CN111320525A - 一种富乙烯催化裂解气的非低温分离工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明提供了一种富乙烯催化裂解气的非低温分离工艺，应用于催化裂解装置产品气分离技术领域。采用急冷塔工艺与吸收‑再吸收工艺耦合的方法，在无需低温冷剂的条件下，生产高浓度乙烯气产品，作为下游干气制乙苯装置的原料。本发明将典型催化裂解装置中的分馏塔工艺改为乙烯装置中的急冷塔工艺，提高了系统内低温热回收效率；通过设置吸收解吸塔、再吸收塔、脱碳五塔、重汽油侧线汽提塔实现吸收‑再吸收工艺的功能，以催化裂解产物中的轻汽油组分、重汽油组分为吸收剂、再吸收剂生产高浓度乙烯气产品，系统内仅采用循环冷却水作为冷剂即可满足生产需求。本发明具有低温热回收效率高、投资成本较低、流程结构简单的优势。

Description

一种富乙烯催化裂解气的非低温分离工艺
技术领域
本发明属于催化裂解气分离技术领域，尤其涉及一种富乙烯催化裂解气的非低温分离工艺。
背景技术
乙烯是石化工业重要的基础原料，通过乙烯聚合、乙烯与苯的烷基化以及乙烯与水、氧、卤素等的加成反应可得到一系列极有价值的衍生物。乙烯常由蒸汽裂解或催化裂解方式获得，裂解原料可以是石脑油、轻质烷烃、加氢柴油等。当前主要采用蒸汽裂解法生产乙烯，但由于蒸汽裂解温度较高(如石脑油蒸汽裂解温度已达到840～860℃)，设备需用价格高昂的耐高温合金材料，投资较高，同时该法存在耗能高、易结焦、原料要求苛刻等缺点。石脑油催化裂解是指在催化剂作用下使烃类裂解生成低碳烯烃的过程，与蒸汽裂解法相比，该技术的反应温度相对降低，烯烃选择性得到提高，具有裂解产品分布灵活、结焦减少等优势，在石化行业的竞争力逐渐增强。
乙烯与苯经烷基化反应生成乙苯，乙苯是重要的有机化工原料，其主要用于生产苯乙烯。我国是苯乙烯消耗大国，尽管随着国内乙苯产能提高，一定程度上缓解了苯乙烯供应紧张的形势，但仍需依赖国外进口补充苯乙烯缺口。当前，国内主要采用催化干气(乙烯含量>15％)与苯经气相催化反应生产乙苯的工业路线，该技术由中国科学院大连化学物理研究所研发。根据国内外文献报道，已有学者提出由稀乙烯气生产乙苯的工业路线，其实质为乙烯生产和乙苯生产的组合。
典型催化裂解装置前段采用分馏塔工艺，起到分离和回收热量的作用，与常规乙烯装置采用的急冷塔工艺相比，分馏塔工艺存在低温热回收效率较低的缺点；后段采用深冷(中冷、浅冷)工艺生产稀乙烯气(乙烯)、丙烯产品，但需配置压缩制冷相关设备和使用低温材料分离设备，设备投资较高。
专利CN202072671U报道了一种CPP中的裂解气急冷结构单元。该专利采用回炼油入油气急冷器作为高温油气的急冷油，从而降低了急冷器内的混合急冷油的胶质含量和粘度，有效控制了急冷器内的结焦问题。但该专利提到的方法仅提高了装置的生产周期，本质上是对分馏塔工艺的改进，并未涉及分馏塔低温热回收效率低的问题。
专利CN107417484A报道一种裂解装置生产富乙烯气制乙苯的工艺流程，其富乙烯气至乙苯装置生成乙苯。该专利的分离采取了吸收解吸工艺，无需深冷即可生产高浓度乙烯气，但专利中吸收温度为-40-10℃，仍需使用低温冷剂，无法避免使用相关低温设备带来的高投资。
专利CN103159581A报道一种吸收分离催化裂解反应产品气制聚合级丙烯的系统及方法。该发明以C4C5及更重组分作为吸收剂，使用油吸收方法避免了使用低温冷量。但该工艺产出的含乙烯干气中C3及以上重组分杂质含量过高，且造成较高的丙烯跑损量。
专利CN109912380A报道一种裂解气分离方法和装置。该发明采用吸收-再吸收工艺，生产聚合级乙烯产品和聚合级丙烯产品。但该工艺仍需-40℃的低温冷量。
综上，上述分离裂解气生产高浓度乙烯气的方法均有各自的不足。
发明内容
为解决上述问题，本发明提出一种采用急冷塔工艺与吸收-再吸收工艺耦合的方法生产高浓度乙烯气的工艺和装置，应用于催化裂解装置产品气分离技术领域。通过该工艺，取消了低温制冷工艺和避免了低温设备使用，在不使用低温冷剂的条件下生产出高浓度乙烯气产品，产品气可去往下游干气制乙苯装置用于生产乙苯。
