CN115368197A - 一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺及装置 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了石油化工技术领域中的一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺及装置，包括含乙烯干气预处理单元、脱丙烯单元、苯干燥单元、烷基化反应单元和产品分离单元，各单元通过管线相连接，在干气压缩机和乙烯吸收塔之间还设置有干燥器。采用本发明在原料含乙烯干气水洗后设置压缩机升压、冷却并分液，有利于气体中的水分从气相中分离出来，分液后的气相经丙烯吸收塔吸收，气相中的大部分水分溶解在吸收剂中，吸收剂中的水分在吸收剂缓冲罐中和丙烯解吸塔系统被分离出系统，塔顶脱丙烯干气和乙烯解吸塔顶的富乙烯气中的水分含量明显降低，两股气体可不经干燥器直接进乙烯吸收塔吸收后作为烷基化反应的进料。
Description
技术领域
本发明涉及石油化工技术领域，具体地是涉及一种含乙烯干气 液相法生产乙苯的工艺及装置。
技术背景
乙苯是生产苯乙烯的原料，主要通过脱氢来生产苯乙烯。乙苯 的生产技术路线主要有液相法和气相法，液相法通常采用纯乙烯路 线，气相法通常采用稀乙烯干气法路线。乙苯原料的来源关系到企 业的经济效益和发展，充分利用炼厂自有的含乙烯干气来生产乙苯， 对提高企业的经济效益，促进乙苯-苯乙烯工业的快速发展是有益的。
炼厂催化干气作为催化装置的尾气，通常直接作为燃料气烧掉， 利用率低。催化干气中富含乙烯，作为燃料气烧掉会造成乙烯资源 的严重浪费，利用催化干气中的乙烯制乙苯可以提高催化干气的利 用率，同时能有效降低乙苯装置的生产成本。气相法工艺反应温度 高，副反应较多，产物中二甲苯、丙苯等杂质组分多，乙苯产品质 量相对较差、能耗大。液相法工艺反应条件温和，比气相法工艺生 产的乙苯产品质量好、能耗低。催化干气除含一定量的乙烯组分外， 还含有较多的氢气、甲烷、乙烷、氮气等组分，较难实现烷基化反应器在液相条件下操作，液相法工艺催化剂在有气相存在时，极容 易结焦失活。目前国内已工业化的催化干气制乙苯装置多采用气相 法工艺路线。
CN101665398A提出了一种用于乙烯制乙苯工艺的含乙烯原料气 的精制方法，该方法顺序设置吸收塔、乙烯解吸塔和丙烯解吸塔三 塔流程，吸收塔以苯作为吸收剂，吸收原料气中丙烯后的饱和吸收 剂依次进入乙烯解吸塔和丙烯解吸塔，乙烯解吸塔顶的气体又返回 到吸收塔入口，在丙烯解吸塔中解吸后的吸收剂返回到吸收塔循环 使用。该方法可在原料气中丙烯体积含量高达3％的工况下，将原料 气中的丙烯脱除率提高至98％以上，乙烯损失率小于2％。解决了现 有技术对乙烯原料气预处理流程非连续操作、乙烯损失率高、丙烯 脱除率低等缺点。
CN102746084A提出了一种含乙烯原料制乙苯工艺的原料处理方 法，含乙烯原料气经吸收-解吸装置后，气体进入乙苯反应部分，解 吸气经冷却后进入分液装置，分液后含吸收剂及重烃的凝液一部分 返回吸收-解吸装置作为循环吸收剂使用，另一部分送至产品分离部 分处理，该方法工艺流程简单，投资低，适合现有干气制乙苯工艺 流程。
CN106278797A提出了催化干气生产乙苯的方法，该方法为气相 法制乙苯工艺，含乙烯的催化干气经换热后分N股进入烷基化反应 器各段催化剂床层，每股流量相同；原料苯全部由烷基化反应器第 一段加入或分N股分段加入烷基化反应器，每股流量相同。乙烯与 苯在各段催化剂床层接触反应，每段催化剂床层入口温度为300～ 400℃，床层温升为10～25℃。该方法通过控制催化干气入口温度， 解决了以往工艺(如CN200510105256.X、CN1557794A等)中由于催 化干气所含乙烯浓度变化大造成反应器床层温升不均匀、乙烯回收 率低和催化剂利用率低等问题。但该工艺方法存在苯烯比高、乙烯 转化率低、反应温度高、副产物多、能耗高且苯入口需要加热炉加 热等问题。
