CN112920007A - 一种产品为高浓度乙烯的催化裂解气分离工艺与装置 - Google Patents

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Abstract

本发明提供一种产品为高浓度乙烯的催化裂解气分离工艺与装置，应用于催化裂解装置产品气分离技术领域。本发明包括如下工艺：经压缩单元、脱杂单元等处理后的产品气经预冷、分凝后进入脱乙烷塔，脱乙烷塔压力为1.5‑2.0MPaG，塔釜温度不高于90℃；脱乙烷塔进料采用预冷分凝的方法，通过高压的闪蒸气相膨胀和液相节流回收冷量给进料预冷，达到提前分离出一部分H2和CH4的目的，降低脱乙烷塔的负荷及冷剂用量。闪蒸液相作为脱乙烷塔进料。闪蒸气相与脱乙烷塔顶采出气相混合为高浓度乙烯气产品。本发明是在中冷温度下操作，并且使用精馏分离，能耗与投资均低于深冷分离流程，高浓度乙烯气产品中乙烯含量也符合下游乙苯装置的要求。

Description

一种产品为高浓度乙烯的催化裂解气分离工艺与装置
技术领域
本发明属于催化裂解气分离技术领域，尤其涉及一种产品为高浓度乙烯的催化裂解气分离工艺与装置
背景技术
乙烯是世界上产量最大的化学产品之一，作为化学工业重要的基础原料，通过乙烯可得到一系列极有价值的衍生物，其中乙烯与苯经烷基化反应可生成乙苯。乙苯是重要的有机化工原料，其主要用于脱氢生产苯乙烯，少量的乙苯也用于溶剂、稀释剂以及生产二乙基苯。从目前国内外对干气中稀乙烯利用的技术开发情况来看，由于将乙烯通过分离提纯再行利用的方法投资较大，经济性差，因此稀乙烯的利用倾向于将稀乙烯直接加工即干气稀乙烯制乙苯技术。对于高浓度乙烯，目前主流技术是液相法制乙苯，相比气相法，其反应温度低，具有产品质量高能耗低的优势。
乙烯通常由烃类热裂解或催化裂解制得，裂解原料可以是轻烃、加氢石脑油、加氢柴油等。当前生产乙烯的主要方式为热裂解，热裂解温度较高，使得该法存在反应设备投资高、耗能高、易结焦、对原料要求苛刻等劣势。烃类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，该技术的反应温度低于热裂解，且该技术具有产品分布灵活、结焦少等优势。裂解方式不同，其产品气存在一定差异，某些裂解装置的产品气与常规乙烯装置比较，其乙烯占比低、丙烯占比高，且含氧气较多(其与氮氧化物、有机物在-82℃以下可生成硝基树脂，有发生堵塞、爆炸的风险)。目前，大部分催化裂解装置的分离流程均采用急冷、压缩、深冷分离等单元分离得氢气、甲烷、聚合级乙烯、聚合级丙烯等产品。对于一些乙烯含量较低的催化裂解装置产品气，采用上述流程的能耗较高。而且由于催化裂解产品气中含氧较多，深冷分离流程为避免生成硝基树脂，需使用价格昂贵的催化剂及除氧设备，又会增加投资。
专利CN107417484A公开一种裂解装置生产高浓度乙烯制乙苯的工艺流程。该专利的分离采取了吸收解吸工艺，得到高浓度乙烯气中丙烯含量约为1％(mol)，之后富乙烯气至乙苯装置生成乙苯。一些工程应用也证明原料气中的丙烯含量需加以控制，否则其乙苯产品中二甲苯含量会较高。