通常的的催化裂解装置中，裂解气先经主分馏塔实现热量回收和组分分离，自分馏塔出来的裂解气被压缩后再进入低温分离工段进行精制分离得到产品，低温分离工段需要的低温冷量来自系统内设置的制冷单元(采用压缩制冷工艺)。本发明与通常工艺相比，该工艺急冷工段借鉴典型乙烯装置的工艺思路，采用油急冷塔、水急冷塔取代主分馏塔，目的在于提高低温热回收效率；精制分离工段借鉴典型催化裂化装置的工艺思路，采用吸收-再吸收工艺实现C2/C3分离，得到高浓度乙烯气和高纯度丙烯产品，分离过程无需投入低温冷量，系统内取消制冷单元。
本发明的急冷工段包括油急冷塔和水急冷塔，油急冷塔采用裂解汽油与裂解气逆流接触的方式使裂解气急冷降温，重汽油和燃料油等重组被冷凝并从催化裂解气中分离出来，裂解气的中高温热量被回收；水急冷塔采用急冷水与裂解气逆流接触的方式实现裂解气降温和裂解汽油冷凝，释放的热量使急冷水升温，升温后的急冷水为工艺系统内的低温热用户供热，裂解气的低温热量经过急冷水-热用户的一次间接换热过程实现系统内回收，与之相比主分馏塔采用发生热媒水形式回收低温热，需经历裂解气-热媒水-热用户的两次间接换热过程，有效能损失大于急冷水的一次间接换热过程。因此本发明采用油急冷塔和水急冷塔取代主分馏塔起到其分离和热回收功能的同时，具有热回收效率更高的优势。
本发明的精制分离工段采用吸收-再吸收工艺分离C2/C3，且无需使用低温冷剂。工艺中首先用轻汽油(主要为C5C6组分)将裂解气中大量的C3及以上重组分吸收洗涤下来，此时气相中剩余组分主要为H2、CH4、C2H4、C2H6及少量轻汽油组分，再用重汽油(主要为C10及以上重组分)吸收洗涤气相中残留的轻汽油组分，剩余气相作为高浓度乙烯气产品。
本发明的技术方案如下：
一种富乙烯催化裂解气的非低温分离工艺，所使用的装置包括油急冷塔、重汽油侧线汽提塔、水急冷塔、重汽油热回收换热器、裂解气压缩机、吸收解吸塔、吸收解吸塔中间再沸器、再吸收塔、脱碳五塔、干气压缩机、二烯烃加氢反应器、脱丙烷塔、脱乙烷塔、MAPD反应器、丙烯精馏塔、换热器、分离回流罐、冷却器、再沸器和分离罐。
具体步骤如下：
催化裂解产品气由塔底进入油急冷塔，裂解汽油由塔顶进入油急冷塔，急冷后的裂解气自油急冷塔塔顶进入水急冷塔塔底；油急冷塔塔底采出重油，一部分分出作为燃料油，剩余先经泵加压再被冷却后返回油急冷塔中下部，重油冷却释放的热量用于发生蒸汽；油急冷塔中部设置重汽油侧线汽提塔与油急冷塔耦合，塔底采出重汽油，一部分重汽油分出后，剩余重汽油先与重富吸收油换热再经冷却后前往再吸收塔塔顶作为重贫吸收油，自再吸收塔塔底来的重富吸收油经重汽油热回收换热器换热后进入油急冷塔中上部；自油急冷塔塔顶来的裂解气进入水急冷塔底，水急冷塔塔底采出的油水混合物进入油水分离罐，分离出的急冷水经泵加压后前往低温热用户作为热源，降温后的急冷水部分返回水急冷塔中部，剩余急冷水进一步冷却，采出少量急冷水后，其余部分急冷水返回水急冷塔顶部；油水分离罐分离出的裂解汽油部分返回至油急冷塔塔顶，剩余部分与裂解气压缩机各级出口的裂解汽油混合后进入吸收解吸塔中上部；水急冷塔顶采出裂解气并进入裂解气压缩机；裂解气压缩机为三级，压缩后的气相进入吸收解吸塔中部；脱碳五塔侧线采出的轻贫吸収油进入吸收解吸塔塔顶，吸收解吸塔塔顶采出的气相前往再吸收塔塔底；再吸收塔顶采出高浓度乙烯气作为产品送至下游装置；吸收解吸塔塔底采出的轻富吸收油进入脱碳五塔；脱碳五塔塔顶分别采出气液两相，采出的气相流股先经二烯烃气相反应器脱除少量的C4/C5二烯烃后，再经干气压缩机加压后进入脱丙烷塔，采出的液相流股先经二烯烃液相反应器脱除少量的C4/C5二烯烃后再被泵加压送至脱丙烷塔；脱碳五塔中下部侧线采出轻贫吸收油经热回收后进入吸收解吸塔顶部；脱碳五塔塔底采出裂解汽油作为产品出界；脱丙烷塔塔顶采出液相前往脱乙烷塔，塔底采出的C4、C5组分可返回装置入口作为反应原料；脱乙烷塔塔顶采出少量气相返回至吸收解吸塔中部，塔底采出的液相经MAPD反应器除去炔烃、二烯烃后作为丙烯精馏塔进料；丙烯精馏塔塔顶采出精制丙烯产品，塔底采出丙烷产品出界。
具体工艺要求如下：
