CN114685233B - 一种裂解气分离制取聚合级乙烯和聚合级丙烯的系统及方法 - Google Patents
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Abstract
本发明属于催化裂解气的油吸收分离方法领域，涉及一种裂解气分离制取聚合级乙烯和聚合级丙烯的系统及方法。该系统包括：脱乙烷塔、脱丙烷塔、脱己烷塔、脱丁烷塔、脱甲烷塔、乙烯塔、丙烯塔、吸收塔、解吸塔，以及任选的稳定塔；裂解气进料管线与所述脱乙烷塔连接，所述裂解气进料管线上设置有第一压缩机；脱乙烷塔塔顶与脱甲烷塔连接，塔釜与脱丙烷塔连接；脱丙烷塔塔顶与丙烯塔连接，塔釜后顺序设置脱己烷塔、脱丁烷塔；解吸塔塔顶出料管线与吸收塔塔釜连接，解吸塔塔釜出料管线与脱乙烷塔连接，或者，与稳定塔连接。本发明可在仅使用丙烯冷剂条件下，获得聚合级乙烯、聚合级丙烯，不需要采用乙烯丙烯二元制冷，简化了系统流程，节省了能源消耗和设备投资。
Description
技术领域
本发明属于催化裂解气的油吸收分离方法领域，更具体地，涉及用浅冷油吸收法代替传统深冷分离法的裂解气分离制取聚合级乙烯和聚合级丙烯的系统及方法。
背景技术
催化裂解气主要含有氢气、甲烷、碳二、碳三、碳四和碳五及更重组分，一般通过增压并采用低温冷剂冷凝的传统深冷精馏分离方法进行分离。通常采用的工艺流程如下：首先将催化裂解产品气用第一压缩机压缩至1.0MPa-2.0MPa，然后将气相及压缩机段间凝液送至脱丙烷塔，将碳三及更轻组分与碳四及更重组分进行分离，再将碳三及更轻组分用第二压缩机压缩至3.4MPa-4.0MPa，送至脱乙烷塔脱除碳二及更轻组分，脱乙烷塔塔釜的碳三组分送至丙烯塔，分离丙烯与丙烷，获得聚合级丙烯单体，碳二及更轻组分用第三压缩机压缩至4.0MPa-5.6MPa，送至脱甲烷塔脱除比碳二更轻组分，脱甲烷塔塔釜碳二组分送至乙烯塔，分离乙烯与乙烷，获得聚合级乙烯单体，脱丙烷塔塔釜碳四及更重组分送至脱己烷塔，获得碳六及更轻组分和碳六及更重组分，碳六及更轻组分经脱丁烷塔分离为碳四组分与碳五碳六组分。
在这种常规的深冷分离方法中，碳三及更轻组分、碳二及更轻组分均需压缩才能进入脱乙烷塔、脱甲烷塔进行分离，能耗较高，且需要增加两台压缩机或在产品气压缩机上增加专门的压缩段，导致设备投资增加；同时，需采用乙烯丙烯二元制冷，冷剂耗能高，也导致装置投资增加。
发明内容
针对现有技术中的问题，本发明采用浅冷油吸收的方法，提供一种用于对含有氢气、甲烷、碳二、碳三、碳四和碳五及更重组分的催化裂解气进行有效分离的系统及方法，既节能又可节省设备投资，且可获得聚合级乙烯、聚合级丙烯。
为了实现上述目的，本发明提供一种裂解气分离制取聚合级乙烯和聚合级丙烯的系统，包括：脱乙烷塔、脱丙烷塔、脱己烷塔、脱丁烷塔、脱甲烷塔、乙烯塔、丙烯塔、吸收塔、解吸塔，以及任选的稳定塔；
裂解气进料管线与所述脱乙烷塔连接，所述裂解气进料管线上设置有第一压缩机；
脱乙烷塔塔顶与脱甲烷塔连接，塔釜与脱丙烷塔连接；
脱丙烷塔塔顶与丙烯塔连接，塔釜后顺序设置脱己烷塔、脱丁烷塔；脱己烷塔塔顶与脱丁烷塔连接；
脱甲烷塔塔顶连接吸收塔，塔釜连接乙烯塔；
吸收塔塔顶连接甲烷氢尾气排出管线，塔釜连接解吸塔；
解吸塔塔顶与吸收塔塔釜连接，解吸塔塔釜与脱乙烷塔连接，或者，与稳定塔连接；
所述脱乙烷塔和所述脱甲烷塔之间连接的管线上设置有第二压缩机。
