抑制剂回收系统,所述抑制剂回收系统包括反应物水洗塔、抑制剂回收塔、第一抑制剂转输泵、第二抑制剂转输泵、第三抑制剂转输泵、缓冲罐和冷却器；中间反应产物经过反应物水洗塔与水进行逆流接触，反应物水洗塔塔底得到含有抑制剂的水洗物，所述水洗物经由第一抑制剂转输泵输送至抑制剂回收塔，从塔顶分离出抑制剂，经过冷却器冷却后，储存在缓冲罐中，所得到的抑制剂经由第三抑制剂转输泵部分返回至混合器入口，部分经由第三抑制剂转输泵返回至抑制剂回收塔入口，抑制剂回收塔塔底混合物经由第二抑制剂转输泵返回至反应物水洗塔入口；当选择性叠合反应选用分子筛催化剂时，则所述方法可不包括所述抑制剂回收系统。通过设置抑制剂回收系统，则不仅可以分离提纯出抑制剂，将其循环至预反应器内进行循环利用，而且通过将抑制剂从中间反应产物中分离出，降低了后续工艺操作单元的生产负荷，间接的同样有助于丙烯最大化生产。
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：
Figure GDA0002964925400000051
其中N＝2，3或4；M＝4，5，6，7，8；K＝N*M；
Figure GDA0002964925400000052
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；
催化裂解反应器中进行的裂解反应如公式3所示：
Figure GDA0002964925400000053
和/或
Figure GDA0002964925400000054
反应产物中各组分的一次换化率分别为
Figure GDA0002964925400000055
为1～3m％，
Figure GDA0002964925400000056
为53～56m％，
Figure GDA0002964925400000057
为38～42m％，剩余副产物包括碳五以上的馏分及少量焦炭；剩余
Figure GDA0002964925400000058
回炼；
Figure GDA0002964925400000059
回炼后，其最终产品为乙烯，丙烯。
所述
Figure GDA00029649254000000510
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C4-C8烯烃原料的吸附和选择性叠合操作，再进行烯烃催化裂解反应，可充分利用C4-C8烯烃资源进行最大化生产丙烯，其丙烯收率为原料的85m％以上，最大程度降低了焦炭等副反应产物的产生，同时提高了丙烯的纯度。
(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选择性叠合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2中的步骤1预处理和步骤2选择性叠合操作单元的工艺流程图；
图4为本发明实施例3中的步骤1预处理和步骤2选择性叠合操作单元的工艺流程图；
图5为本发明实施例4中的步骤1预处理和步骤2选择性叠合操作单元的工艺流程图；
图6为本发明实施例5中的步骤1预处理和步骤2选择性叠合操作单元的工艺流程图；
图7为本发明实施例6中的步骤1预处理和步骤2选择性叠合操作单元的工艺流程图；
图8为本发明实施例7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9为本发明实施例8中的步骤1预处理和步骤2选择性叠合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和图2所示，一种以C4-C8烯烃为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：将带有多种含氧化合物等杂质的C4烯烃混合物原料，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选择性叠合单元操作：将净化后的原料依次输送至串联连接的三级预反应器3和催化精馏塔41内，所述多级预反应器3和催化精馏塔41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-C8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催化精馏塔41内，催化精馏塔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返回至催化精馏塔41内，所述催化精馏塔41为填料塔，最终催化精馏塔41塔底得到中间反应产物；所述催化精馏塔41塔顶温度为30℃，塔底温度为130℃，塔顶压力为1.0MPa；
S3催化裂解单元操作：将步骤S2得到的中间反应产物经脱氧化反应器5净化脱出含氧化合物等杂质，再通过预热器601预热至120℃，然后加热炉6加热至550℃，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MCM22和MCM41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，得到含有丙烯的裂解产物，裂解产物依次与蒸汽发生器701、预热器601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催化精馏塔塔釜再沸器的热量供应，而裂解产物得到冷却，得到裂解产物的一次性通过物料平衡数据为0.2m％焦炭，3m％乙烯、55m％丙烯、41m％丁烯和0.8m％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S2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，所得产物中，其中乙烯收率为原料的3.5m％，丙烯收率为原料的86.6m％。
实施例2
如图3所示，本实施例以C4-C8烯烃为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，在所述步骤S2中，预处理后的原料进入到多级预反应器3前，和抑制剂分别经过第一原料泵201和第二原料泵202输送至混合器2混合后，再输送至多级预反应器3内，所述抑制剂的添加量占预处理后的原料和抑制剂总量的1.0m％，所述抑制剂为叔丁醇。
