CN112694384A - 分离烯烃催化裂解产物的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种分离烯烃催化裂解产物的方法，主要解决现有技术中烯烃催化裂解工艺公用工程条件苛刻、难以在炼厂应用的问题。本发明通过采用烯烃催化裂解产物从吸收塔下部进入，吸收尾气从吸收塔顶部排出，吸收液从吸收塔底部流出；吸收液从解吸塔上部进入，解吸气从吸收塔顶部经管线返回吸收塔，解吸塔釜液进入第一分离塔；第一分离塔顶分离出粗丙烯，第一分离塔釜液进入第二分离塔；第二分离塔顶分离出碳四组分，至少部分作为循环物流，第二分离塔釜液至少部分作为吸收剂进入吸收塔上部的技术方案较好地解决了上述问题，可用于低碳烯烃的工业生产中。

Description

分离烯烃催化裂解产物的方法
技术领域
本发明涉及一种分离烯烃催化裂解产物的方法，尤其适于烯烃催化裂解工艺在炼厂企业中应用。
技术背景
传统的石油化工装置如乙烯装置和催化裂化装置和现代煤化工装置如甲醇制烯烃(MTO)装置在生产主产品的同时，不可避免地副产大量的碳四碳五烃类。这些碳四碳五烃类如果作为燃料使用，利用价值较低。研究发现，副产碳四碳五烃类中通常含有较多地烯烃。利用这部分烯烃进行烯烃催化裂解得到高附加值地乙烯丙烯是提高装置效益的有效途径。
烯烃催化裂解是指碳四碳五烯烃在分子筛催化剂地作用下，发生以裂解为主地一系列复杂反应，获得乙烯丙烯的技术。专利CN100368356公开了中国石化上海石油化工研究院自主开发的烯烃催化裂解(OCC)催化剂。该催化剂创造性地采用高结晶度制备技术，制备地催化剂结晶度大于90％，使得该催化剂的处理能力明显优于采用传统方法制备的催化剂，质量空速高达15～30hr-1。该催化剂的选择性高，把碳四碳五烯烃转化为乙烯和丙烯的同时，仅副产少量的剩余碳四和粗汽油。因此该催化剂已经在多套工业化装置上成功应用，取得了优异的效果。
目前烯烃催化裂解工业化装置均采用MTO副产C4+作为原料，裂解产物经过初步分离后，含有乙烯和丙烯的混合物流依托MTO的烯烃分离系统进行分离。烯烃催化裂解装置和MTO装置的集成可以大幅降低了装置的投资成本和运行成本。发明专利CN100430352公开了一种含碳烯烃裂解产物的分离方法。该方法首先将含碳烯烃裂解产物通过压缩机把压力提高到2.0～3.0MPa，然后进入脱乙烷塔，塔顶得到含乙烯的物料，塔釜釜液进入脱戊烷塔，塔顶得到C5及C5以下馏分，塔底得到的C6以上馏分；C5及C5以下馏分进入脱丙烷塔，塔顶得到的C3馏分进入丙烯精馏塔，塔釜釜液为C4及C5馏分；丙烯精馏塔侧线抽出得到重量浓度为90～99％的丙烯，塔釜得到重量浓度为80～95％的丙烷。由此可知，采用精馏方法分离烯烃裂解产物对压缩机的能力要求高，需要增压至2.0～3.0MPa。如果压缩机出口的压力较低，如2.0MPa，则脱乙烷塔的塔顶温度降远低于40℃，无法采用循环冷却水进行冷却，必须采用较高品味的冷剂。因此，烯烃裂解装置和MTO装置集成，依托MTO装置的烯烃分离系统是较好的方案。
和MTO装置不同的是，炼厂通常仅有分离丙烯的气分装置，乙烯通常作为炼厂干气排放至燃料系统，不具备乙烯的分离能力，必须新建乙烯分离装置才能从C3以下馏分中分离出乙烯，投资较大，并且乙烯分离对公用工程的要求较高，炼厂通常不具备高品味的冷媒。因此，现有烯烃催化裂解工艺在炼厂的应用存在一定困难。