专利CN110715505A公开的一种利用深冷分离回收乙烯的装置及其方法，该专利采用深冷分离的方法回收乙烯，通过设置多级换热器进行回收控制，产品及副产品回收率大，但该专利采用深冷分离，需乙烯制冷压缩机，降低能耗及设备投资的效果均不显著。
专利WO2005/026085A2公开一种裂解装置生产高浓度乙烯，并利用高浓度乙烯生产乙苯的方法。该专利前端流程采用常规乙烯装置深冷分离流程，通过乙烯精馏塔采侧线的方式，采出一股高浓度乙烯，该专利仅能降低乙烯精制部分的能耗，降低能耗及设备投资的效果均不显著。
专利CN111238164A公开的一种催化裂解产品气的中冷分离装置与工艺，脱乙烷塔采用开式热泵技术，中冷分离，无需使用乙烯冷制，但其仅能降低脱乙烷塔工段能耗，整体工艺能耗方面下降幅度相对较小。
发明内容
本发明提出一种通过中冷分离将催化裂解产品气分离为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。该工艺不包含深冷工艺，避免了深冷低温设备的使用，在无需深冷冷剂的条件下生产高浓度乙烯气产品，符合下游生产乙苯，尤其是满足高浓度乙烯气液相法制乙苯的要求。
本发明通过精馏将高浓度乙烯气从产品气中分离，为避免深冷分离操作温度低，能耗高、除氧相关投资大的问题，工艺中首先使用丙烯冷剂将自压缩单元来的裂解气逐级冷凝闪蒸，最后一级冷凝闪蒸液相进入脱乙烷塔，气相经膨胀制冷及节流膨胀回收冷量给前一级气相冷凝使用，达到提前分离出一部分H2和CH4的目的，降低脱乙烷塔的负荷及冷剂用量。气相之后与脱乙烷塔塔顶采出气相混合作为高浓度乙烯气产品出界。脱乙烷塔塔底采出进入后续脱C3单元。
本发明的技术方案：
一种产品为高浓度乙烯的催化裂解气分离装置，包括脱乙烷塔预冷换热器、脱乙烷塔进料分液罐、脱乙烷塔3、脱乙烷塔顶冷凝器7、脱乙烷塔顶回流罐8、冷量回收换热器、回流泵9、脱乙烷塔再沸器10、节流阀、产品气膨胀机和产品气压缩机；
脱乙烷塔预冷换热器和脱乙烷塔进料分液罐相连通，多级脱乙烷塔预冷换热器和脱乙烷塔进料分液罐依次串联，共五级；多级脱乙烷塔进料分液罐底部的液相出口与脱乙烷塔相连通，脱乙烷塔进料分液罐罐顶的气相出口与下一级脱乙烷塔预冷换热器相连通；第五脱乙烷塔进料分液罐2e罐顶的气相出口与膨胀机4a入口相连通，膨胀机4a出口与产品气第二冷量回收换热器6b相连通，产品气第二冷量回收换热器6b与产品气压缩机4b入口连通，产品气压缩机4b出口与产品气第三冷量回收换热器6c入口相连通；第五脱乙烷塔进料分液罐2e底部的液相出口与第一节流阀5a入口相连通，第一节流阀5a出口与第一冷量回收换热器6a入口相连通，第一冷量回收换热器6a出口与脱乙烷塔3相连通；脱乙烷塔3顶部的气相出口与脱乙烷塔顶冷凝器7入口相连通，脱乙烷塔顶冷凝器7的出口与脱乙烷塔回流罐8相连通，脱乙烷塔回流罐8底部的液相出口与脱乙烷塔回流泵9入口相连通，脱乙烷塔回流泵9出口与脱乙烷塔3的顶部相连通；脱乙烷塔3底部的两个液相出口，一个液相出口与脱乙烷塔再沸器10入口连通，脱乙烷塔再沸器10出口与脱乙烷塔3的中部相连通；另一个液相出口与下游脱C3单元相连通。
一种产品为高浓度乙烯的催化裂解气分离工艺，采用上述分离装置，具体步骤如下：