根据本发明一种优选实施方式，所述吸收塔塔釜与解吸塔顶部连接。
根据本发明一种优选实施方式，优选地，所述吸收塔塔釜与解吸塔连接的管线上设置有泵，吸收塔塔釜物料泵送至解吸塔。
根据本发明一种优选实施方式，所述解吸塔塔釜与所述稳定塔中部以上连接。
当存在稳定塔时，所述稳定塔塔顶与乙烯塔连接，塔釜任选地与吸收塔连接；更优选地，所述稳定塔塔顶与乙烯塔进料管线连接或与乙烯塔塔顶出料管线连接。
根据本发明一种优选实施方式，所述第一压缩机段间与脱乙烷塔连接。第一压缩机段间冷凝物料也进入脱乙烷塔。
根据本发明一种优选实施方式，所述吸收塔中上部设置中间冷却器，自吸收塔引出一股物料经中间冷却器冷却后返回吸收塔。
本发明第二方面提供采用上述系统分离裂解气制取聚合级乙烯和聚合级丙烯的方法，包括：
裂解气经第一压缩机压缩后进入脱乙烷塔分离为碳二及更轻组分与碳三及更重组分；
碳三及更重组分进入脱丙烷塔分离为碳三组分和碳四及更重组分；
碳三组分经丙烯塔分离为聚合级丙烯和丙烷；
碳四及更重组分经脱己烷塔分离为碳六及更轻组分和碳六及更重组分，碳六及更重组分作为装置副产品送出界外；
碳六及更轻组分冷凝后的液相进入脱丁烷塔分离为碳四组分和碳五碳六组分，作为装置副产品送出界外；
脱乙烷塔塔顶碳二及更轻组分经第二压缩机增压后，送至脱甲烷塔进一步分离为塔釜碳二组分和塔顶轻组分；
脱甲烷塔塔釜碳二组分在乙烯塔分离为聚合级乙烯及乙烷，作为装置产品送出界外；
脱甲烷塔塔顶轻组分送至吸收塔塔釜与吸收剂接触，分离为吸收塔塔顶甲烷氢尾气和吸收塔塔釜吸收剂(含少量甲烷)，塔顶甲烷氢尾气作为副产品送出界外；优选地，脱甲烷塔塔顶轻组分进入吸收塔的下部，在吸收塔与送至塔顶的吸收剂逆流接触；
吸收塔塔釜吸收剂进入解吸塔，分离为解吸塔塔顶气和解吸塔塔釜吸收剂；优选地，所述吸收塔塔釜吸收剂经由泵送至解吸塔塔顶；
解吸塔塔顶气返回至吸收塔塔釜，解吸塔塔釜吸收剂返回至脱乙烷塔，或进入稳定塔；
当解吸塔塔釜吸收剂进入稳定塔时，在稳定塔分离为稳定塔塔顶碳二和稳定塔塔釜吸收剂；稳定塔塔顶碳二与脱甲烷塔塔釜碳二组分混合后，进入乙烯塔分离为聚合级乙烯和乙烷，或者，当所述稳定塔塔顶碳二组成不影响聚合级乙烯产品质量时，该股碳二可直接与乙烯塔塔顶出料混合，做为产品外送；稳定塔塔釜吸收剂可外排，也可返回吸收塔循环使用，或者部分外排，部分返回吸收塔循环使用，具体地，稳定塔塔釜吸收剂可经冷却后，返回吸收塔塔顶，并根据需要补加和外排。
根据本发明一种优选实施方式，第一压缩机将裂解气进行压缩，然后将气相及压缩机段间凝液送至脱乙烷塔。
根据本发明一种优选实施方式，所述的吸收剂为碳三组分、碳四组分、碳五组分、碳六组分、碳七组分、碳八组分、碳九组分及更重组分中的至少一种。所述吸收剂既可以全部自所述系统外引入，也可以采用系统内分离得到的上述各种组分，并根据需要从系统外补加。根据本发明的方法，当裂解原料组成符合上述吸收剂组成时，用裂解原料做吸收剂可减少装置外供物料种类，省去相应的储运设施，节省投资。
根据本发明一种优选实施方式，解吸塔塔釜吸收剂返回至脱乙烷塔；优选地，解吸塔塔釜吸收剂返回至脱乙烷塔中部以上。
对于不设置稳定塔的实施方式，解吸塔塔釜吸收剂返回至脱乙烷塔，对于上述各种吸收剂：
当吸收剂为碳三组分时，解吸塔塔釜吸收剂返回至脱乙烷塔后，吸收剂自脱乙烷塔塔釜采出，送至脱丙烷塔，在脱丙烷塔顶采出，再经丙烯塔分离为聚合级丙烯和丙烷；