所得产物中，其中乙烯收率为原料的3.5m％，丙烯收率为原料的89.8m％。
实施例3
如图4所示，本实施例以C4-C8烯烃为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，所述步骤S2中催化精馏塔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ZSM5和ZSM35分子筛复配催化剂，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；所述催化精馏塔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3.8m％，丙烯收率为原料的91.5m％。
实施例4
如图5所示，本实施例以C4-C8烯烃为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，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120℃，反应压力为0.1MPa，空速0.3h-1；所述催化精馏塔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4.1m％，丙烯收率为原料的92.3m％。
实施例5
如图6所示，本实施例以C4-C8烯烃为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，所述步骤S2中多级预反应器3和催化精馏塔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，催化精馏塔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，所述净化器1内装填的吸附剂为5A分子筛吸附剂，所述原料为常压存储的C5-C8烯烃混合物原料，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；所述催化精馏塔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4.3m％，丙烯收率为原料的92.7m％。
实施例6
如图7所示，本实施例以C4-C8烯烃为原料最大化生产丙烯的方法与实施例5基本相似，其主要区别在于，所述方法还包括抑制剂回收系统10,所述抑制剂回收系统10包括反应物水洗塔101、抑制剂回收塔102、第一抑制剂转输泵103、第二抑制剂转输泵104、第三抑制剂转输泵107、抑制剂缓冲罐106和抑制剂冷却器105；中间反应产物经过反应物水洗塔101与水进行逆流接触，反应物水洗塔101塔底得到含有抑制剂的水洗物，所述水洗物经由第一抑制剂转输泵103输送至抑制剂回收塔102，从塔顶分离出抑制剂，经过抑制剂冷却器105冷却后，储存在抑制剂缓冲罐106中，所得到的抑制剂经由第三抑制剂转输泵107部分返回至混合器2入口，部分经由第三抑制剂转输泵107返回至抑制剂回收塔102入口，抑制剂回收塔102塔底混合物经由第二抑制剂转输泵104返回至反应物水洗塔101入口。
所述净化器1内装填的吸附剂为13X分子筛吸附剂，所述选择性叠合反应的反应温度为40℃，反应压力为0.8MPa，空速1.5h-1；所述催化精馏塔41塔顶温度为60℃，塔底温度为240℃，塔顶压力为0.5MPa；所述裂解反应的反应温度为500℃，反应压力为0.8MPa，空速0.8h-1。
所得产物中，其中乙烯收率为原料的4.5m％，丙烯收率为原料的93.2m％。
实施例7
如图8所示，本实施例以C4-C8烯烃为原料最大化生产丙烯的方法与实施例6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；所述催化精馏塔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4.8m％，丙烯收率为原料的94.2m％。
实施例8
如图9所示，本实施例以C4-C8烯烃为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，所述催化精馏塔由两级催化精馏塔组成，第一级催化精馏塔43塔顶得到的低馏分产物进入第二级催化精馏塔42内进行二次催化精馏操作，其塔顶未反应物料经过第二精馏冷却器422冷却后进入到第二精馏缓冲罐423内，其中部分未反应物经过第三精馏转输泵424返回至第二级催化精馏塔42内，第二催化精馏塔42塔底馏分经过第二精馏转输泵421送至第一级催化精馏塔43的入口进行循环催化精馏操作，所述第一级催化精馏塔43和第二级催化精馏塔42均为填料塔，最终第一级催化精馏塔43塔底得到中间反应产物。
所述多级预反应器3和催化精馏塔41内装填的催化剂为MCM22和BETA复配形成的分子筛催化剂，所述第一级催化精馏塔43塔顶温度为30℃，塔底温度为150℃，塔顶压力为1.0MPa，所述第二级催化精馏塔42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4.8m％，丙烯收率为原料的94.5m％。
实施例9
本实施例以C4-C8烯烃为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和催化精馏塔41装填的催化剂为ZSM5、ZSM35和BETA复配形成的分子筛催化剂，且在步骤S2中，预处理后的原料进入到多级预反应器3前，多级预反应器内无需添加抑制剂。
所得产物中，其中乙烯收率为原料的3.6m％，丙烯收率为原料的94.2m％。
实施例10
本实施例以C4-C8烯烃为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和催化精馏塔41装填的催化剂为ZSM35、MCM22、MCM41和USY复配形成的分子筛催化剂，且在步骤S2中，预处理后的原料进入到多级预反应器3前，多级预反应器内无需添加抑制剂。
所得产物中，其中乙烯收率为原料的3.9m％，丙烯收率为原料的93.8m％。
实施例11
本实施例以C4-C8烯烃为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3.2m％，丙烯收率为原料的89.8m％。
实施例12