(1)一股催化裂解产品气进入油急冷塔塔底，油急冷塔操作压力为微正压，自油水分离罐出来的裂解汽油进入油急冷塔塔顶，急冷后温度为100-110℃裂解气自油急冷塔塔顶采出；油急冷塔塔釜温度为180-200℃，塔底采出重油，一部分分出作为燃料油产品，剩余重油先经泵加压后再被冷却至160℃以上返回油急冷塔中下部，释放的热量被系统回收，用于发生蒸汽；油急冷塔中部设置重汽油侧线汽提塔与油急冷塔耦合，塔底采出重汽油(主要为C10及更重组分)，塔底加入蒸汽作为热源，塔釜温度不低于120℃，塔底采出的重汽油中，一部分作为产品出装置或作燃料，其流量决定裂解汽油产品中重汽油比例，剩余重汽油作为重贫吸收油先与重富吸收油换热再冷却至40℃以下后前往再吸收塔塔顶，重汽油采出量决定高浓度乙烯产品气的轻汽油残留量，重汽油与再吸收塔气相进料质量流量比为1.5-4.5，优选地2-3.5，设置侧线汽提塔的目的是汽提重汽油中C7及以下轻端组分，降低C3/C4/C5组分因平衡在高浓度乙烯气中的残留量，提高重汽油在再吸收塔中的吸收效果；自再吸收塔塔底来的重富吸收油与重贫吸收油换热至90-100℃进入油急冷塔中上部，使重富吸收油得到再生。
(2)自油急冷塔塔顶来的裂解气进入水急冷塔底部，塔底采出水与裂解汽油混合物进入油水分离罐，塔压为微正压，塔釜温度为80-90℃；油水分离罐进行油水分离，采出的急冷水经泵加压后前往各低温热用户作为热源，降温至60-65℃后部分返回至水急冷塔中部，剩余急冷水进一步冷却至35-40℃后大部分返回至水急冷塔顶部，为保持系统内水的质量平衡，少部分急冷水采出；油水分离罐采出的部分裂解汽油返回油急冷塔塔顶，剩余部分与裂解气压缩机各级出口分离罐采出的裂解汽油混合后进入吸收解吸塔中上部；水急冷塔顶采出35-40℃的裂解气进入裂解气压缩机；裂解气压缩机各级出口分离罐采出的水混合后送至水急冷塔塔釜。
(3)裂解气压缩机为三级，裂解气在三级出口压力不小于1.5MPaG，进入吸收解吸塔中部；压缩机各级出口设置冷却器和分离罐，各级出口气相经冷却器冷至40℃以下后送入分离罐，分离罐将压缩过程中冷凝的液相从气相中分离并完成油水分相，气相进入压缩机下一级；各分离罐采出的油相先与自油水分离罐采出的裂解汽油混合，再经泵加压并冷至40℃以下后送至吸收解吸塔；各分离罐采出的水相混合后送至水急冷塔塔釜，目的是回收水中含有的少量烃类产品组分。
(4)吸收解吸塔起到C2/C3组分分离的作用，分为吸收段和解吸段上下两部分；该塔吸收段承担将气相中大量的C3及更重组分吸收洗涤下来的任务，目的是回收气相中C3及以上组分的含量；该塔解吸段承担解吸轻富吸收油中大量C2的任务，目的是提高C2/C3分离效率，减少脱乙烷塔塔顶与吸收解吸塔间循环气相的流量，避免吸收段吸收任务过重，造成轻汽油循环量过高，致使能耗大幅度增加；吸收解吸塔塔压为1.4-2MPaG，优选1.4-1.6MPaG；裂解气压缩机三级出口分离罐采出气相与脱乙烷塔塔顶采出气相均进入该塔中部；根据相平衡，混合裂解汽油能将气相中的部分C3及更重组分吸收下来，一定程度上起到吸收油的作用，因此送至吸收解吸塔气相进料以上的吸收段中上部区域，可强化该塔吸收效果；自脱碳五塔侧线采出的轻贫吸收油经吸收解吸塔中沸器释放热量后温度降至80-90℃，再前往脱乙烷塔再沸器冷至60-80℃，最后经冷却器冷至40℃以下后进入吸收解吸塔塔顶，轻汽油与气相进料质量流量比为2-5，优选地2-4；吸收解吸塔塔顶采出的气相前往再吸收塔塔底，塔顶温度为40-50℃；吸收段设置1-3个中段循环冷却器，抽出塔盘上的液相并冷至40℃以下返回塔内，目的是降低塔内温度，增强吸收效果；吸收解吸塔塔釜温度为130-160℃，优选控制至140-150℃；该塔解吸段设置中间再沸器，利用轻贫吸收油80-90℃以上热量作为热源，降低塔底再沸器负荷，控制中间再沸器位置抽出流股的温度为60-80℃；吸收解吸塔塔底采出的轻富吸收油进入脱碳五塔。
(5)再吸收塔起到将吸收解吸塔塔顶气相中的轻汽油组分吸收洗涤下来的作用，进一步降低高浓度乙烯气中重组分杂质含量；再吸收塔塔压不低于1.25MPaG，以保证塔顶采出的高浓度乙烯气压力高于干气制乙苯装置反应压力，无需再增设压缩机；吸收解吸塔塔顶气相进入再吸收塔塔底，重贫吸收油自重汽油侧线汽提塔采出送至再吸收塔顶部，塔顶温度为40-50℃，塔顶采出高浓度乙烯气冷却至40℃以下后进入气液分离罐，去除气相中夹带和冷凝下来的液相，罐顶采出的高浓度乙烯气作为产品送至下游装置，罐底采出的液相与再吸收塔塔底采出的重富吸收油混合后送至油急冷塔；采出的高浓度乙烯气乙烯摩尔分率含量不低于20％，C3及更重组分杂质摩尔分率含量0-2000ppm；
