CN112028731A - 一种分离丙烷脱氢制丙烯反应产物的方法 - Google Patents

Abstract

本公开涉及一种分离丙烷脱氢制丙烯反应产物的方法，该方法包括以下步骤：自压缩、净化和预冷的反应产物经冷箱冷却后进行气液分相，分出的气相进碳三洗涤塔回收其中的碳三，分出的液相经冷箱复热后进脱乙烷塔。碳三洗涤塔塔顶尾气经膨胀机膨胀节流后进行分相，分出的气相为富氢气体，分出的液相复热后进脱乙烷塔。富氢气体经冷箱复热后去PSA精制，或先与深冷的精制丙烷混和，然后经冷箱复热后去丙烷脱氢反应器。该方法采用具有分凝分馏技术的碳三洗涤塔，能够高效地从含氢轻烃中将碳三馏分分馏出来，避免损害膨胀机设备；整个产品气低温分离过程仅需丙烯冷剂提供冷量，在同样工作条件和分离任务下能够节能10％，并且减少了设备台数，节省了设备投资。

Description

一种分离丙烷脱氢制丙烯反应产物的方法

技术领域

本公开涉及石油化工或天然气化工领域的轻烃回收技术领域，具体地，涉及一种分离丙烷脱氢制丙烯反应产物的方法。

背景技术

丙烯是化学工业中重要的基本有机化工原料。长期以来国内外丙烯的来源主要依靠石脑油裂解联产和FCC副产。据统计，在全球的丙烯需求中，中国市场占到了15％以上，并且消费量还在以每年约5％～6％的速度增长，丙烯供需缺口在近年来不断加大。随着石油资源的紧缺，而天然气价格相对于原油价格廉价，由此衍化而来的C3和C4烷烃越来越受到人们的关注，其中丙烷催化脱氢技术(PDH)无疑是C3利用领域最受关注的焦点。

在未来的国内市场上，随着甲醇制烯烃(MTO)装置的不断开工，势必会对传统的FCC和乙烯裂解生产烯烃路线产生冲击。作为FCC和乙烯裂解副产的丙烯和异丁烯产量会越来越少。因此，丙烷脱氢制丙烯技术面临一个非常好的发展机遇，市场潜力巨大。

目前，世界上丙烷脱氢制丙烯专利技术有：UOP公司的Oleflex工艺、 LUMMUS的Catofin工艺、Uhde公司的Star工艺、Snamprogetti/Yarsintz公司的FBD-4工艺以及林德/巴斯夫公司的PDH工艺。这些工艺普遍采用深冷工艺来分离丙烷脱氢制丙烯反应产物。深冷分离工艺是石脑油蒸汽裂解产物分离的主要方法，技术成熟，应用广泛，由于冷剂温度低，反应产物中碳三几乎全部都冷凝下来，因而丙烯收率高，但对设备材质要求高，能耗高。

中国专利CN102795956B公开了一种丙烷脱氢制丙烯反应产物的回收方法，该方法采用膜分离和深冷分离结合的方式来分离丙烷脱氢制丙烯反应产物。但膜分离富氢气回收率较低，如需作为产品外送需单独压缩，总能耗并没有降低。

巴斯福股份公司公开了一系列专利CN100567230C、CN101087740B、CN101137605A、CN101415661A，这些专利包括了从丙烷脱氢反应到产物分离的全过程。因反应产物中含H₂O、CO₂、CO、N₂等，CN100567230C公开了采用洗涤的工艺除去部分杂质，CN101087740B、CN101137605A公开了采用惰性吸收剂分离该部分杂质。CN101415661A公开了一种采用变压吸附的方法，分离出丙烯产品。但这些方法所得到的富氢气体中氢气含量较低，烃类含量高，只能当做燃料气烧掉。

中国专利CN102040445公开了一种富含丙烷的低碳烃脱氢制丙烯工艺全流程，该专利采用汽油作吸收剂来分离丙烷脱氢产物中的轻组分和碳三。但丙烷脱氢产物中氢气含量高，所需的吸收剂循环量非常大，能耗高。