(1)经上游单元处理后的裂解气进入脱乙烷塔预冷换热器进行预冷，预冷时产生液相，预冷后进入脱乙烷塔进料分液罐进行气液分相，液相进入脱乙烷塔3，气相进入下一级脱乙烷塔预冷换热器重复进行此操作直至第五脱乙烷塔进料分液罐2e；脱乙烷塔3对进料进行C2和C3的分离，生产高浓度乙烯产品；
(2)第五脱乙烷塔进料分液罐2e顶部采出气相经膨胀机4a膨胀制冷，制得的冷量用于第五脱乙烷塔预冷换热器1e预冷；第五脱乙烷塔进料分液罐2e罐底液相经第一节流阀5a节流制冷也用于第五脱乙烷塔预冷换热器1e预冷；膨胀机4a与压缩机4b为同轴运转，压缩机4b出口气相与脱乙烷塔回流罐8采出气相汇合，经由第三冷量回收换热器6c换热后采出，得到产品乙烯气；
(3)各级脱乙烷塔进料分液罐底部的液相进入脱乙烷塔3进行C2和C3的分离，塔顶气相经脱乙烷塔冷凝器7冷凝后进入脱乙烷塔回流罐8进行分凝；脱乙烷塔回流罐8中不凝气为高浓度乙烯气产品，与压缩机4b出口气相汇合，经由第三冷量回收换热器6c换热后采出，得到产品乙烯气；脱乙烷塔顶回流罐8中的液相经由回流泵9送入脱乙烷塔3顶作为回流；
(4)脱乙烷塔3塔底采出液相，一部分进入脱C3单元，另一部分进入脱乙烷塔再沸器10，汽化后送入脱乙烷塔3。
上述的脱乙烷塔顶冷凝器的冷却介质为丙烯冷剂。
具体工作原理如下：
本工艺中冷分离流程上游流程与常规流程一致，原料经催化裂解得到的产品气经急冷、压缩、脱硫脱碳除杂、干燥等单元处理后进入中冷分离单元。进入分离流程的裂解气压力在3.0-5.0MPaG，其中主要为H2、C1-C3烃类及少量的C4、C5等更重组分。
经压缩、除杂处理的产品气经预冷后进入分液罐，分凝得到的液相进入脱乙烷塔，气相经下一级预冷后进入下一级分液罐，依次进行。流程中脱乙烷塔若采用低压分离则需设置乙烯压缩机组，若采用高压分离则需消耗较多丙烯冷剂。基于此本发明于最后一级脱乙烷塔进料分液罐顶设置一级膨胀机，分液罐底液相设置节流阀，节流制得冷量与膨胀制得冷量一同用于最后一级脱乙烷塔进料分液罐前进料预冷；气相经膨胀制冷、冷量回收后，进入与膨胀机同轴的压缩机压缩后作为产品气。
最后一级脱乙烷塔进料分液罐顶气相没有进入脱乙烷塔，脱乙烷塔进料中H2和CH4含量及负荷降低，仅需低压分离即可；脱乙烷塔操作压力设置为1.5-2.0MPaG，其压力设置参考脱乙烷塔顶冷凝器冷凝温度-38℃，并控制脱乙烷塔塔釜温度不高于90℃。从而降低了再沸器使用热源品级及用量，且塔顶气相冷凝仅需丙烯冷剂即可。脱乙烷塔塔顶气相经冷凝于回流罐分凝，冷凝液相作为回流返回脱乙烷塔，未冷凝器相作为高浓度乙烯气产品采出与压缩机产品气汇合，出界前可经冷量回收换热器进行冷量回收。脱乙烷塔再沸器温度为50-90℃，可选用急冷水、热媒水等介质进行加热，脱乙烷塔塔底采出C3及重组分进入脱C3单元。
由上述可见，本中冷分离装置的预冷及塔顶冷剂均只需丙烯冷剂的冷量或工艺物流节流膨胀制冷，不需设置乙烯制冷机；同时提前采出部分H2、CH4、C2烃类组分，可降低丙烯制冷机组的功耗，又能减少乙烯制冷机的设备投资，还可满足乙苯装置对原料气的乙烯需求。同时，本装置中不会出现低于-82℃的设备，避免因裂解气中氧气含量过高，生成硝基树脂堵塞爆炸的风险，从而减少除氧相关投资。
与现有技术相比，本发明具有如下技术效果：