总之，现有烯烃催化裂解工艺技术存在新建烯烃分离装置投资大、产物分离条件苛刻等难以在炼厂应用的问题。本发明有针对性的解决了上述问题。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是现有烯烃催化裂解工艺技术存在新建烯烃分离装置投资大、产物分离条件苛刻、公用工程要求高等限制该技术在炼厂应用的问题。本发明提供一种新的分离烯烃催化裂解产物的方法。该装置具有易于和炼厂应用、可以依托现有公用工程条件、节省投资等优点，尤其适于烯烃催化裂解工艺在炼厂企业中应用。
为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种分离烯烃催化裂解产物的方法，其特征在于所述方法包括如下步骤：烯烃催化裂解产物从吸收塔下部进入，吸收尾气从吸收塔顶部排出，吸收液从吸收塔底部流出；吸收液从解吸塔上部进入，解吸气从吸收塔顶部经管线返回吸收塔，解吸塔釜液进入第一分离塔；第一分离塔顶分离出粗丙烯，第一分离塔釜液进入第二分离塔；第二分离塔顶分离出碳四组分，至少部分作为循环物流，第二分离塔釜液至少部分作为吸收剂进入吸收塔上部。
上述技术方案中，所述吸收剂来自烯烃催化裂解产物的碳五及以上组分。
上述技术方案中，所述吸收剂经冷媒降温至38～42℃后进入吸收塔。
上述技术方案中，所述吸收塔的操作压力为0.9～1.5MPAG。
上述技术方案中，所述吸收塔的理论板数为35～45。
上述技术方案中，所述吸收塔设有段间冷却器。
上述技术方案中，所述烯烃催化裂解产物由含烯烃的原料和所述循环物流经烯烃催化裂解反应制得。所述含烯烃的原料，包含丁烯和/或戊烯中的至少一种。所述烯烃催化裂解反应在固定床反应器中进行，反应温度为530～600℃，反应压力为0.03～0.25MPaG。
上述技术方案中，烯烃催化裂解产物经压缩机增压后进入吸收塔。
采用本发明的方法，碳四烯烃和/或碳五烯烃等原料在烯烃催化裂解反应器中发生裂解反应，在合适的反应温度和反应压力下，高选择性地转化为含乙烯丙烯等低碳烃类的反应产物。该反应产物经冷却后进入压缩机，经压缩机增压后，部分反应产物从气相中析出形成压缩机凝液。压缩机出口气相含有裂解反应产物的大部分乙烯丙烯，送入吸收塔，采用来自下游脱丁烷塔釜的碳五及以上组分作为吸收剂，吸收剂和压缩机压缩机出口气相在吸收塔中逆流接触，绝大部分丙烯和少量的乙烯被吸收剂吸收，形成吸收液从吸收塔底部流出，吸收塔顶为不含丙烯或仅含微量丙烯的吸收尾气，该吸收尾气含有较高浓度乙烯，通常乙烯质量分数在50％以上。富含乙烯的吸收尾气是稀乙烯制乙苯/苯乙烯的优质原料。吸收塔底的吸收液和压缩机凝液一起进入解吸塔，物流从解吸塔的第一块塔板上进入，解吸塔釜设置再沸器、而塔顶不设冷凝器。物流在解吸塔中分离，含乙烯、丙烯等轻组分的气相从解吸塔顶流出，经冷却后送入吸收塔，回收吸收液中的乙烯。解吸塔塔釜的物流为丙烯及更重的组分，其中不含乙烯或仅含微量乙烯，优选的，解吸塔釜液中不含乙烯，以避免乙烯进入丙烯产品，影响丙烯产品质量。解吸塔釜液经泵增压后，送入脱丙烷塔，在脱丙烷塔顶分离出丙烯、丙烷的混合物。脱丙烷塔釜液为碳四及更重组分，送入脱丁烷塔，在脱丁烷塔中分离为碳四组分和碳五及更重组分。