中国专利CN106316761A公开了一种丙烷脱氢制丙烯反应产物的回收方法，该方法将产品气压缩、净化后逐步将温度冷却到-85℃～-95℃后进行分相，分出来的液相进脱乙烷塔，分出来的气相经膨胀制冷、复热、升压后去燃料气系统。脱乙烷塔回流罐顶部气相进入脱乙烷塔顶冷凝段回收夹带的碳三馏分，脱乙烷塔冷凝段顶气相经脱乙烷塔顶冷凝段制冷器冷凝后，进入脱乙烷塔深冷罐，不凝气去燃料气系统，液相经脱乙烷塔冷凝段回流泵以回流形式返回脱乙烷塔冷凝段。该专利流程中使用丙烯冷剂和乙烯冷剂为低温分离过程提供13℃～-100℃的低温冷量；产品气依靠丙烯、乙烯冷剂通过多级冷凝、多级气液分相实现产品气激冷、碳三回收和氢气提纯；且脱乙烷塔塔顶冷凝依靠乙烯冷剂提供的冷量从不凝气中回收丙烯。该专利的工艺乙烯冷剂消耗量大，能耗高。

发明内容

本公开的目的是提供一种蒸汽转化制氢的方法，该方法能够有效降低装置能耗。

为了实现上述目的，本公开提供一种分离丙烷脱氢制丙烯反应产物的方法，该方法包括如下步骤：

S1、使丙烷脱氢制丙烯反应产物经冷箱冷却后进行气液分相，得到主要含有碳三的液体料流104和主要含有甲烷和氢气的气体料流105；

S2、使所述气体料流105进入碳三洗涤塔进行分凝分馏以回收其中夹带的碳三，得到主要含有甲烷和氢气的塔顶尾气106和主要含有轻烃的塔底液体料流107；使所述液体料流107作为步骤S1冷却的冷介质复热后进入所述脱乙烷塔；

S3、使所述气体料流106进行膨胀制冷后气液分相，并使至少部分分得的气体料流作为步骤S1中所述冷却的冷介质；和/或，作为步骤S2中所述碳三洗涤塔分凝分馏的冷介质；

其中，所述碳三洗涤塔包括精馏塔和设置于所述精馏塔塔顶的高效换热器；或者，所述碳三洗涤塔为CFT分凝分馏塔。

可选地，所述脱乙烷塔顶部设有尾气过冷塔，所述尾气过冷塔为分凝分馏塔；该方法还包括：使脱乙烷塔顶气体经冷凝和气液分相，使分得的气相 114进入所述尾气过冷塔进行分凝分馏，分得的液相115返回所述脱乙烷塔；从尾气过冷塔顶得到主要含有甲烷和氢气的气体料流116，尾气过冷塔底的液体料流返回所述脱乙烷塔；脱乙烷塔的塔底得到主要含有碳三的液体料流 800。

可选地，该方法还包括：使所述丙烷脱氢制丙烯反应产物经压缩、净化和预冷处理后进入第一冷箱冷却到15℃至-40℃后进行第一气液分相，得到气体料流102和液体料流103；所述气体料流102经过所述尾气过冷塔和第二冷箱冷却到-55℃至-80℃后进行第二气液分相，得到所述液体料流104和所述气体料流105；

使所述液体料流103经所述第一冷箱复热到36℃至-40℃后进入所述脱乙烷塔，使所述液体料流104依次经第二冷箱、尾气过冷塔和第一冷箱复热到36℃至-40℃后进入所述脱乙烷塔。

可选地，所述脱乙烷塔的塔顶气体经冷凝器冷凝至-23至-18℃后进入脱乙烷塔回流罐进行所述气液分相，所述尾气过冷塔底的液体料流经所述脱乙烷塔回流罐返回所述脱乙烷塔；

所述脱乙烷塔顶部操作压力为1.0～2.6MPa、操作温度为7℃至22℃，塔底部操作温度25℃至50℃；所述脱乙烷塔回流罐的操作温度为-20℃至-23℃；所述尾气过冷塔顶部的操作压力为1.0～2.6MPa，操作温度为-35℃至-65℃。

可选地，所述碳三洗涤塔为CFT分凝分馏塔，所述CFT分凝分馏塔由上至下包括分凝分馏器和分馏塔，所述CFT分馏塔的理论塔板数为5～15块；所述分凝分馏器为板翅式分凝分馏器，所述分馏塔为板式塔和/或填料塔。

可选地，所述碳三洗涤塔塔顶操作压力为1.0～2.6MPa，操作温度为-72℃至-125℃。

可选地，该方法还包括：

使所述气体料流106进行一段膨胀制冷后气液分相，得到气体料流110、气体料流111和液体料流117；使得到的液体料流117进入脱乙烷塔回流罐；

气体料流110经二段膨胀制冷后气液分相，得到的富氢气体料流109和液体料流118；使液体料流118进入脱乙烷塔回流罐，或者最作为冷介质经过所述冷箱复热后去产品气压缩机二段入口与产品气混合；