(1)在装置能耗方面，由于本发明在中冷温度下(不低于-40℃)操作，同时脱乙烷塔负荷较低，本发明的能耗低于深冷分离流程；
(2)在设备投资方面，由于本发明在中冷温度下(不低于-40℃)操作，不需设置乙烯制冷机组；
(3)在产品纯度方面，采用精馏方法分离，符合下游生产乙苯的乙烯浓度要求，尤其是高浓度乙烯制乙苯的要求。
附图说明
图1为本发明的一种催化裂解产品气的中冷分离工艺和装置，
其中：
1a第一脱乙烷塔预冷换热器；1b第二脱乙烷塔预冷换热器；
1c第三脱乙烷塔预冷换热器；1d第四脱乙烷塔预冷换热器；
1e第五脱乙烷塔预冷换热器；2a第一脱乙烷塔进料分液罐；
2b第二脱乙烷塔进料分液罐；2c第三脱乙烷塔进料分液罐；
2d第四脱乙烷塔进料分液罐；2e第五脱乙烷塔进料分液罐；
3脱乙烷塔；4a膨胀机；4b产品气压缩机；
5a第一节流阀；5b第二节流阀；
6a第一冷量回收换热器；6b第二冷量回收换热器；6c第三冷量回收换热器；
7脱乙烷塔冷凝器；8脱乙烷塔顶回流罐；9脱乙烷塔回流泵；
10脱乙烷塔再沸器；
A上游处理后的催化裂解产品气；B第五分液罐采出气相；
C第五分液罐采出液相；D膨胀机出口气；
E压缩机进口气；F压缩机出口气；
G脱乙烷塔顶采出气相；H回流罐采出高浓度乙烯气；
I高浓度乙烯产品气；J脱乙烷塔底采出液相。
具体实施方式
下面将本发明的技术方案进行清楚完整的描述。所描述的实施例是本发明的一部分实施例。基于本发明的实施例，经改造或调整的所有其他实施例，都属于本发明的保护范围。
以图1为例描述本发明提供的产品为高浓度乙烯气的催化裂解气分离工艺。
经上游单元处理后的裂解气进入脱乙烷塔3预冷换热器进行预冷，预冷时产生液相，预冷后进入脱乙烷塔进料分液罐进行气液分相，液相进入脱乙烷塔3，气相进入下一级脱乙烷塔预冷换热器重复进行此操作直至第五脱乙烷塔进料预冷分凝；脱乙烷塔3对进料进行C2和C3的分离，生产高浓度乙烯产品。第五脱乙烷塔进料脱乙烷塔进料分液罐2e顶采出气相经膨胀机膨胀制冷，制得的冷量用于第五脱乙烷塔预冷换热器1e预冷；罐底液相经节流阀节流制冷也用于第五脱乙烷塔预冷换热器1e预冷；膨胀机4a与压缩机4b为同轴运转，压缩机4b出口气相与脱乙烷塔回流罐8采出气相汇合，经由冷量回收换热器6c换热后采出，得到产品乙烯气。各级分液罐底液相进入脱乙烷塔3进行C2和C3的分离，塔顶气相经脱乙烷塔冷凝器7冷凝后进入脱乙烷塔回流罐8进行分凝；脱乙烷塔回流罐8中不凝气为高浓度乙烯气产品，与压缩机4b出口气相汇合，经由冷量回收换热器6c换热后采出，得到产品乙烯气；脱乙烷塔顶回流罐8中的液相经由回流泵9送入脱乙烷塔3顶作为回流。脱乙烷塔3塔底采出液相，一部分进入脱C3单元，另一部分进入脱乙烷塔再沸器10，汽化后送入脱乙烷塔。