催化干气液相法制乙苯工艺流程主要为两种。一种是鼓泡床工 艺，催化剂完全浸没在苯中，催化干气以鼓泡的形式通过被苯完全 浸没的催化剂，并与苯反应生成乙苯，然后再通过后续分离得到乙 苯产品。另一种是采用催化精馏工艺，催化干气和新鲜苯分别由塔 底和塔顶进入，苯在催化精馏塔内一边吸收催化干气一边进行烷基 化反应，催化精馏塔通常采用板式塔或填料塔，催化剂分布在塔内， 反应后的尾气(主要为氢气、甲烷、乙烷、氮气等组分)由塔顶排 出，塔底得到乙苯和苯的混合物，再进入后续装置分离得到乙苯产品。鼓泡床工艺将催化剂完全浸没，可以在一定程度上保护催化剂， 但由于鼓泡床的吸收效率低，该工艺存在转化率低、选择性差及催 化剂用量大等缺点。催化精馏工艺吸收效率高、转化率高、选择性 好、催化剂用量少，但该工艺不能保证催化剂完全不与气相接触， 催化剂的寿命不能得到保证。
CN102267859B提出了一种乙烯生产乙苯的方法，该方法为液相 制乙苯方法，该方法烷基化反应器设有N个吸收段和N个反应段， 含乙烯和惰性组分的混合物分为N份分别进入烷基化反应器的第N 吸收段底部，与来自烷基化反应器顶部吸收剂入口的吸收剂在吸收段接触并溶解在吸收剂中，向下流动进入反应段反应生成乙苯和多 乙苯。吸收剂在烷基化反应器中，依次经过各个吸收段和反应段， 本发明可以显著提高乙烯的转化率和回收率，且可有效保障反应在 液相条件下进行，避免气相乙烯与催化剂直接接触，但吸收剂在催化剂床层停留时间较长，副反应较多，反应器结构复杂制造困难。
综上所述，目前炼厂工业化应用的干气制乙苯工艺以气相法为 主，气相法工艺存在乙烯回收率低、副产物多、能耗高等问题。
发明内容
为解决以上问题，本发明提供了一种含乙烯干气液相法制乙苯的 工艺，以解决现有干气法制乙苯工艺存在的能耗高、乙烯回收率低、 副产物多、催化剂运行周期短等技术问题。
为实现上述目的，本发明采用的技术方案为：
一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，包括下述步骤：
1)来自上游的含乙烯干气原料先经水洗脱除夹带的微量杂质， 然后进入干气压缩机，经干气压缩机升压后，气相送入脱丙烯单元；
2)经步骤1)升压后的含乙烯干气进入脱丙烯单元的丙烯吸收 塔与自塔顶进入的吸收剂逆流接触，脱丙烯干气从丙烯吸收塔顶出来 后，去烷基化反应单元。丙烯吸收塔底物料经换热后返回乙烯解吸塔； 乙烯解吸塔顶出来的富乙烯气与脱丙烯干气一起送往乙烯吸收塔，乙 烯解吸塔底物料送至丙烯解吸塔；脱除丙烯后的丙烯解吸塔底物料作 为循环吸收剂返回至乙烯解吸塔和丙烯吸收塔塔顶，丙烯解吸塔塔顶 的富丙烯气送出装置；
3)新鲜苯与来自产品分离单元的循环苯混合后进入苯干燥器， 在苯干燥器中脱除微量水后，送往烷基化反应单元；
4)步骤2)中丙烯吸收塔塔顶来的脱丙烯干气和乙烯解吸塔顶 的富乙烯气混合后进入烷基化反应单元的乙烯吸收塔下部，与塔顶进 入的贫循环吸收液逆流接触，乙烯吸收塔塔顶的吸收尾气送至产品分 离单元，乙烯吸收塔塔底的富循环吸收液用泵升压、换热后进入烷基 化反应器。
5)从烷基化反应器出来的反应产物与反应器进料换热、经减压 后进入反应产物闪蒸罐，从反应产物闪蒸罐顶出来的气相进入脱乙烷 塔，从闪蒸罐底出来的液相物料一部分作为乙烯吸收塔的贫循环吸收 液送至吸收剂进料罐，从步骤3)苯干燥单元来的干燥后的混合苯也 进入吸收剂进料罐，然后一起经吸收剂增压泵升压后送至乙烯吸收塔； 另一部分送往后续产品分离单元；