气体料流111经冷却后气液分相，分相所得的气体料流112作为系统冷量换热后进入PSA，分相所得的液体料流113经换热后返回所述脱乙烷塔；

其中，所述气体料流112和富氢气体料流109分别作为冷介质进入所述碳三洗涤塔换热，并且/或者，分别作为冷介质与步骤S1中所述丙烷脱氢制丙烯反应产物换热。

可选地，所述气体料流111先与所述富氢气体料流109在第四冷箱(10) 中换热后再进行所述冷却和气液分相；

所述富氢气体料流109与深冷的原料丙烷混合后，再进入所述碳三洗涤塔进行换热，和/或作为冷介质与步骤S1中所述丙烷脱氢制丙烯反应产物换热。

可选地，所述膨胀制冷后气液分相得到的气体料流还作为所述尾气过冷塔的冷介质。

可选地，步骤S1的冷却只使用丙烯冷剂提供冷量。

本公开的方法将分凝分馏塔(CFT)技术组成的碳三洗涤塔引入丙烷脱氢产品气深冷回收工艺，应用了CFT技术的碳三洗涤塔能够高效地从含氢轻烃中将碳三馏分分馏出来，避免因含氢轻烃中碳三馏分含量过高造成的二段膨胀机入口带液量大、损害设备的问题。碳三洗涤塔塔顶不凝气通过膨胀节流为碳三洗涤塔和产品气的低温分离过程提供低温冷量，整个产品气低温分离过程仅需要丙烯冷剂提供冷量，省去了-63℃乙烯冷剂消耗。与传统冷箱和气液分离罐组成的分离单元相比，本公开的方法在同样工作条件和分离任务下能够节能10％，并且减少了设备台数，节省了设备投资。

本公开的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图是用来提供对本公开的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本公开，但并不构成对本公开的限制。在附图中：

图1本公开的丙烷脱氢制丙烯反应产物的回收方法的一种具体实施方式的工艺流程图。

图2是本公开的丙烷脱氢制丙烯反应产物的回收方法的另一种具体实施方式的工艺流程图。

附图标记说明

设备编号：

1-第一冷箱，2--气液分离罐，3-尾气过冷塔(CFT)，4-脱乙烷塔，5-第二冷箱，6-气液分离罐、7-碳三洗涤塔，8-第三冷箱，9-气液分离罐，10-第四冷箱，11-一段膨胀机，12-气液分离罐，13—二段膨胀机，14-气液分离罐， 15-回流罐。

物流名称：

100-产品气，200-丙烷进料，300-去PSA增压机，400-去PDH反应器,500- 燃料气，600-丙烯冷剂，700-丙烯冷剂，800-混合碳三。

具体实施方式

以下结合附图对本公开的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本公开，并不用于限制本公开。

在本公开中，在未作相反说明的情况下，使用的方位词如“上、下”通常是指装置在正常使用状态下的上和下，具体可参考图1的图面方向。“内、外”是针对装置本身的轮廓而言的。

本公开第一方面提供一种分离丙烷脱氢制丙烯反应产物的方法，该方法包括如下步骤：

S1、使丙烷脱氢制丙烯反应产物经冷箱冷却后进行气液分相，得到主要含有碳三的液体料流104和主要含有甲烷和氢气的气体料流105；

S2、使气体料流105进入碳三洗涤塔进行分凝分馏以回收其中夹带的碳三，得到主要含有甲烷和氢气的塔顶尾气106和主要含有轻烃的塔底液体料流107；使液体料流107作为步骤S1冷却的冷介质复热后进入脱乙烷塔；

S3、使气体料流106进行膨胀制冷后气液分相，并使至少部分分得的气体料流作为步骤S1中冷却的冷介质；和/或，作为步骤S2中碳三洗涤塔分凝分馏的冷介质。

如图1所示，一种优选的实施方式中，该方法可以包括：

S1、使自压缩、净化和预冷的丙烷脱氢制丙烯反应产物100经第一冷箱 1冷却后进入气液分离罐2进行气液分相，得到主要含有碳三的液体料流103 和主要含有甲烷、氢气并含有少量轻烃的气体料流102；

使液体料流103经第一冷箱1复热后进脱乙烷塔4，气体料流102经尾气过冷塔3、第二冷箱5冷却后进气液分离罐6进行气液分离，得到主要含有甲烷和氢气的气体料流105和主要含有碳三的液体料流104；