(6)脱碳五塔起到切分C5/C6和再生轻富吸收油的作用；塔压0-0.5MPaG，优选0.3-0.5MPaG，塔顶回流罐温度不高于40℃，回流比0.5-2，优选1-1.6；塔顶采出气相和液相，气相流股先经二烯烃气相反应器脱除少量的C4/C5二烯烃后，再经干气压缩机加压至不低于1.8MPaG后进入脱丙烷塔；采出的液相流股先经二烯烃液相反应器脱除少量的C4/C5二烯烃后再被泵加压送至脱丙烷塔，设置二烯烃加氢反应器的目的是防止脱丙烷塔底二烯烃大量聚合，影响正操操作；脱碳五塔中下部侧线采出轻贫吸收油，控制采出温度不低于130℃，优选不低于140℃；脱碳五塔塔底采出裂解汽油作为产品出界，塔底温度150-180℃；
(7)使用常规气分流程进行丙烯精制生产，该部分包括脱丙烷塔、脱乙烷塔、丙烯精馏塔；脱丙烷塔塔顶使用循环冷却水作冷剂，采出液相前往脱乙烷塔，塔底再沸器使用蒸汽作为热源，采出的C4、C5液相组分可返回催化裂解装置上游作为反应原料或出界；脱乙烷塔塔顶使用循环冷却水作冷剂，采出的气相返回至吸收解吸塔中部，回收气相中的C2组分，塔底再沸器使用轻贫吸收油作为热源(若热量不足时开启备用再沸器，以蒸汽(热媒水)为热源)，采出的液相作为丙烯精馏塔进料；丙烯精馏塔塔顶使用循环冷却水作为冷剂，采出精制丙烯产品，纯度不低于99.5％(摩尔分率)，塔底再沸器使用急冷水和蒸汽(热媒水)作为热源，采出丙烷产品，纯度不低于95％(摩尔分率)。
本发明的有益效果：
(1)流程采用吸收-再吸收分离工艺，通过设置重汽油侧线汽提塔、吸收解吸塔、再吸收塔、脱碳五塔，在不使用低温冷剂的条件下生产高浓度乙烯气产品，系统内取消设置压缩制冷设备；
(2)工艺使用轻汽油(主要为C5C6组分)作为吸收剂，通过设置吸收解吸塔和脱碳五塔，实现C2/C3组分分离；吸收解吸塔具有吸收洗涤高浓度乙烯气中C3及以上重组分、解吸轻富吸收油中C2组分和回收裂解汽油中C2及以下轻组分的三重功能；脱碳五塔具有分离C5/C6组分和再生轻富吸收油的双重功能；
(3)工艺使用重汽油(主要为C10及以上组分)作为再吸收剂，通过设置再吸收塔和重汽油侧线汽提塔，进一步降低高浓度乙烯气中重组分杂质含量；重汽油侧线汽提塔回收重汽油中C10以下轻端组分，与油急冷塔耦合达到再生再吸收剂的目的；再吸收塔利用重汽油吸收洗涤高浓度乙烯气中残留的轻汽油组分；
(4)工艺流程采用急冷塔工艺和吸收-再吸收工艺耦合的方法；急冷塔工艺替代常规催化裂解装置中的分馏塔，吸收-再吸收分离工艺取代常规的深冷(中冷、浅冷)分离工艺生产乙烯气产品；
(5)工艺采用常规气分流程生产精制丙烯产品，其中脱乙烷塔顶气相送至吸收解吸塔，提高系统内C2、C3产品组分回收率；
(6)裂解气压缩机各级出口分离罐产生的裂解汽油与油水分离罐产生的裂解汽油混合后，进入吸收解吸塔气相进料以上的位置，具有降低轻汽油吸收负担和回收裂解汽油C2及以下轻端产品组分的功能，避免再设置回收汽提塔；
(7)工艺中进行了充分考虑了低温热回收，降低能耗。
本发明在不使用低温冷剂的条件下得到高浓度乙烯气产品，取消了制冷单元和避免使用低温设备，较大程度减少了设备投资，具有低温热回收效率高、投资较低、流程结构简单的优势，因此本发明对建设规模和投资较小的催化裂解装置具有参考意义。
附图说明
图1为本发明的一种富乙烯催化裂解气的非低温分离工艺流程图。
图中：1油急冷塔；2水急冷塔；3吸收解吸塔；4再吸收塔；5脱碳五塔；6脱丙烷塔；7脱乙烷塔；8丙烯精馏塔；9重汽油侧线汽提塔；10油水分离罐；11一级裂解气压缩机；12二级裂解气压缩机；13三级裂解气压缩机；14干气压缩机；15一级裂解气压缩机出口分离罐；16二级裂解气压缩机出口分离罐；17三级裂解气压缩机出口分离罐；18再吸收塔塔顶气液分离罐；19二烯烃气相反应器；20二烯烃液相反应器；21MAPD反应器；22吸收解吸塔中段冷却器a；22吸收解吸塔中段冷却器b；24吸收解吸塔中段冷却器c；25轻贫吸收油冷却器；26吸收解吸塔中间再沸器；27重汽油热回收换热器；28重贫吸收油冷却器；29再吸收塔塔顶气冷却器；30脱碳五塔气液分离回流罐；31脱乙烷塔热回收再沸器；32丙烯精馏塔急冷水再沸器。