当吸收剂为碳四组分时，解吸塔塔釜吸收剂返回至脱乙烷塔后，吸收剂自脱乙烷塔塔釜采出，依次经过脱丙烷塔、脱己烷塔、脱丁烷塔，在脱丁烷塔塔顶采出；
当吸收剂为碳五组分时，解吸塔塔釜吸收剂返回至脱乙烷塔后，吸收剂自脱乙烷塔塔釜采出，依次经过脱丙烷塔、脱己烷塔、脱丁烷塔，在脱丁烷塔塔釜采出；
当吸收剂为碳六组分或更重组分时，解吸塔塔釜吸收剂返回至脱乙烷塔后，吸收剂自脱乙烷塔塔釜采出，依次经过脱丙烷塔、脱己烷塔，在脱己烷塔塔釜采出；
当吸收剂为各种吸收剂的混合物时，解吸塔塔釜吸收剂返回至脱乙烷塔后，吸收剂按其组分轻重在流程中不同部位采出。
根据本发明一种优选实施方式，所述裂解气经压缩升压至1.0～3.6MPa，并任选的冷却至36～90℃后送至脱乙烷塔。
根据本发明，优选地，所述脱乙烷塔的操作压力为0.9～3.5MPa，塔顶温度为-38～30℃，塔釜温度为50～140℃。
根据本发明，优选地，所述脱丙烷塔的操作压力为0.8～3.4MPa，塔顶温度为10～60℃，塔釜温度为60～160℃。
根据本发明，优选地，所述脱己烷塔的操作压力为0.2～1.1MPa，塔顶温度为36～60℃，塔釜温度为100～160℃。
根据本发明，优选地，所述脱丁烷塔的操作压力为0.2～1.4MPa，塔顶温度为36～60℃，塔釜温度为70～150℃。
根据本发明，优选地，所述脱甲烷塔的操作压力为1.9～4.9MPa，塔顶温度为-38～30℃，塔釜温度为-20～90℃。
根据本发明，优选地，所述吸收塔的操作压力为1.8～4.8MPa，塔顶温度为-40～30℃，塔釜温度为-40～30℃。
根据本发明，优选地，所述解吸塔的操作压力为1.8～4.9MPa，塔顶温度为-40～30℃，塔釜温度为-40～80℃。
根据本发明，优选地，所述丙烯塔的操作压力为1.0～4.0MPa，塔顶温度为36～60℃，塔釜温度为40～90℃。
根据本发明，优选地，所述乙烯塔的操作压力为1.0～4.0MPa，塔顶温度为-38～30℃，塔釜温度为-38～80℃。
根据本发明，当存在稳定塔时，所述稳定塔的操作压力为1.8～4.9MPa，塔顶温度为-40～30℃，塔釜温度为-40～150℃。
根据本发明一种优选实施方式，所述吸收塔中上部设置中间冷却器，自吸收塔引出一股物料经中间冷却器冷却至-40～30℃后返回吸收塔。
根据本发明，优选地，所述吸收剂先经冷却，再进入吸收塔顶部，更优选地，吸收剂经冷却至-40～30℃再进入吸收塔顶部。
本发明预留调整系统内物流换热网络流程的优化空间，例如：分离所得乙烷可经节流膨胀用于冷却其他物料；采用梯级换热冷却吸收剂，从而达到节能降耗的目的；本发明预留设置高效换热器降低能耗的优化空间，如采用冷箱高效的回收冷量。
本发明预留在系统内适当位置设置碱洗塔及干燥塔，以去除酸性组分和水，满足产品组成及低温设备防冻要求的空间；预留在系统内适当位置设置碳二选择性加氢、碳三选择性加氢设备，以去除碳二、碳三炔烃，满足产品质量要求的空间。
本发明的一种浅冷油吸收分离催化裂解气制聚合级乙烯、聚合级丙烯的系统及方法的优点和有益效果如下：
1、简化流程、降低能耗
本发明可在仅使用丙烯冷剂条件下，获得聚合级乙烯、聚合级丙烯，不需要采用乙烯丙烯二元制冷，简化了系统流程，节省了能源消耗和设备投资。
2、保持较高的乙烯、丙烯回收率和纯度