S2、使液体料流104经第二冷箱5、尾气过冷塔3和第一冷箱1复热后进入脱乙烷塔4，使气体料流105进入碳三洗涤塔7进行分凝分馏以回收其中夹带的碳三馏分，得到主要含有甲烷和氢气的塔顶尾气106和主要含有轻烃的塔底液体料流107；使塔底液体料流107作为步骤S1冷却的冷介质经冷箱5、尾气过冷塔3、第一冷箱1复热后进入脱乙烷塔4；

S3、使气体料流106进入膨胀机一段11膨胀节流后进气液分离罐12进行气液分相，得到含粗氢的气体料流110与气体料流111并得到含轻烃的液体料流117，液体料流117可以送去脱乙烷塔例如去脱乙烷塔回流罐15，气体料流111作为步骤S1中冷却的冷介质，和/或，作为步骤S2中碳三洗涤塔7分凝分馏的冷介质；气体料流110经膨胀机二段13膨胀节流后进气液分离罐14进行气液分离，得到富氢气体料流109和液体料流118；该液体料流118若含有一定碳三组分则可以去脱乙烷塔，例如送入脱乙烷塔回流罐15，如图1所示；若液体料流118不含碳三组分，该液体料流可以经第四冷箱10、第三冷箱8、碳三洗涤塔7、第二冷箱5、尾气过冷塔3和第一冷箱1复热后去燃料气系统(液体料流900)，如图2所示。

在一种实施方式中，碳三洗涤塔包括精馏塔和设置于精馏塔塔顶的高效换热器；高效换热器优选为core板翅式换热器。另一实施方式中，碳三洗涤塔可以为CFT分凝分馏塔，例如为采用分凝分馏塔CFT技术 (Condensating-FractionatingTower)的CFT分凝分馏塔。本公开的方法将分凝分馏塔(CFT)技术组成的碳三洗涤塔7引入丙烷脱氢产品气深冷回收工艺，应用了CFT技术的碳三洗涤塔能够高效地从含氢轻烃中将碳三馏分分馏出来，避免因含氢轻烃中碳三馏分含量过高造成的二段膨胀机入口带液量大、损害设备的问题。碳三洗涤塔塔顶不凝气通过膨胀节流为碳三洗涤塔和产品气的低温分离过程(和原料丙烷的深冷分离过程)提供低温冷量，整个产品气低温分离过程仅需要丙烯冷剂提供冷量，省去了-63℃乙烯冷剂消耗。与传统冷箱和气液分离罐组成的分离单元相比，本公开的方法在同样工作条件和分离任务下能够节能10％，并且减少了设备台数，节省了设备投资。

在根据本公开的方法中，丙烷脱氢制丙烯反应产物为本领域技术人员所熟知的，可以为丙烷催化脱氢工艺中从脱氢反应器中得到的反应产物料流，丙烷脱氢制丙烯的反应产物主要包含丙烷、丙烯和氢气，通常还可以包括低沸点烃(例如甲烷、乙烷、乙烯)和少量高沸点烃(如C4+烃)；丙烷脱氢制丙烯反应产物可以先进行压缩、净化和预冷处理后再进行步骤S1的冷却，净化和预冷处理的方法和设备可以为本领域常规的，例如在中国专利CN106316761A、CN102040445介绍的丙烷脱氢反应产物分离方法都需要对产品气进行净化预处理，除去反应产物中的有害物质。

在根据本公开的方法中，步骤S1中使丙烷脱氢制丙烯的产物进行冷却冷凝和气液分相的方法可以为本领域常规的，例如使所述产物进入冷箱与冷却介质换热，优选地，可以使丙烷脱氢制丙烯的产物与步骤S3中气液分相分得的气体料流换热以被冷却冷凝。

为了进一步提高脱乙烷塔4的分离效果，提高丙烯冷剂能量利益率，优选地可以采用分凝分馏塔进一步处理脱乙烷塔塔顶的气体，例如在一种具体实施方式中，如图1所示，脱乙烷塔4的顶部可以设有尾气过冷塔3，尾气过冷塔3可以为分凝分馏塔，例如为采用分凝分馏塔CFT技术 (Condensating-FractionatingTower)的CFT分凝分馏塔；在这一实施方式中，可以使脱乙烷塔顶气体经冷凝和气液分相，使分得的气相114进入尾气过冷塔进行分凝分馏，分得的液相返回脱乙烷塔4；从尾气过冷塔顶得到含有甲烷、氢气和少量碳二成分的气体料流116，该气体料流116可以经第一冷箱 1复热后作为燃料气500送出，尾气过冷塔底的液体料流可以返回脱乙烷塔 4；脱乙烷塔4的塔底得到以碳三为主的轻烃液体料流800，该液体料流800 可以送至丙烯精馏单元得到丙烯产品。进一步地，为了提高分离效果，尾气过冷塔3的理论塔板数优选为5～25块；其中分凝分馏器优选为板翅式分凝分馏器，分馏塔优选为板式塔和/或填料塔。