具体实施方式
以下结合附图和技术方案，进一步说明本发明的具体实施方式
以图1为例描述本发明提供的富乙烯催化裂解气的非低温分离工艺；具体如下：
一股催化裂解产品气为催化裂解反应产物，自上游反应单元进入油急冷塔1塔底，自油水分离罐10来的裂解汽油进入油急冷塔1塔顶，裂解气自油急冷塔1塔顶采出；油急冷塔1塔底采出重油，少部分分出作为燃料油产品，剩余重油先经泵加压再被冷却后返回油急冷塔1中下部；油急冷塔1中部设置重汽油侧线塔9与油急冷塔1耦合，重汽油侧线塔9塔底采出重汽油(主要为C10及更重组分)，重汽油侧线塔9塔底加入汽提蒸汽，重汽油可分出少部分作为产品；重汽油经重汽油热回收换热器27先与重富吸收油换热，再经重贫吸收油冷却器28冷却后前往再吸收塔4塔顶；自再吸收塔4塔底来的重富吸收油经重汽油热回收换热器27换热后进入油急冷塔1中上部。油急冷塔1塔顶的裂解气进入水急冷塔2底部，水急冷塔2塔底采出油水混合物进入油水分离罐10；油水分离罐10进行油水分离，采出的急冷水经泵加压后进入丙烯精馏塔急冷水再沸器32作为热源，降温后返回水急冷塔2中部，剩余急冷水进一步冷却，其中大部分返回至水急冷塔2顶部，少部分采出；油水分离罐10采出的裂解汽油部分返回至油急冷塔1塔顶，剩余与一级裂解气压缩机出口分离罐15、二级裂解气压缩机出口分离罐16和三级裂解气压缩机出口分离罐17采出的裂解汽油混合后进入吸收解吸塔3中上部；水急冷塔2塔顶采出的裂解气进入一级裂解气压缩机11；各级裂解气压缩机出口分离罐15、16、17采出的水相混合后送至水急冷塔2塔釜。一级裂解气压缩机为11、二级裂解气压缩机为12和三级裂解气压缩机13的出口设置冷却器和分离罐15、16、17，各级出口气相经冷却器冷至后送入分离罐15、16、17，将压缩过程中冷凝的液相从气相中分离并完成油水分相，气相进入下一级裂解气压缩机12、13；各分离罐15、16、17采出的油相先与自油水分离罐10分出的裂解汽油混合，再经泵加压并冷却后送至吸收解吸塔3；各分离罐15、16、17采出的水相混合后送至水急冷塔2塔釜。吸收解吸塔3分为吸收和解吸两个部分；三级裂解气压缩机出口分离罐17采出气相与脱乙烷塔7塔顶采出气相均进入吸收解吸塔3中部；脱碳五塔5侧线采出的轻贫吸收油先作为吸收解吸塔中间再沸器26的热源，再前往脱乙烷塔回收再沸器31作为热源，最后经轻贫吸收油冷却器25冷却后进入吸收解吸塔3塔顶；吸收解吸塔3塔顶采出的气相前往再吸收塔4塔底；吸收解吸塔3的吸收段设置吸收解吸塔中段冷却器a22、吸收解吸塔中段冷却器b23、吸收解吸塔中段冷却器c24；解吸段设置吸收解吸塔中间再沸器26，利用轻贫吸收油作为热源；吸收解吸塔3塔底采出的轻富吸收油进入脱碳五塔5中部。吸收解吸塔3塔顶气相进入再吸收塔4塔底，重贫吸收油自重汽油侧线汽提塔9采出经重汽油热回收换热器27与重富吸收油换热，再经重贫吸收油冷却器28送至再吸收塔4顶部；再吸收塔4塔顶采出高浓度乙烯气，经再吸收塔塔顶气冷却器29冷却后进入再吸收塔塔顶气液分离罐18，罐顶采出的高浓度乙烯气作为产品送至下游装置，罐底采出的液相与再吸收塔4塔底采出的重富吸收油混合后送至油急冷塔1；脱碳五塔5塔顶采出气相和液相，气相流股进入脱碳五塔气液分离回流罐30后加入H2先经二烯烃气相反应器19脱除少量的C4/C5二烯烃后，再经干气压缩机14加压后进入脱丙烷塔6；采出的液相流股经泵加压后加入H2先经二烯烃液相反应器20脱除少量的C4/C5二烯烃后被泵加压送至脱丙烷塔6；脱碳五塔5中下部侧线采出轻贫吸收油；脱碳五塔5塔底采出裂解汽油作为产品出界；脱丙烷塔6塔顶使用循环冷却水作冷剂，采出液相前往脱乙烷塔7；脱丙烷塔6塔底采出的混合C4、C5液相返回催化裂解装置上游作为反应原料；脱乙烷塔7塔顶使用循环冷却水作冷剂，采出气相返回至吸收解吸塔3中部，塔脱乙烷塔热回收再沸器31使用轻贫吸收油作为热源(备用再沸器热源为蒸汽(热媒水))，塔底采出液相经泵加压加入H2进入MAPD反应器21，然后进入丙烯精馏塔8；丙烯精馏塔8塔顶使用循环冷却水作为冷剂，采出精制丙烯产品，丙烯精馏塔急冷水再沸器32使用急冷水作为热源(另一再沸器使用蒸汽(热水)作为热源)，塔底采出丙烷产品。