采用本发明的系统和方法，乙烯的回收率可达96wt％以上，乙烯产品纯度可达99.5wt％以上，丙烯的回收率可达99.7wt％以上，丙烯产品纯度可达99.5wt％以上，上述指标达到传统分离方法的水平。
3、对于采用稳定塔的实施方式，吸收剂仅与碳二及更轻组分接触，不与系统其他产品混合，避免了对其他产品质量的影响。
本发明的系统和方法可应用于烯烃催化裂解(OCC)装置，及类似的采用前脱乙烷分离流程生产聚合级乙烯、聚合级丙烯产品的化工装置。
本发明的其它特征和优点将在随后具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
通过结合附图对本发明示例性实施方式进行更详细的描述，本发明的上述以及其它目的、特征和优势将变得更加明显，其中，在本发明示例性实施方式中，相同的参考标号通常代表相同部件。
图1为本发明实施例1的裂解气分离制取聚合级乙烯和聚合级丙烯的系统及方法的流程示意图。
图2为本发明实施例2的裂解气分离制取聚合级乙烯和聚合级丙烯的系统及方法的流程示意图。
1、第一压缩机，2、脱乙烷塔，3、第二压缩机，4、脱己烷塔，5、脱丁烷塔，6、脱丙烷塔，7、脱甲烷塔，8、丙烯塔，9、乙烯塔，10、吸收塔，11、吸收塔中间冷却器，12、吸收塔釜液泵，13、解吸塔，14、稳定塔。
具体实施方式
下面将更详细地描述本发明的优选实施方式。虽然以下描述了本发明的优选实施方式，然而应该理解，可以以各种形式实现本发明而不应被这里阐述的实施方式所限制。
实施例1
采用如图1所示的裂解气分离制取聚合级乙烯和聚合级丙烯的系统及方法的流程。
如图1所示，裂解气分离制取聚合级乙烯和聚合级丙烯的系统包括：脱乙烷塔2、脱己烷塔4、脱丁烷塔5、脱丙烷塔6、脱甲烷塔7、乙烯塔9、丙烯塔8、吸收塔10、解吸塔13；
裂解气进料管线与所述脱乙烷塔2连接，所述裂解气进料管线上设置有第一压缩机1，所述第一压缩机1段间与脱乙烷塔2连接；
脱乙烷塔2塔顶与脱甲烷塔7连接，塔釜与脱丙烷塔6连接；
脱丙烷塔6塔顶与丙烯塔8连接，塔釜后顺序设置脱己烷塔4、脱丁烷塔5；脱己烷塔4塔顶与脱丁烷塔5连接；
脱甲烷塔7塔顶连接吸收塔10底部，塔釜连接乙烯塔9；
脱乙烷塔2和脱甲烷塔7之间连接的管线上设置有第二压缩机3；
吸收塔10塔顶连接甲烷氢尾气排出管线，塔釜与解吸塔13顶部连接，吸收塔10塔釜与解吸塔13连接的管线上设置有吸收塔釜液泵12；所述吸收塔10中上部设置吸收塔中间冷却器11，自吸收塔10引出一股物料经吸收塔中间冷却器11冷却后返回吸收塔10；
解吸塔13塔顶出料管线与吸收塔10塔釜连接，解吸塔13塔釜出料管线与脱乙烷塔2中部连接。
如图1所示，催化裂解反应产品气经压缩机1压缩至2.5MPa，并冷却至42℃，出口气相和段间凝液均送至脱乙烷塔2中上部，脱乙烷塔2将催化裂解气分离为碳二及更轻组分和碳三及更重组分。脱乙烷塔2的操作压力为2.4MPa，塔顶温度为-25℃，塔釜温度为69℃。脱乙烷塔2塔釜的碳三及更重组分送至脱丙烷塔6分离成碳三组分和碳四及更重组分。脱丙烷塔6的操作压力为2.4MPa，塔顶温度为30℃，塔釜温度为105℃。脱丙烷塔6塔顶碳三组分送至丙烯塔8，进一步分离得到塔顶聚合级丙烯和塔釜丙烷。丙烯塔8的操作压力为1.8MPa，塔顶温度为42℃，塔釜温度为54℃。脱丙烷塔6塔釜碳四及更重组分送至脱己烷塔4分离成碳六及更轻组分和碳六及更重组分。