在这一实施方式中，尾气过冷塔3的冷介质可以为外加冷剂也可以为系统内的冷量，在本公开优选的一种具体实施方式中，采用步骤S3中所述的经膨胀制冷后气液分相得到的气体料流作为尾气过冷塔的冷介质，以进一步减少冷剂消耗。

在一种具体实施方式中，如图1所示，可以使丙烷脱氢制丙烯反应产物经压缩、净化和预冷处理后进入第一冷箱1优选冷却到15℃至-40℃后进行第一气液分相，得到主要含有甲烷、氢气并含有少量轻烃的气体料流102和主要含有碳三轻烃的液体料流103；气体料流102可以经过尾气过冷塔3和第二冷箱5优选冷却到-55℃至-80℃后再进行第二气液分相，得到液体料流 104和气体料流105；使液体料流103经第一冷箱1复热到36℃至-40℃后进入脱乙烷塔4，使液体料流104依次经第二冷箱5、尾气过冷塔3和第一冷箱1复热到36℃至-40℃后进入脱乙烷塔4。

其中，第一冷箱1和第二冷箱5的冷介质可以为外加冷剂，也可以为系统中的冷量，优选地，采用步骤S3中所述的经膨胀制冷后气液分相得到的气体料流作为尾气过冷塔的冷介质。即在本公开优选的一种具体实施方式中，步骤S3中所述的经膨胀制冷后气液分相得到的气体料流111和109可以作为冷介质依次进入碳三洗涤塔7、第二冷箱5、尾气过冷塔3和第一冷箱1 进行换热，为丙烷脱氢制丙烯反应产物的深冷分离提供冷量，以充分利用系统内冷量、减少外加冷剂的使用量、降低系统能耗。

其中，脱乙烷塔4顶部操作压力优选为1.0～2.6MPa(表压)；脱乙烷塔的操作温度优选为7℃～22℃，塔底部操作温度优选为25℃～50℃；尾气过冷塔顶部3的操作压力优选为为1.0～2.6MPa(表压)，操作温度优选为 -35℃至-65℃。

进一步地，脱乙烷塔可以包括回流罐，脱乙烷塔的塔顶气体可以经冷凝器冷凝至-23℃至-18℃后进入脱乙烷塔回流罐进行气液分相，分得的液相115 可以回流至脱乙烷塔，分得的气相114可以从底部进入尾气过冷塔，脱乙烷塔回流罐的操作温度优选为-20℃至-23℃；

在根据本公开的方法中，碳三洗涤塔7优选为分凝分馏塔，分凝分馏塔由上至下可以包括分凝分馏器和分馏塔，进一步地，为了提高分离效果，分馏塔的理论塔板数优选为5～15块；其中分凝分馏器优选为板翅式分凝分馏器，分馏塔优选为板式塔和/或填料塔。

在根据本公开的方法中，碳三洗涤塔7的操作条件可以在较大范围内变化，优选地，碳三洗涤塔塔顶操作压力优选为1.0～2.6MPa表压，操作温度优选为-72℃至-125℃。

在根据本公开的方法中，气体料流105经碳三洗涤塔7进一步分离可以有效去除碳三组分,从而使得进入膨胀机段的气体料流中碳三组分含量降低，避免气体经过膨胀机一段11膨胀后产生大量液体而对膨胀机二段13的设备产生损害。

在根据本公开的方法中，气体料流106经膨胀制冷后可以用作系统的冷量，为例如第一冷箱1的产品气冷却、尾气过冷塔3、第二冷箱5中的一者或多者提供冷量，从而减少系统的冷剂消耗。进一步地，还可以为原料丙烷的深冷分离过程提供低于-40℃的冷量；例如在一种具体实施方式中，如图1 所示，最后膨胀机一段11膨胀节流出来的气体料流109可以经复热后同深冷的原料丙烷200混合后继续为产品气的低温分离过程提供冷量，以使整个产品气低温分离过程仅需要丙烯冷剂提供冷量。