以某石脑油催化裂解装置为例，采用本发明所述工艺，流程图见图1。经上游处理后的催化裂解产品气A进入苯发明提供的中冷分离单元，其产品气量为115t/h，温度为78℃，压力为3.6MPaG，组成见表1。产品气进入脱乙烷塔3前先进行预冷，本实施例采用五次预冷，先使用冷却水将其冷却至40℃，40℃的气液混合物进入脱乙烷塔进料分液罐2a；闪蒸气相再使用6℃丙烯冷剂将其冷却至10℃，10℃的气液混合物进入脱乙烷塔进料分液罐2b；闪蒸气相再使用-16℃丙烯冷剂冷却至-13℃，-13℃的气液混合物进入脱乙烷塔进料分液罐2c；闪蒸气相再使用-41℃丙烯冷剂冷却至-38℃，-38℃的气液混合物进入脱乙烷塔进料分液罐2d；依次进行直至进入脱乙烷塔进料分液罐2e。脱乙烷塔进料分液罐2e罐底液相通过节流阀5a节流至1.7MPaG、-66℃；罐顶气相B15.15t/h采出进入膨胀机4a，膨胀得到气相D1.5MPaG、-82℃(避免生成硝基树脂堵塞爆炸的风险)，两股冷量相匹配用于脱乙烷塔进料分液罐2d罐顶气相预冷。气相D经冷量回收后进入同轴压缩机4b得到部分乙烯气F与脱乙烷塔3采出气相汇合；脱乙烷塔3进料共有五股，分别是五个脱乙烷塔进料分液罐底的液相。脱乙烷塔3操作压力为1.55MPaG，塔顶采出气相经-41℃丙烯冷剂冷却至-38℃，-38℃的气液混合物进入脱乙烷塔回流罐8，罐内冷凝液相经脱乙烷塔顶回流泵9回流至脱乙烷塔3顶，罐内不凝的31.34t/h气相采出经节流后与压缩机出口气相F汇合回收冷量，得到高浓度乙烯气I，其组成见表2。脱乙烷塔3底采出重组分68.27t/h，进入脱C3单元。脱乙烷塔再沸器10的温度为55℃，采用炼厂热媒水作为热源。
本实施例中，催化裂解产品气通过预冷分凝在中冷操作条件下分离得到高浓度乙烯气，该乙烯气中丙烯含量低于1％(摩尔分数)，可达到下游干气制乙苯的需求。其能耗比常规高压脱乙烷和低压脱乙烷分离工艺低，且无需乙烯制冷机组、冷箱、除氧反应器(催化剂)等高昂的设备投资。
表1催化裂解气组成
组分 流量 摩尔分数 质量分数
H2 716 9.46％ 0.62％
O2 14 0.02％ 0.02％
N2 517 0.55％ 0.50％
CO 236 0.01％ 0.21％
CH4 12930 21.47％ 11.24％
C2H4 24510 23.27％ 21.31％
C2H6 7180 6.36％ 6.24％
C3H6 39930 25.27％ 34.71％
C3H8 3308 2.00％ 2.88％
C4组分 20572 9.68％ 17.89％
C5及以上 5374 1.97％ 4.67％
表2高浓度乙烯气组成
组分 流量 摩尔分数 质量分数
H2 716 15.32％ 1.52％
O2 14 0.02％ 0.04％
N2 517 0.80％ 1.10％
CO 236 0.23％ 0.50％
CH4 12930 34.75％ 27.51％
C2H4 24510 37.67％ 52.14％
C2H6 7170 10.29％ 15.26％
C3H6 894 0.92％ 1.90％
C3H8 23 0.02％ 0.05％

Claims (6)

1.一种产品为高浓度乙烯的催化裂解气分离装置，其特征在于，该产品为高浓度乙烯的催化裂解气分离装置包括脱乙烷塔预冷换热器、脱乙烷塔进料分液罐、脱乙烷塔、脱乙烷塔顶冷凝器、脱乙烷塔顶回流罐、冷量回收换热器、回流泵、脱乙烷塔再沸器、节流阀、产品气膨胀机和产品气压缩机；