脱己烷塔4的操作压力为0.2MPa，塔顶温度为54℃，塔釜温度为122℃。脱己烷塔4塔顶气为碳六及更轻组分，根据催化裂解反应的不同要求，可将此组分部分以气相或液相返回至催化裂解反应单元，以提高反应转化率；将脱己烷塔4塔顶气冷凝得到的液相碳六及更轻组分一部分作为塔顶回流，一部分采出送至脱丁烷塔5，在脱丁烷塔5分离为塔顶碳四组分和塔釜碳五碳六组分，分别作为装置副产品送出界外。脱己烷塔4塔釜采出碳六及更重组分，作为装置副产品送出界外。脱丁烷塔5的操作压力为0.4MPa，塔顶温度为42℃，塔釜温度为90℃。脱乙烷塔2塔顶的碳二及更轻组分经第二压缩机3增压至3.6MPa，送至脱甲烷塔7，进一步分离为塔顶轻组分和塔釜碳二。脱甲烷塔7的操作压力为3.5MPa，塔顶温度为-35℃，塔釜温度为-5℃。脱甲烷塔7塔釜碳二送至乙烯塔9，进一步分离得到塔顶聚合级乙烯和塔釜乙烷。乙烯塔9的操作压力为2.2MPa，塔顶温度为-28℃，塔釜温度为-8℃。脱甲烷塔7塔顶轻组分送至吸收塔10塔釜，吸收剂经冷却至吸收塔10操作温度后送至吸收塔10塔顶，自吸收塔10引出一股物料经中间冷却器冷却至-20℃后返回吸收塔10。吸收塔10塔顶采出甲烷氢尾气，塔釜液相经吸收塔釜液泵12增压后送至解吸塔13顶部。吸收塔10的操作压力为2.2MPa，塔顶温度为-9℃，塔釜温度为-8℃。解吸塔13顶部采出气相返回至吸收塔10塔釜，解吸塔13塔釜液相返回至脱乙烷塔2中部。解吸塔13的操作压力为2.4MPa，塔顶温度为-6℃，塔釜温度为47℃。
采用如图1所示浅冷油吸收分离催化裂解气制聚合级乙烯、聚合级丙烯的系统及方法，采用PRO II模拟软件进行模拟试验。年产4/1.3万吨丙烯/乙烯的烯烃催化裂解(OCC)装置的催化裂解气典型组成见表1。其催化裂解反应产品气流量为46755.3kg/hr。模拟试验结果如表2所示。
表1 OCC催化裂解气组成
由表2所示结果可知：本发明可在仅使用丙烯冷剂条件下，获得聚合级乙烯、聚合级丙烯，不需要采用乙烯丙烯二元制冷，简化了系统流程，节省了能源消耗和设备投资。根据本发明的方法，乙烯的回收率可达96wt％以上，乙烯产品纯度可达99.5wt％以上，丙烯的回收率可达99.7wt％以上，丙烯产品纯度可达99.5wt％以上，上述指标达到传统分离方法的水平，可见采用本发明方法不会降低产品收率及纯度。
实施例2
采用如图2所示的裂解气分离制取聚合级乙烯和聚合级丙烯的系统及方法的流程。
如图2所示，裂解气分离制取聚合级乙烯和聚合级丙烯的系统包括：脱乙烷塔2、脱己烷塔4、脱丁烷塔5、脱丙烷塔6、脱甲烷塔7、乙烯塔9、丙烯塔8、吸收塔10、解吸塔13，以及稳定塔14；
裂解气进料管线与所述脱乙烷塔2连接，所述裂解气进料管线上设置有第一压缩机1，所述第一压缩机1段间与脱乙烷塔2连接；
脱乙烷塔2塔顶与脱甲烷塔7连接，塔釜与脱丙烷塔6连接；
脱丙烷塔6塔顶与丙烯塔8连接，塔釜后顺序设置脱己烷塔4、脱丁烷塔5；脱己烷塔4塔顶与脱丁烷塔5连接；
脱甲烷塔7塔顶连接吸收塔10底部，塔釜连接乙烯塔9；
脱乙烷塔2和脱甲烷塔7之间连接的管线上设置有第二压缩机3；
吸收塔10塔顶连接甲烷氢尾气排出管线，塔釜与解吸塔13顶部连接，吸收塔10塔釜与解吸塔13连接的管线上设置有吸收塔釜液泵12；所述吸收塔10中上部设置吸收塔中间冷却器11，自吸收塔10引出一股物料经吸收塔中间冷却器11冷却后返回吸收塔10；