实施例：
以某催化裂解装置为例，采用本发明所述工艺，具体如下：一股催化裂解产品气(组成见表1)为催化裂解反应产物，自上游反应单元进入油急冷塔塔底，塔压0.09MPaG，自油水分离罐来的裂解汽油68.8t/h进入油急冷塔塔顶，急冷后塔顶温度为103℃，裂解气自油急冷塔塔顶采出；油急冷塔塔釜温度为180℃，塔底采出重油，分出1.4t/h作为燃料油产品，剩余1600t/h重油先经泵加压后再被冷却至163℃返回至油急冷塔中下部，释放的17638kW热量被系统回收，本实施例中用于发生低低压蒸汽；油急冷塔中部设置重汽油侧线汽提塔与油急冷塔耦合，塔底采出重汽油82.0t/h(主要为C10及更重组分)，塔底加入4.9t/h低压蒸汽作为汽提蒸汽，塔釜温度121℃，塔底采出的重汽油可分出少部分作为产品，本实施例中未分出；82.0t/h重汽油作为重贫吸收油先与重富吸收油换热至70℃后再冷却至40℃前往再吸收塔塔顶；自再吸收塔塔底来的重富吸收油与重贫吸收油换热至100℃进入油急冷塔中上部，使重富吸收油得到再生。
自油急冷塔塔顶来的裂解气进入水急冷塔底部，塔底采出油水混合物进入油水分离罐，塔压为0.08MPaG，塔釜温度为86℃；油水分离罐进行油水分离，采出的急冷水经泵加压后前往丙烯精馏塔再沸器作为热源，降温至65℃后返回308.2t/h至水急冷塔中部，剩余急冷水进一步冷却至40℃后，其中475.9t/h返回至水急冷塔顶部，采出38.6t/h；分离出的裂解汽油部分返回至油急冷塔塔顶，剩余82.0t/h与裂解气压缩机各级出口分离罐采出的裂解汽油混合后53.9t/h进入吸收解吸塔中上部；水急冷塔顶采出冷至40℃的裂解气进入裂解气压缩机；裂解气压缩机各级出口分离罐采出的水相混合后1.6t/h送至水急冷塔塔釜。
裂解气压缩机为三级，裂解气在三级出口压力为1.5MPaG；压缩机各级出口设置冷却器和分离罐，各级出口气相经冷却器冷至40℃后送入分离罐，分离罐将压缩过程中冷凝的液相从气相中分离并完成油水分相，气相进入压缩机下一级；各分离罐采出的油相先与自油水分离罐分出的裂解汽油混合，再经泵加压并冷至40℃后送至吸收解吸塔；各分离罐采出的水相混合后送至水急冷塔塔釜。
吸收解吸塔分为吸收段和解吸段上下两个部分；吸收解吸塔塔压为1.4MPaG；裂解气压缩机三级出口分离罐采出的气相61.0t/h与脱乙烷塔塔顶采出的气相0.4t/h均进入该塔中部；自脱碳五塔侧线采出的230t/h轻贫吸收油经吸收解吸塔中沸器释放热量后温度降至90℃，再前往脱乙烷塔再沸器作为热源并冷却至80℃后再冷却器冷至40℃进入吸收解吸塔塔顶；吸收解吸塔塔顶采出的气相前往再吸收塔塔底，塔顶温度为49℃；本实施例中吸收段设置3个中段循环冷却器，抽出塔盘上的液相并冷至40℃返回塔内；吸收解吸塔塔釜温度为143℃；该塔解吸段设置中间再沸器，利用轻贫吸收油90℃以上热量作为热源，中沸器负荷为8015kW；吸收解吸塔塔底采出的309.8t/h轻富吸收油进入脱碳五塔。
再吸收塔塔压1.35MPag，吸收解吸塔塔顶气相进入再吸收塔塔底，重贫吸收油82t/h自重汽油侧线汽提塔采出送至再吸收塔顶部，塔顶温度为46℃，塔顶采出高浓度乙烯气冷却至40℃后进入气液分离罐，罐顶采出的高浓度乙烯气27.2t/h作为产品送至下游装置，罐底采出的液相28kg/h与再吸收塔塔底采出的重富吸收油混合后89.7t/h送至油急冷塔；采出的高浓度乙烯气(见表2)乙烯含量34.9％(摩尔分率)，C3及更重组分杂质含量1003ppm(摩尔分率)，其中C3-C9杂质含量550ppm(摩尔分数)。
脱碳五塔塔压0.5MPaG，塔顶回流罐温度40℃，质量回流比1.6；塔顶采出气相25.4t/h和液相25.6t/h，气相流股先经二烯烃气相反应器脱除少量的C4/C5二烯烃后，再经干气压缩机加压至2.8MPaG后进入脱丙烷塔；采出的液相流股先经二烯烃液相反应器脱除少量的C4/C5二烯烃后再被泵加压送至脱丙烷塔；脱碳五塔中下部侧线采出轻贫吸收油230t/h；脱碳五塔塔底采出裂解汽油28.8t/h作为产品出界，塔底温度166℃。