膨胀制冷优选为多段膨胀制冷，例如在一种具体实施方式中，如图1所示，可以使气体料流106进行膨胀机一段11膨胀制冷后气液分相，得到的气体料流110、111和液体料流117，液体料流117可以返回脱乙烷塔回流罐，气体料流111可以继续经冷却后气液分相，分相所得的气体料流112可以作为系统冷量换热后进入PSA，分相所得的液体料流113可以经换热后返回脱乙烷塔4；其中，气体料流112可以作为碳三洗涤塔的冷介质进入碳三洗涤塔进行换热、作为冷介质与步骤S1中丙烷脱氢制丙烯反应产物换热(例如作为冷介质进入第一冷箱1和/或尾气过冷塔换热、并且/或者，作为第二冷箱5的冷介质进行换热；

气体料流110可以经膨胀机二段13膨胀制冷后气液分相，得到富氢气体料流109可以作为系统冷量换热后进入PDH反应器，得到的含少量碳三组分液体料流可以返回脱乙烷塔回流罐；其中，富氢气体料流109可以作为碳三洗涤塔7的冷介质进入碳三洗涤塔7进行换热、作为冷介质与步骤S1 中丙烷脱氢制丙烯反应产物换热(例如作为冷介质进入第一冷箱1和/或尾气过冷塔换热)、并且/或者，作为第二冷箱5的冷介质进行换热；进一步地，富氢气体料流109还可以作为冷介质与气体料流111换热，例如图1所示在第四冷箱10中，经二段膨胀和气液分相后的气体料流109，该物流是一富氢气体，可以与来自一段膨胀并气液分相的气体料流111换热，使得气体料流 111进一步冷却分相，从而得到含有氢气和少量甲烷气体料流112，含有丙烷、丙烯等碳三组分的液体料流113可以作为碳三洗涤塔、尾气过冷塔和第一冷箱的冷介质，经换热后进入脱乙烷塔4。

气体料流110经二段膨胀制冷后得到的液体料流可以返回所述脱乙烷塔回流罐，如图1所示；另一种实施方式中，如图2所示，膨胀机二段出口料流气液分相后得到的液体料流不含碳三组分，该液体料流900经冷箱10、第三冷箱8、碳三洗涤塔7、第二冷箱5、尾气过冷塔3、第一冷箱1复热后去燃料气系统。

在本公开的方法中，步骤S1的冷却只使用丙烯冷剂提供冷量。即第一冷箱1中只使用丙烯冷剂而不使用乙烯冷剂。

实施例：

如图1所示，一种丙烷脱氢产品气回收方法，由一系列冷箱、脱乙烷塔 4、脱乙烷塔尾气过冷塔3、碳三洗涤塔7、气液分离罐、膨胀机等组成。

丙烷脱氢制丙烯产品气反应产物经压缩、净化和预冷处理后进入冷箱1 冷却后进气液分离罐2，气液分离罐2的液体料流103经冷箱1复热到36℃～ -40℃后进入脱乙烷塔，气液分离罐2的气体料流102经尾气过冷塔3、冷箱5冷却到-55℃～-80℃后进入气液分离罐6，气液分离罐6底部液体料流 104经冷箱5、尾气过冷塔3的CFT、冷箱1复热到36℃～-40℃后进入脱乙烷塔4，气液分离罐6顶部气体料流105从底部进入碳三洗涤塔7。

碳三洗涤塔7顶部气体料流106经膨胀机一段11膨胀制冷后进气液分离罐12进行分相，得到气体料流110、111以及液体料流117。气液分离罐 12的液体料流进脱乙烷塔回流罐，气液分离罐12顶部的一部分气体料流110 经膨胀机二段13膨胀节流后进气液分离罐14进行分相，得到气体料流109 和液体料流，该液体料流进脱乙烷塔回流罐，富氢气体料流109经第四冷箱 10和第三冷箱8复热后再同深冷的原料丙烷混合，混合后再经过一系列冷箱复热到35～55℃后进反应器；气液分离罐12顶部另一部分气体料流111经第四冷箱10过冷后进气液分离罐9再次分相，气液分离罐9顶部气体料流 112经第三冷箱8、碳三洗涤塔7、第二冷箱5、脱乙烷塔上部的尾气过冷塔 3和第一冷箱1复热到35℃去PSA，气液分离罐9底部液体料流113经第三冷箱8、碳三洗涤塔7、第二冷箱5、脱乙烷塔上部的尾气过冷塔3和第一冷箱1复热后进脱乙烷塔4。