解吸塔13塔顶出料管线与吸收塔10塔釜连接，解吸塔13塔釜出料管线与稳定塔14中部连接；
稳定塔14塔顶与乙烯塔9进料管线连接。
如图2所示，催化裂解反应产品气经压缩机1压缩至2.5MPa，并冷却至42℃，出口气相和段间凝液均送至脱乙烷塔2中上部，脱乙烷塔2将催化裂解气分离为碳二及更轻组分和碳三及更重组分。脱乙烷塔2的操作压力为2.4MPa，塔顶温度为-25℃，塔釜温度为69℃。脱乙烷塔2塔釜的碳三及更重组分送至脱丙烷塔6分离成碳三组分和碳四及更重组分。脱丙烷塔6的操作压力为2.4MPa，塔顶温度为30℃，塔釜温度为105℃。脱丙烷塔6塔顶碳三组分送至丙烯塔8，进一步分离得到塔顶聚合级丙烯和塔釜丙烷。丙烯塔8的操作压力为1.8MPa，塔顶温度为42℃，塔釜温度为54℃。脱丙烷塔6塔釜碳四及更重组分送至脱己烷塔4分离成碳六及更轻组分和碳六及更重组分。脱己烷塔4的操作压力为0.2MPa，塔顶温度为54℃，塔釜温度为122℃。脱己烷塔4塔顶气为碳六及更轻组分，根据催化裂解反应的不同要求，可将此组分部分以气相或液相返回至催化裂解反应单元，以提高反应转化率；将脱己烷塔4塔顶气冷凝得到的液相碳六及更轻组分一部分作为塔顶回流，一部分采出送至脱丁烷塔5，在脱丁烷塔5分离为塔顶碳四组分和塔釜碳五碳六组分，分别作为装置副产品送出界外。脱己烷塔4塔釜采出碳六及更重组分，作为装置副产品送出界外。脱丁烷塔5的操作压力为0.4MPa，塔顶温度为42℃，塔釜温度为90℃。脱乙烷塔2塔顶的碳二及更轻组分经第二压缩机3增压至3.6MPa，送至脱甲烷塔7，进一步分离为塔顶轻组分和塔釜碳二。脱甲烷塔7的操作压力为3.5MPa，塔顶温度为-35℃，塔釜温度为-5℃。脱甲烷塔7塔釜碳二送至乙烯塔9，进一步分离得到塔顶聚合级乙烯和塔釜乙烷。乙烯塔9的操作压力为2.2MPa，塔顶温度为-28℃，塔釜温度为-8℃。脱甲烷塔7塔顶轻组分送至吸收塔10塔釜，吸收剂经冷却至吸收塔10操作温度后送至吸收塔10塔顶，自吸收塔10引出一股物料经中间冷却器冷却至-20℃后返回吸收塔10。吸收塔10塔顶采出甲烷氢尾气，塔釜液相经吸收塔釜液泵12增压后送至解吸塔13顶部。吸收塔10的操作压力为2.2MPa，塔顶温度为-9℃，塔釜温度为-8℃。解吸塔13顶部采出气相返回至吸收塔10塔釜，解吸塔13塔釜液相送至稳定塔14中部，进一步分离为稳定塔14塔顶碳二和稳定塔14塔釜吸收剂，稳定塔14塔釜吸收剂外排；稳定塔14塔顶碳二与脱甲烷塔7塔釜碳二混合后，经乙烯塔9分离为聚合级乙烯和乙烷。解吸塔13的操作压力为2.4MPa，塔顶温度为-6℃，塔釜温度为47℃。稳定塔14的操作压力为2.4MPa，塔顶温度为-22℃，塔釜温度为114℃。
采用如图2所示浅冷油吸收分离催化裂解气制聚合级乙烯、聚合级丙烯的系统及方法，采用PRO II模拟软件进行模拟试验。年产4/1.3万吨丙烯/乙烯的烯烃催化裂解(OCC)装置的催化裂解气典型组成见表1。模拟试验结果如表3所示。
由表3所示结果可知：本发明可在仅使用丙烯冷剂条件下，获得聚合级乙烯、聚合级丙烯，不需要采用乙烯丙烯二元制冷，简化了系统流程，节省了能源消耗和设备投资。吸收剂仅与碳二及更轻组分接触，不与系统其他产品混合，避免了对其他产品质量的影响。根据本发明的方法，乙烯的回收率可达96wt％以上，乙烯产品纯度可达99.5wt％以上，丙烯的回收率可达99.7wt％以上，丙烯产品纯度可达99.5wt％以上，上述指标达到传统分离方法的水平，可见采用本发明方法不会降低产品收率及纯度。