脱丁烷塔可以严格分离碳四组分，也可以对碳四碳五进行粗分以节省能耗。如果脱丁烷塔仅对碳四碳五进行粗分，则塔顶的流出物将是碳四和碳五的混合烃类，通常无法作为液化气销售，因此需要设置碳四产品塔，以分离出合格的液化气产品。脱丁烷塔塔顶设置部分冷凝的冷却器以实现塔顶气液两相采出，气相采出作为循环物流，返回反应单元和原料汇合，液相作为外排碳四组分。脱丁烷塔釜液为碳五及更重组分，主要为碳五碳六烃类，同时含有苯、甲苯等芳烃。该组分为碳四/碳五烯烃催化裂解反应的副产物，大部分作为吸收塔的吸收剂循环，其余作为粗汽油副产品外排。
采用本发明的方法，吸收塔的吸收剂为碳四/碳五烯烃催化裂解反应的副产物，虽然在吸收塔中部分吸收剂随尾气从塔顶损失，但是损失量远小于烯烃催化裂解反应产生的量，因此不需要补充新鲜的吸收剂，具有较好的经济性和可操作性。吸收剂来自脱丁烷塔釜，因此温度较高，需要冷却后才能进入吸收塔。通常采用循环水冷却至40℃后，进入吸收塔。如果采用冷冻水或者丙烯、乙烯冷剂，也可以冷却至更低的温度。更低的吸收剂温度可以提高吸收效果，从而降低吸收剂的用量和循环量。但是高品位冷剂的获得取决于现场的公用工程条件。通常炼厂不具备丙烯冷剂，而循环水则在所有化工厂都是具备的。影响吸收效果的另外一个因素是吸收塔的操作压力，一般吸收压力越高，则吸收效果越好，但是对上游压缩机的出口压力要求提高，同时吸收塔及其附属设备的制备成本相应升高，能耗和投资都有所增加。
采用本发明的方法，烯烃裂解装置对公用工程的要求较低，仅需要采用循环冷却水和低压蒸汽即可运行，尤其是脱丙烷塔。这是因为两方面的原因，首先甲烷、乙烯、乙烷等轻组分在吸收解吸过程中被分离出去，提高了脱丙烷顶气相的冷凝温度；另外，解吸塔釜液可以通过泵进行增压，比压缩机增压更加经济方便。现有技术均采用脱丙烷塔分离压缩机出口气相。例如公开的发明专利CN101092323B中，反应产物经过简单的闪蒸脱除少量重组分后，全部进入脱丙烷塔，塔顶分离出含甲烷、乙烯、乙烷等轻组分的粗丙烯产品。通常，脱丙烷塔的操作压力在1.5～2.0MPa，此时，塔顶的操作温度为10～30℃，采用冷冻水可以满足工艺要求。如果脱丙烷塔的操作压力低于1.2MPa，则必须采用丙烯或者乙烯冷剂。
采用本发明的方法，烯烃催化裂解装置对公用工程的要求较低，仅需循环冷却水和低压蒸汽即可满足工艺要求，在不具备冷冻水或丙烯冷剂的炼厂企业较易应用，避免了冷冻系统的投资，同时，获得了富乙烯气产品，可直接作为乙苯/苯乙烯装置的原料，获得了粗丙烯可直接依托炼厂气分装置分离，取得了较好的技术效果。
附图说明
图1为本发明所述方法的流程示意图。
图1中，1为烯烃裂解产物；2为循环物流；3为吸收尾气；4为粗丙烯；5为液化气；6为粗汽油；A为吸收塔；B为解吸塔；C为脱丙烷塔；D为脱丁烷塔。
流程简述如下：烯烃裂解产物1从吸收塔A底部进入，吸收尾气3从吸收塔顶排出，吸收液从吸收塔底部流出；吸收液和压缩机凝液一起进入解吸塔B，解吸气返回吸收塔，解吸塔釜液进入脱丙烷塔C；脱丙烷塔顶分离出粗丙烯4，脱丙烷塔釜液进入脱丁烷塔D；脱丁烷塔顶分离出碳四组分，气相采出作为循环物流2，液相采出为副产品液化气5，脱丁烷塔釜液部分作为副产品粗汽油6外排，部分作为吸收剂进入吸收塔顶部。