本实施例以C4-C8烯烃为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3.2m％，丙烯收率为原料的91.3m％。
实施例13
本实施例以C4-C8烯烃为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4.6m％，丙烯收率为原料的90.2m％。对比例1
本对比例以C4-C8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S2中催化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8.8m％，丙烯收率为原料的51.6m％。
对比例2
本对比例以C4-C8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S2中催化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1.2m％，丙烯收率为原料的58.2m％。
对比例3
本对比例以C4-C8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2.8m％，丙烯收率为原料的67.6m％。
对比例4
本对比例以C4-C8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2.4m％，丙烯收率为原料的47.6m％。
对比例5
本对比例以C4-C8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1.2m％，丙烯收率为原料的62.6m％。
对比例6
本对比例以C4-C8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3.2m％，丙烯收率为原料的67.5m％。
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C4-C8烯烃原料未经过多级预反应器和催化精馏塔进行选择性叠合及其产物分离操作，C4-C8烯烃原料直接进入到步骤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1.8m％，丙烯收率为原料的45.8m％。
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 (7)

1.一种以C4-C8烯烃为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：将带有多种含氧化合物杂质的C4-C8烯烃原料，通入净化器进行吸附操作，以脱除原料中的含氧化合物杂质；
S2选择性叠合单元操作：将净化后的原料依次输送至多级预反应器和催化精馏塔内，进行C4-C8含碳烯烃的选择性叠合反应及其产物的分离操作，催化精馏塔顶部为未反应物料，塔底得到中间反应产物；所述催化精馏塔塔顶温度为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；
S3催化裂解单元操作：将步骤S2得到的中间反应产物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，得到含有丙烯的裂解产物；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；所述催化裂解反应器内装填的催化剂为分子筛复配催化剂；
S4丙烯提纯单元操作：将步骤S3得到的含有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以上馏分返回至脱氧化物反应器，部分返回至步骤S2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，所述混合物进一步分离后得到高纯丙烯，丁烯则返回至步骤S2进行选择性叠合反应，最终乙烯收率为原料的3～5m％，丙烯收率为原料的85～95m％；
其中，所述步骤S2中催化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％；
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％。
2.如权利要求1所述的以C4-C8烯烃为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。
3.如权利要求2所述的以C4-C8烯烃为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。
4.如权利要求1所述的以C4-C8烯烃为原料最大化生产丙烯的方法，其特征在于，所述步骤S2中多级预反应器和催化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，催化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。
5.如权利要求1所述的以C4-C8烯烃为原料最大化生产丙烯的方法，其特征在于，当选择性叠合反应选用树脂型催化剂时，则所述方法还包括抑制剂回收系统,所述抑制剂回收系统包括反应物水洗塔、抑制剂回收塔、第一抑制剂转输泵、第二抑制剂转输泵、第三抑制剂转输泵、缓冲罐和冷却器；中间反应产物经过反应物水洗塔与水进行逆流接触，反应物水洗塔塔底得到含有抑制剂的水洗物，所述水洗物经由第一抑制剂转输泵输送至抑制剂回收塔，从塔顶分离出抑制剂，经过冷却器冷却后，储存在缓冲罐中，所得到的抑制剂经由第三抑制剂转输泵部分返回至混合器入口，部分经由第三抑制剂转输泵返回至抑制剂回收塔入口，抑制剂回收塔塔底混合物经由第二抑制剂转输泵返回至反应物水洗塔入口；当选择性叠合反应选用分子筛催化剂时，则所述方法可不包括所述抑制剂回收系统。
6.如权利要求1所述的以C4-C8烯烃为原料最大化生产丙烯的方法，其特征在于，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。
7.如权利要求6所述的以C4-C8烯烃为原料最大化生产丙烯的方法，其特征在于，所述催化裂解反应器为流化床反应器或固定床反应器。
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