以上已经描述了本发明的各实施例，上述说明是示例性的，并非穷尽性的，并且也不限于所披露的各实施例。在不偏离所说明的各实施例的范围和精神的情况下，对于本技术领域的普通技术人员来说许多修改和变更都是显而易见的。
Claims (13)
1.一种分离烯烃催化裂解装置的裂解气制取聚合级乙烯和聚合级丙烯的方法，其特征在于，所述方法采用烯烃催化裂解装置的裂解气分离制取聚合级乙烯和聚合级丙烯的系统进行，所述系统包括：脱乙烷塔、脱丙烷塔、脱己烷塔、脱丁烷塔、脱甲烷塔、乙烯塔、丙烯塔、吸收塔、解吸塔，以及任选的稳定塔；裂解气进料管线与所述脱乙烷塔连接，所述裂解气进料管线上设置有第一压缩机；脱乙烷塔塔顶与脱甲烷塔连接，塔釜与脱丙烷塔连接；脱丙烷塔塔顶与丙烯塔连接，塔釜后顺序设置脱己烷塔、脱丁烷塔；脱甲烷塔塔顶连接吸收塔，塔釜连接乙烯塔；吸收塔塔顶连接甲烷氢尾气排出管线，塔釜连接解吸塔；解吸塔塔顶出料管线与吸收塔塔釜连接，解吸塔塔釜出料管线与脱乙烷塔连接，或者，与稳定塔连接；所述脱乙烷塔和所述脱甲烷塔之间连接的管线上设置有第二压缩机；
所述方法包括：裂解气经第一压缩机压缩后进入脱乙烷塔分离为碳二及更轻组分与碳三及更重组分；碳三及更重组分进入脱丙烷塔分离为碳三组分和碳四及更重组分；碳三组分经丙烯塔分离为聚合级丙烯和丙烷；碳四及更重组分经脱己烷塔分离为碳六及更轻组分和碳六及更重组分；碳六及更轻组分冷凝后的液相进入脱丁烷塔分离为碳四组分和碳五碳六组分；脱乙烷塔塔顶碳二及更轻组分经第二压缩机增压后，送至脱甲烷塔进一步分离为塔釜碳二组分和塔顶轻组分；脱甲烷塔塔釜碳二组分在乙烯塔分离为聚合级乙烯及乙烷；脱甲烷塔塔顶轻组分送至吸收塔与吸收剂接触，分离为吸收塔塔顶甲烷氢尾气和吸收塔塔釜吸收剂；吸收塔塔釜吸收剂进入解吸塔，分离为解吸塔塔顶气和解吸塔塔釜吸收剂；解吸塔塔顶气返回至吸收塔塔釜，解吸塔塔釜吸收剂返回至脱乙烷塔，或进入稳定塔；当解吸塔塔釜吸收剂进入稳定塔时，在稳定塔分离为稳定塔塔顶碳二组分和稳定塔塔釜吸收剂；稳定塔塔顶碳二组分与脱甲烷塔塔釜碳二组分混合后，进入乙烯塔分离为聚合级乙烯和乙烷，或者，与乙烯塔塔顶出料混合；稳定塔塔釜吸收剂外排，或者部分外排，部分返回吸收塔循环使用。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述吸收塔塔釜与解吸塔顶部连接；
所述吸收塔塔釜与解吸塔连接的管线上设置有泵；
所述解吸塔塔釜出料管线与所述稳定塔中部以上连接。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述稳定塔塔顶与乙烯塔连接，塔釜任选地与吸收塔连接。
4.根据权利要求3所述的方法，其中，所述稳定塔塔顶与乙烯塔进料管线连接或与乙烯塔塔顶出料管线连接。
5.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一压缩机段间与脱乙烷塔连接。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述吸收塔中上部设置中间冷却器，自吸收塔引出一股物料经中间冷却器冷却后返回吸收塔。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，第一压缩机将裂解气进行压缩，然后将气相及压缩机段间凝液送至脱乙烷塔。