下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。
具体实施方式
【实施例1】
烯烃催化产物组成为：含有乙烯2.8％(质量分数，下同)、丙烯7.8％、碳四烷烃64％、碳四烯烃17％。该反应产物经两段压缩增压至1.10MPaG，其中一段出口压力为0.30MPaG，二段出口压力为1.10MPaG。增压后的反应产物按照图1所示流程进入分离系统，其中吸收塔操作压力为0.9MPaG，吸收塔理论板数为40，在吸收塔自上向下第5块塔板设置循环水冷却器，在吸收塔自上向下第30块塔板设置循环水冷却器。本实施例吸收塔吸收剂用量为14944千克/小时，装置能耗为1430公斤标准油/小时。
【实施例2】
烯烃催化产物组成为：含有乙烯2.6％、丙烯7.9％、碳四烷烃64％、碳四烯烃17％。反应产物经两段压缩增压至1.40MPaG，其中一段出口压力为0.35MPaG，二段出口压力为1.40MPaG。增压后的反应产物按照图1所示流程，其中吸收塔操作压力为1.25MPaG，吸收塔理论板数为45，在吸收塔自上向下第5块塔板设置循环水冷却器，在吸收塔自上向下第30块塔板设置循环水冷却器，。吸收塔吸收剂用量为10566千克/小时，装置能耗为1388公斤标准油/小时。
【实施例3】
烯烃催化产物组成为：含有乙烯2.7％、丙烯7.7％、碳四烷烃约64％、碳四烯烃17％。反应产物经两段压缩增压至1.60MPaG，其中一段出口压力为0.45MPaG，二段出口压力为1.60MPaG。增压后的反应产物按照图1所示流程，其中吸收塔操作压力为1.50MPaG，吸收塔理论板数为40，在吸收塔自上向下第5块塔板设置循环水冷却器，在吸收塔自上向下第30块塔板设置循环水冷却器。吸收塔吸收剂用量为9291千克/小时，装置能耗为1372公斤标准油/小时。
【实施例4】
烯烃催化产物组成为：含有乙烯2.7％、丙烯7.8％、碳四烷烃64％、碳四烯烃17％。反应产物经两段压缩增压至1.40MPaG，其中一段出口压力为0.35MPaG，二段出口压力为1.40MPaG。增压后的反应产物按照图1所示流程，其中吸收塔操作压力为1.35MPaG，吸收塔理论板数为35，在吸收塔自上向下第5块塔板设置循环水冷却器，在吸收塔自上向下第25块塔板设置循环水冷却器。吸收塔吸收剂用量为11143千克/小时，装置能耗为1397公斤标准油/小时。
【实施例5】
烯烃催化产物组成为：含有乙烯2.7％、丙烯7.9％、碳四烷烃64％、碳四烯烃17％。反应产物经两段压缩增压至1.40MPaG，其中一段出口压力为0.35MPaG，二段出口压力为1.40MPaG。增压后的反应产物按照图1所示流程，其中吸收塔操作压力为1.30MPaG，吸收塔理论板数为42，在吸收塔自上向下第5块塔板设置循环水冷却器，在吸收塔自上向下第15块塔板设置循环水冷却器。吸收塔吸收剂用量为13354千克/小时，装置能耗为1427公斤标准油/小时。
【实施例6】
烯烃催化产物组成为：含有乙烯3.2％、丙烯8.4％、碳四烷烃59％、碳四烯烃17％、碳五烷烃3.4％、碳五烯烃2.8％。反应产物经两段压缩增压至1.40MPaG，其中一段出口压力为0.35MPaG，二段出口压力为1.40MPaG。增压后的反应产物按照图1所示流程，其中吸收塔操作压力为1.30MPaG，吸收塔理论板数为40，在吸收塔自上向下第5块塔板设置循环水冷却器，在吸收塔自上向下第35块塔板设置循环水冷却器。吸收塔吸收剂用量为9793千克/小时，装置能耗为1204公斤标准油/小时。