脱乙烷塔预冷换热器和脱乙烷塔进料分液罐相连通，多级脱乙烷塔预冷换热器和脱乙烷塔进料分液罐依次串联；多级脱乙烷塔进料分液罐底部的液相出口与脱乙烷塔相连通，脱乙烷塔进料分液罐罐顶的气相出口与下一级脱乙烷塔预冷换热器相连通；最后一级脱乙烷塔进料分液罐罐顶的气相出口与膨胀机入口相连通，膨胀机出口与产品气第二冷量回收换热器相连通，产品气第二冷量回收换热器与产品气压缩机入口连通，产品气压缩机出口与产品气第三冷量回收换热器入口相连通；最后一级脱乙烷塔进料分液罐底部的液相出口与第一节流阀入口相连通，第一节流阀出口与第一冷量回收换热器入口相连通，第一冷量回收换热器出口与脱乙烷塔相连通；脱乙烷塔顶部的气相出口与脱乙烷塔顶冷凝器入口相连通，脱乙烷塔顶冷凝器的出口与脱乙烷塔回流罐相连通，脱乙烷塔回流罐底部的液相出口与脱乙烷塔回流泵入口相连通，脱乙烷塔回流泵出口与脱乙烷塔的顶部相连通；脱乙烷塔底部的两个液相出口，一个液相出口与脱乙烷塔再沸器入口连通，脱乙烷塔再沸器出口与脱乙烷塔的中部相连通；另一个液相出口与下游脱C3单元相连通。
2.一种产品为高浓度乙烯的催化裂解气分离工艺，采用权利要求1所述的产品为高浓度乙烯的催化裂解气分离装置，步骤如下：
(1)经上游单元处理后的裂解气进入脱乙烷塔预冷换热器进行预冷，预冷时产生液相，预冷后进入脱乙烷塔进料分液罐进行气液分相，液相进入脱乙烷塔3，气相进入下一级脱乙烷塔预冷换热器重复进行此操作直至最后一级脱乙烷塔进料分液罐；脱乙烷塔对进料进行C2和C3的分离，生产高浓度乙烯产品；
(2)最后一级脱乙烷塔进料分液罐顶部采出气相经膨胀机膨胀制冷，制得的冷量用于最后一级脱乙烷塔预冷换热器预冷；最后一级脱乙烷塔进料分液罐罐底液相经第一节流阀节流制冷也用于最后一级脱乙烷塔预冷换热器预冷；膨胀机与压缩机为同轴运转，压缩机出口气相与脱乙烷塔回流罐采出气相汇合，经由第三冷量回收换热器换热后采出，得到产品乙烯气；
(3)各级脱乙烷塔进料分液罐底部的液相进入脱乙烷塔进行C2和C3的分离，塔顶气相经脱乙烷塔冷凝器冷凝后进入脱乙烷塔回流罐进行分凝；脱乙烷塔回流罐中不凝气为高浓度乙烯气产品，与压缩机出口气相汇合，经由第三冷量回收换热器换热后采出，得到产品乙烯气；脱乙烷塔顶回流罐中的液相经由回流泵送入脱乙烷塔顶作为回流；
(4)脱乙烷塔塔底采出液相，一部分进入脱C3单元，另一部分进入脱乙烷塔再沸器，汽化后送入脱乙烷塔。
3.根据权利要求2所述的一种产品为高浓度乙烯的催化裂解气分离工艺，其特征在于，所述脱乙烷塔顶冷凝器的介质为丙烯冷剂。
4.根据权利要求2或3所述的一种产品为高浓度乙烯的催化裂解气分离工艺，其特征在于，脱乙烷塔的操作压力设置为1.5-2.0MPaG，其压力使得脱乙烷塔顶采出气相露点温度为-38℃，并控制脱乙烷塔的塔釜温度不高于90℃。
5.根据权利要求2或3所述的一种产品为高浓度乙烯的催化裂解气分离工艺，其特征在于，上游单元处理后的裂解气压力为3.0-5.0MPaG，其压力使得膨胀机和节流阀制得冷量足够脱乙烷塔预冷换热器使用。
6.根据权利要求4所述的一种产品为高浓度乙烯的催化裂解气分离工艺，其特征在于，上游单元处理后的裂解气压力为3.0-5.0MPaG，其压力使得膨胀机和节流阀制得冷量足够脱乙烷塔预冷换热器使用。
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