在图1中，所述碳三洗涤塔7由CFT分凝分馏塔构成，利用膨胀节流后的冷过程物流供冷；尾气过冷塔3顶部由CFT分凝分馏塔构成，采用膨胀节流后的尾气和-35℃的丙烯冷剂做冷却介质。

如图1所示，经过压缩、净化的丙烷脱氢反应产物100将压力提高到1.0 MPa(表压)～2.60MPa(表压)，净化后的含水量降到1ppm以下、经过冷箱1 激冷温度冷却到15℃至-40℃，然后经气液分离罐2进行汽液分离。气液分离罐2的液相经冷箱1复热到36℃至-40℃后进入脱乙烷塔4，气液分离罐2 的气相经尾气过冷塔3、第二冷箱5冷却到-55℃至-80℃后进入气液分离罐6 进行分相。气液分离罐6的液相经冷箱1复热到36℃至-40℃后进入脱乙烷塔4，气液分离罐6的气相从底部进入碳三洗涤塔7。

碳三洗涤塔7顶部气体经膨胀机一段11膨胀制冷后进气液分离罐12进行分相，气液分离罐12底部的液体料流进脱乙烷塔回流罐，气液分离罐12 顶部一部分气体料流110经膨胀机二段13膨胀节流后进气液分离罐14进行分相，得到富氢气体料流109和液体料流，该液体料流进脱乙烷塔回流罐，气体料流109经第四冷箱10和第三冷箱8复热后再同深冷的原料丙烷混合，混合后再经过一系列冷箱复热到35℃至55℃后进反应器；气液分离罐12顶部另一部分气体料流111经第四冷箱10过冷后进气液分离罐9再次分相，气液分离罐9顶部气体料流112经冷箱8、碳三洗涤塔7、第二冷箱5、脱乙烷塔尾气过冷塔3和冷箱1复热到35℃去PSA，气液分离罐9底部液体料流113经冷箱8、碳三洗涤塔7、第二冷箱5、脱乙烷塔上部的尾气过冷塔3 和第一冷箱1复热后进脱乙烷塔4。

脱乙烷塔4塔顶操作压力1.0～2.6MPa(表压)、操作温度为7～22℃，塔底操作温度25℃至50℃。脱乙烷塔4顶部气相经冷凝器将温度冷却到-23℃至-18℃后进入脱乙烷塔回流罐15，回流罐15罐底液体升压后作为回流全部返回脱乙烷塔4，回流罐15顶部的不凝气自下往上从底部进入尾气过冷塔3，尾气过冷塔3用-35℃的丙烯冷剂和膨胀节流的尾气提供冷量。尾气过冷塔3 顶部气体复热后作为燃料气500出装置，塔底物料全部自流进脱乙烷塔回流罐15，脱乙烷塔塔底物料800去丙烯精馏塔获得合格的聚合级丙烯产品。

以60万吨丙烷脱氢制丙烯反应产物回收装置为例，通过流程模拟，产品气100，丙烷进料200，去PSA增压机氢气300，去PDH反应器进料400，燃料气500，混合碳三800的模拟结果如表1所示。

表1 60万吨丙烷脱氢制丙烯装置关键物流模拟结果

采用本实施例的方法无需使用-63℃乙烯冷剂，与传统冷箱和气液分离罐组成的分离单元相比，该方法在同样工作条件和分离任务下能够节能10％。

以上结合附图详细描述了本公开的优选实施方式，但是，本公开并不限于上述实施方式中的具体细节，在本公开的技术构思范围内，可以对本公开的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本公开的保护范围。

另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本公开对各种可能的组合方式不再另行说明。

此外，本公开的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本公开的思想，其同样应当视为本公开所公开的内容。

Claims (10)

1.一种分离丙烷脱氢制丙烯反应产物的方法，其特征在于，该方法包括如下步骤：

S1、使丙烷脱氢制丙烯反应产物经冷箱冷却后进行气液分相，得到主要含有碳三的液体料流104和主要含有甲烷和氢气的气体料流105；

S2、使所述气体料流105进入碳三洗涤塔(7)进行分凝分馏以回收其中夹带的碳三，得到主要含有甲烷和氢气的塔顶尾气106和主要含有轻烃的塔底液体料流107；使所述塔底液体料流107作为步骤S1冷却的冷介质复热后进入脱乙烷塔(4)；