【实施例7】
烯烃催化产物组成为：含有乙烯5.1％、丙烯10.8％、碳四烷烃3.1％、碳四烯烃11％、碳五烷烃55.8％、碳五烯烃8.3％。反应产物经两段压缩增压至1.40MPaG，其中一段出口压力为0.35MPaG，二段出口压力为1.40MPaG。增压后的反应产物按照图1所示流程，其中吸收塔操作压力为1.35MPaG，吸收塔理论板数为40，在吸收塔自上向下第5块塔板设置循环水冷却器，在吸收塔自上向下第30块塔板设置循环水冷却器。吸收塔吸收剂用量为9284千克/小时，装置能耗为722公斤标准油/小时。
【比较例】
按照实施例7所述的反应产物组成以及压缩机操作条件，分离系统采用精馏分离。来自压缩机出口的物流首先进入脱丙烷塔，脱丙烷塔顶操作温度为18℃，可以采用冷冻水冷却。脱丙烷塔顶获得碳三及以下组分，碳三及以下组分经三段压缩机增压至2.6MPaG后进入脱乙烷塔分离出富乙烯气和粗丙烯产品，脱乙烷塔顶操作温度为-27℃，必须采用丙烯冷剂或乙烯冷剂才能满足工艺要求。脱丙烷塔釜液为碳四及更重组分，通过脱丁烷塔分离出循环物流、液化气和粗汽油。装置能耗为1037公斤标准油/小时。

Claims (10)

1.一种分离烯烃催化裂解产物的方法，其特征在于所述方法包括如下步骤：烯烃催化裂解产物从吸收塔下部进入，含甲烷、乙烯和乙烷的吸收尾气从吸收塔顶部排出，吸收液从吸收塔底部流出；吸收液从解吸塔上部进入，解吸气从吸收塔顶部经管线返回吸收塔，解吸塔釜液进入第一分离塔(优选为脱丙烷塔)；第一分离塔顶分离出粗丙烯，第一分离塔釜液进入第二分离塔(优选为脱丁烷塔)；第二分离塔顶分离出碳四组分，至少部分作为循环物流，第二分离塔釜液至少部分作为吸收剂进入吸收塔上部。
2.根据权利要求1所述分离烯烃催化裂解产物的方法，其特征在于所述吸收剂为烯烃催化裂解产物的碳五及以上组分。
3.根据权利要求2所述分离烯烃催化裂解产物的方法，其特征在于所述吸收剂经冷媒降温至38～42℃后进入吸收塔。
4.根据权利要求1所述分离烯烃催化裂解产物的方法，其特征在于所述吸收塔的操作压力为0.9～1.5MPaG；和/或所述吸收塔的理论板数为35～45。
5.根据权利要求1所述分离烯烃催化裂解产物的方法，其特征在于所述吸收塔设有段间冷却器。
6.根据权利要求1所述分离烯烃催化裂解产物的方法，其特征在于所述烯烃催化裂解产物由含烯烃的原料和/或所述循环物流经烯烃催化裂解反应制得。
7.根据权利要求1所述分离烯烃催化裂解产物的方法，其特征在于所述含烯烃的原料，包含丁烯和戊烯中的至少一种。
8.根据权利要求1所述分离烯烃催化裂解产物的方法，其特征在于所述烯烃催化裂解反应在固定床反应器中进行。
9.根据权利要求1所述分离烯烃催化裂解产物的方法，其特征在于所述烯烃催化裂解反应的温度为530～600℃；和/或所述烯烃催化裂解反应的压力为0.03～0.25MPaG。
10.根据权利要求1所述分离烯烃催化裂解产物的方法，其特征在于所述烯烃催化裂解产物经压缩机增压后进入吸收塔。
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