8.根据权利要求1所述的方法，其中，所述的吸收剂为碳三组分、碳四组分、碳五组分、碳六组分、碳七组分、碳八组分、碳九组分及更重组分中的至少一种。
9.根据权利要求8所述的方法，其中，解吸塔塔釜吸收剂返回至脱乙烷塔；
当吸收剂为碳三组分时，解吸塔塔釜吸收剂返回至脱乙烷塔后，吸收剂自脱乙烷塔塔釜采出，送至脱丙烷塔，在脱丙烷塔顶采出，再经丙烯塔分离为聚合级丙烯和丙烷；
当吸收剂为碳四组分时，解吸塔塔釜吸收剂返回至脱乙烷塔后，吸收剂自脱乙烷塔塔釜采出，依次经过脱丙烷塔、脱己烷塔、脱丁烷塔，在脱丁烷塔塔顶采出；
当吸收剂为碳五组分时，解吸塔塔釜吸收剂返回至脱乙烷塔后，吸收剂自脱乙烷塔塔釜采出，依次经过脱丙烷塔、脱己烷塔、脱丁烷塔，在脱丁烷塔塔釜采出；
当吸收剂为碳六组分或更重组分时，解吸塔塔釜吸收剂返回至脱乙烷塔后，吸收剂自脱乙烷塔塔釜采出，依次经过脱丙烷塔、脱己烷塔，在脱己烷塔塔釜采出；
当吸收剂为各种吸收剂的混合物时，解吸塔塔釜吸收剂返回至脱乙烷塔后，吸收剂按其组分轻重在流程中不同部位采出。
10.根据权利要求9所述的方法，其中，解吸塔塔釜吸收剂返回至脱乙烷塔中部以上。
11.根据权利要求1所述的方法，其中，
所述裂解气经压缩升压至1.0～3.6MPa，并任选的冷却至36～90℃后送至脱乙烷塔；
所述脱乙烷塔的操作压力为0.9～3.5MPa，塔顶温度为-38～30℃，塔釜温度为50～140℃；
所述脱丙烷塔的操作压力为0.8～3.4MPa，塔顶温度为10～60℃，塔釜温度为60～160℃；
所述脱己烷塔的操作压力为0.2～1.1MPa，塔顶温度为36～60℃，塔釜温度为100～160℃；
所述脱丁烷塔的操作压力为0.2～1.4MPa，塔顶温度为36～60℃，塔釜温度为70～150℃；
所述脱甲烷塔的操作压力为1.9～4.9MPa，塔顶温度为-38～30℃，塔釜温度为-20～90℃；
所述吸收塔的操作压力为1.8～4.8MPa，塔顶温度为-40～30℃，塔釜温度为-40～30℃；
所述解吸塔的操作压力为1.8～4.9MPa，塔顶温度为-40～30℃，塔釜温度为-40～80℃；
所述丙烯塔的操作压力为1.0～4.0MPa，塔顶温度为36～60℃，塔釜温度为40～90℃；
所述乙烯塔的操作压力为1.0～4.0MPa，塔顶温度为-38～30℃，塔釜温度为-38～80℃；
所述稳定塔的操作压力为1.8～4.9MPa，塔顶温度为-40～30℃，塔釜温度为-40～150℃。
12.根据权利要求1所述的方法，其中，
所述吸收塔中上部设置中间冷却器，自吸收塔引出一股物料经中间冷却器冷却至-40～30℃后返回吸收塔；
所述吸收剂先经冷却，再进入吸收塔顶部；
所述吸收塔塔釜吸收剂泵送至解吸塔顶部。
13.根据权利要求12所述的方法，其中，吸收剂经冷却至-40～30℃再进入吸收塔顶部。
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| 甲醇制丙烯(MTP)分离工艺的研究与优化;王子宗;刘洪谦;王基铭;;天然气化工(C1化学与化工)(03);65-70 * |
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