脱丙烷塔塔顶使用循环冷却水作冷剂，采出液相19.6t/h前往脱乙烷塔，塔底温度121℃，采出的混合C4C5液相31.4t/h返回催化裂解装置上游作为反应原料。
脱乙烷塔塔顶使用循环冷却水作冷剂，采出气相356kg/h返回至吸收解吸塔中部，再沸器使用轻贫吸收油作为热源(备用再沸器热源为蒸汽或热媒水)，塔底采出液相19.3t/h经MAPD反应器后进入丙烯精馏塔。
丙烯精馏塔塔顶使用循环冷却水作为冷剂，采出精制丙烯产品17.4t/h，纯度99.7％(摩尔分率)，塔底再沸器使用急冷水和蒸汽(热媒水)作为热源，采出丙烷产品1.8t/h，纯度不低于97％(摩尔分率)。
各塔关键工艺参数见表3。
表1催化裂解产品气
组分 质量流量/kg/h 质量分数 摩尔分数
H<sub>2</sub> 470.1 0.33％ 5.13％
O<sub>2</sub> 10.1 71PPM 69PPM
N<sub>2</sub> 373.0 0.26％ 0.29％
CO 21.4 0.015％ 0.017％
CO<sub>2</sub> 31.3 0.022％ 0.016％
CH<sub>4</sub> 7425.6 5.22％ 10.18％
C<sub>2</sub>H<sub>4</sub> 13408.8 9.43％ 10.51％
C<sub>2</sub>H<sub>6</sub> 5192.6 3.65％ 3.80％
C<sub>3</sub>H<sub>6</sub> 18238.1 12.83％ 9.53％
C<sub>3</sub>H<sub>8</sub> 2211.7 1.56％ 1.10％
C4组分 13259.2 9.32％ 5.16％
C5组分 14124.6 9.93％ 4.34％
C6及以上 32469.6 22.83％ 7.25％
WATER 34960.1 24.59％ 42.67％
表2高浓度乙烯气产品
Figure BDA0002396844940000151
Figure BDA0002396844940000161
表3实施例中各塔关键工艺参数
项目 再吸收塔 吸收解吸塔 脱碳五塔
塔压/MPaG 1.35 1.40 0.5
质量回流比 / / 1.6
塔顶温度/℃ 46 49 /
回流罐温度/℃ / / 40
塔底温度/℃ 52 143 166
塔顶冷凝器负荷/kW / / 12814
塔底再沸器负荷/kW / 16733 11108
中间再沸器负荷/kW / 8015 /
本实施例中，催化裂解产品气采用急冷塔工艺与吸收-再吸收工艺耦合的方法，在无需低温冷量的条件下实现C2/C3组分分离，得到高浓度乙烯气，乙烯气中C3及以上重组分含量1003ppm(摩尔分数)，其中C3-C9杂质含量550ppm(摩尔分数)，乙烯气可作为下游气相法乙苯装置进料。采用急冷塔工艺，提高了低温热回收效率，降低了装置能耗。与现有催化裂解分离流程相比，具有低温热回收效率高、无需低温冷量、设备投资低的优势。

Claims (3)

1.一种富乙烯催化裂解气的非低温分离工艺，所使用的装置包括油急冷塔、重汽油侧线汽提塔、水急冷塔、重汽油热回收换热器、裂解气压缩机、吸收解吸塔、吸收解吸塔中间再沸器、再吸收塔、脱碳五塔、干气压缩机、二烯烃加氢反应器、脱丙烷塔、脱乙烷塔、MAPD反应器、丙烯精馏塔、换热器、分离回流罐、冷却器、再沸器和分离罐；其特征在于，具体步骤如下：
催化裂解产品气由塔底进入油急冷塔，裂解汽油由塔顶进入油急冷塔，急冷后的裂解气自油急冷塔塔顶进入水急冷塔塔底；油急冷塔塔底采出重油，一部分分出作为燃料油，剩余先经泵加压再被冷却后返回油急冷塔中下部，重油冷却释放的热量用于发生蒸汽；油急冷塔中部设置重汽油侧线汽提塔与油急冷塔耦合，塔底采出重汽油，一部分重汽油分出后，剩余重汽油先与重富吸收油换热再经冷却后前往再吸收塔塔顶作为重贫吸收油，自再吸收塔塔底来的重富吸收油经重汽油热回收换热器换热后进入油急冷塔中上部；自油急冷塔塔顶来的裂解气进入水急冷塔底，水急冷塔塔底采出的油水混合物进入油水分离罐，分离出的急冷水经泵加压后前往低温热用户作为热源，降温后的急冷水部分返回水急冷塔中部，剩余急冷水进一步冷却，采出部分急冷水后，其余部分急冷水返回水急冷塔顶部；油水分离罐