S3、使所述气体料流106进行膨胀制冷后气液分相，并使至少部分分得的气体料流作为步骤S1中所述冷却的冷介质；和/或，作为步骤S2中所述碳三洗涤塔(7)分凝分馏的冷介质；

其中，所述碳三洗涤塔(7)包括精馏塔和设置于所述精馏塔塔顶的高效换热器；或者，所述碳三洗涤塔(7)为CFT分凝分馏塔。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述脱乙烷塔(4)顶部设有尾气过冷塔(3)，所述尾气过冷塔(3)为分凝分馏塔；该方法还包括：使脱乙烷塔顶气体经冷凝和气液分相，使分得的气相114进入所述尾气过冷塔(3)进行分凝分馏，分得的液相115返回所述脱乙烷塔(4)；从所述尾气过冷塔(3)塔顶得到主要含有甲烷和氢气的气体料流116，所述尾气过冷塔(3)塔底的液体料流返回所述脱乙烷塔(4)；所述脱乙烷塔(4)的塔底得到主要含有碳三的液体料流800。

3.根据权利要求2所述的方法，其中，该方法还包括：使所述丙烷脱氢制丙烯反应产物经压缩、净化和预冷处理后进入第一冷箱(1)冷却到15℃至-40℃后进行第一气液分相，得到气体料流102和液体料流103；所述气体料流102经过所述尾气过冷塔(3)和第二冷箱(5)冷却到-55℃至-80℃后进行第二气液分相，得到所述液体料流104和所述气体料流105；

使所述液体料流103经所述第一冷箱(1)复热到36℃至-40℃后进入所述脱乙烷塔，使所述液体料流104依次经第二冷箱(5)、尾气过冷塔(3)和第一冷箱(1)复热到36℃至-40℃后进入所述脱乙烷塔。

4.根据权利要求3所述的方法，其中，所述脱乙烷塔(4)的塔顶气体经冷凝器冷凝至-23至-18℃后进入脱乙烷塔回流罐进行所述气液分相，所述尾气过冷塔(3)塔底的液体料流经所述脱乙烷塔回流罐返回所述脱乙烷塔(4)；

所述脱乙烷塔的塔顶操作压力为1.0～2.6MPa、操作温度为7℃至22℃，塔底部操作温度25℃至50℃；所述脱乙烷塔回流罐的操作温度为-20℃至-23℃；所述尾气过冷塔顶部的操作压力为1.0～2.6MPa，操作温度为-35℃至-65℃。

5.根据权利要求1所述的方法，其中，所述CFT分凝分馏塔由上至下包括分凝分馏器和分馏塔，所述CFT分馏塔的理论塔板数为5～15块；所述分凝分馏器为板翅式分凝分馏器，所述分馏塔为板式塔和/或填料塔。

6.根据权利要求5所述的方法，其中，所述碳三洗涤塔(7)的塔顶操作压力为1.0～2.6MPa，操作温度为-72℃至-125℃。

7.根据权利要求1所述的方法，其中，该方法还包括：

使所述气体料流106进行一段膨胀制冷后气液分相，得到气体料流110、气体料流111和液体料流117；使得到的液体料流117进入脱乙烷塔回流罐；

气体料流110经二段膨胀制冷后气液分相，得到的富氢气体料流109和液体料流118；使液体料流118进入脱乙烷塔回流罐，或者作为冷介质经过所述冷箱复热后去产品气压缩机二段入口与产品气混合；

气体料流111经冷却后气液分相，分相所得的气体料流112作为系统冷量换热后进入PSA，分相所得的液体料流113经换热后返回所述脱乙烷塔(4)；

其中，所述气体料流112和富氢气体料流109分别作为冷介质进入所述碳三洗涤塔(7)换热，并且/或者，分别作为冷介质与步骤S1中所述丙烷脱氢制丙烯反应产物换热。

8.根据权利要求7所述的方法，其中，所述气体料流111先与所述富氢气体料流109在第四冷箱(10)中换热后再进行所述冷却和气液分相；

所述富氢气体料流109与深冷的原料丙烷混合后，再进入所述碳三洗涤塔(7)进行换热，和/或作为冷介质与步骤S1中所述丙烷脱氢制丙烯反应产物换热。

9.根据权利要求1所述的方法，其中，所述膨胀制冷后气液分相得到的气体料流还作为所述尾气过冷塔(3)的冷介质。

10.根据权利要求1～9中任意一项所述的方法，其中，步骤S1的冷却只使用丙烯冷剂提供冷量。

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