分离出的裂解汽油部分返回至油急冷塔塔顶，剩余部分与裂解气压缩机各级出口的裂解汽油混合后进入吸收解吸塔中上部；水急冷塔顶采出裂解气并进入裂解气压缩机；裂解气压缩机为三级，压缩后的气相进入吸收解吸塔中部；脱碳五塔侧线采出的轻贫吸収油进入吸收解吸塔塔顶，吸收解吸塔塔顶采出的气相前往再吸收塔塔底；再吸收塔顶采出高浓度乙烯气作为产品送至下游装置；吸收解吸塔塔底采出的轻富吸收油进入脱碳五塔；脱碳五塔塔顶分别采出气液两相，采出的气相流股先经二烯烃气相反应器脱除C4/C5二烯烃后，再经干气压缩机加压后进入脱丙烷塔，采出的液相流股先经二烯烃液相反应器脱除C4/C5二烯烃后再被泵加压送至脱丙烷塔；脱碳五塔中下部侧线采出轻贫吸收油经热回收后进入吸收解吸塔顶部；脱碳五塔塔底采出裂解汽油作为产品出界；脱丙烷塔塔顶采出液相前往脱乙烷塔，塔底采出的C4、C5组分可返回装置入口作为反应原料；脱乙烷塔塔顶采出少量气相返回至吸收解吸塔中部，塔底采出的液相经MAPD反应器除去炔烃、二烯烃后作为丙烯精馏塔进料；丙烯精馏塔塔顶采出精制丙烯产品，塔底采出丙烷产品出界。
2.根据权利要求1所述的一种富乙烯催化裂解气的非低温分离工艺，其特征在于，具体的工艺要求如下：
(1)油急冷塔操作压力为微正压，自油水分离罐出来的裂解汽油进入油急冷塔塔顶，急冷后温度为100-110℃裂解气自油急冷塔塔顶采出；油急冷塔塔釜温度为180-200℃，塔底采出重油，一部分分出作为燃料油产品，剩余重油先经泵加压后再被冷却至160℃以上返回油急冷塔中下部；油急冷塔的塔釜温度不低于120℃，塔底采出的重汽油中，一部分作为产品出装置或作燃料，剩余重汽油作为重贫吸收油先与重富吸收油换热再冷却至40℃以下后前往再吸收塔塔顶，重汽油与再吸收塔气相进料质量流量比为1.5-4.5；自再吸收塔塔底来的重富吸收油与重贫吸收油换热至90-100℃进入油急冷塔中上部；
(2)水急冷塔的塔压为微正压，塔釜温度为80-90℃；油水分离罐进行油水分离，采出的急冷水降温至60-65℃后部分返回至水急冷塔中部，剩余急冷水进一步冷却至35-40℃后返回至水急冷塔顶部；水急冷塔顶采出35-40℃的裂解气进入裂解气压缩机；
(3)裂解气压缩机为三级，裂解气在三级出口压力不小于1.5MPaG；压缩机各级出口气相经冷却器冷至40℃以下后送入分离罐；各分离罐采出的油相先与自油水分离罐采出的裂解汽油混合，再经泵加压并冷至40℃以下后送至吸收解吸塔；
(4)吸收解吸塔塔压为1.4-2MPaG；自脱碳五塔侧线采出的轻贫吸收油经吸收解吸塔中沸器释放热量后温度降至80-90℃，再前往脱乙烷塔再沸器冷至60-80℃，最后经冷却器冷至40℃以下后进入吸收解吸塔塔顶，轻汽油与气相进料质量流量比为2-5；吸收解吸塔塔顶采出的气相前往再吸收塔塔底，塔顶温度为40-50℃；吸收段设置1-3个中段循环冷却器，抽出塔盘上的液相并冷至40℃以下返回塔内；吸收解吸塔塔釜温度为130-160℃；吸收解吸塔解吸段设置中间再沸器，利用轻贫吸收油80-90℃以上热量作为热源，控制中间再沸器位置抽出流股的温度为60-80℃；
(5)再吸收塔塔压不低于1.25MPaG；吸收解吸塔塔顶温度为40-50℃，塔顶采出高浓度乙烯气冷却至40℃以下后进入气液分离罐；
(6)脱碳五塔塔压0-0.5MPaG，优选0.3-0.5MPaG，塔顶回流罐温度不高于40℃，回流比0.5-2；塔顶采出气相先经二烯烃气相反应器脱除C4/C5二烯烃后，再经干气压缩机加压至不低于1.8MPaG后进入脱丙烷塔；脱碳五塔中下部侧线采出轻贫吸收油，控制采出温度不低于130℃；脱碳五塔塔底温度150-180℃。
3.根据权利要求2所述的一种富乙烯催化裂解气的非低温分离工艺，其特征在于，
步骤(1)中，重汽油与再吸收塔气相进料质量流量比为2-3.5；
步骤(4)中，吸收解吸塔塔压为1.4-1.6MPaG；进入吸收解吸塔时轻汽油与气相进料质量流量比2-4；吸收解吸塔塔釜温度为140-150℃；
步骤(6)中，脱碳五塔塔压为0.3-0.5MPaG，塔顶回流比为1-1.6；脱碳五塔中下部侧线采出温度不低于140℃。
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