6)脱乙烷塔塔顶分离得到富乙烷气送出装置，塔底组分送往后 续产品分离单元。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其进一步特征在 于：在步骤4)中混合干气进入乙烯吸收塔前设置干燥器，脱除以相 平衡形式存在于混合干气中的微量水分。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其进一步特征 在于：步骤1)所述含乙烯干气原料中乙烯体积含量为5％～95％，还 含有微量MDEA杂质以及H2、N2、O2、CO、CO2、CH4、C2H4、C2H6、C3H6、 C3H8、C4+等组分中的一种或多种；
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其进一步特征 在于：所述混合干气，在干燥器脱水后，控制干燥后混合干气中的水 含量≯300ppm，优选控制干气中水含量≯100ppm。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其进一步特征 在于：步骤2)所述吸收剂在丙烯吸收塔与含乙烯干气逆流接触，吸 收含乙烯干气中的丙烯及重组分，同时还吸收少量乙烯及其它轻组分。 所述吸收剂是含苯、乙苯、甲乙苯和二乙苯中的一种或一种以上。所 述吸收塔的理论塔板10～50层，塔顶压力为0.6～4.5MPag，优选为 0.8～1.5MPag，吸收温度为5～60℃，优选为15～20℃，解吸温度为 150～280℃，优选为160～240℃。
本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的工艺，其进一步特征在 于：步骤2)中丙烯解吸塔底物料作为循环吸收剂经吸收剂循环泵抽 出后，再经吸收剂换热器和吸收剂缓冲罐后，分别返回至乙烯解吸塔 和丙烯吸收塔塔顶。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其进一步特征 在于：所述丙烯吸收塔顶的脱丙烯干气中还携带少量吸收剂，所述丙 烯吸收塔底吸收后的饱和吸收剂主要含有C2H4、C2H6，以及C3H6、C3H8、 C4+及微量CH4、H2、N2、CO2等组分。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其进一步特征 在于：通过调节丙烯吸收塔的吸收剂量控制塔顶脱丙烯干气中的丙烯 含量≯300ppm。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其进一步特征 在于：所述步骤1)中干气压缩机出口压力为1.2～3.0MPag，优选为 1.5～2.5MPag。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其进一步特征 在于：步骤4)乙烯吸收塔塔顶未吸收的轻组分气体进入产品分离单 元的尾气吸收塔，经乙苯、多乙苯或丙苯等重组分吸收后，塔顶的甲 烷氢送至燃料气管网或其他装置回收氢气，吸收后的液体送至产品分 离单元回收其中的苯。也可以用多乙苯吸收，吸收后的液体直接送烷 基转移反应进料罐。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其进一步特征 在于：步骤4)所述从乙烯吸收塔底出来的液相物料分别经反应器进 料泵增压、原料第一换热器、第二换热器换热后进入烷基化反应器； 步骤5)所述烷基化反应产物经原料第二换热器换热、蒸汽发生器取 热，再经液力透平减压进入反应产物闪蒸罐。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其进一步特征 在于：步骤5)所述烷基化反应产物需在闪蒸罐中闪蒸出不凝气，不 凝气经热水换热器、冷却器降温后进吸收剂进料罐，从吸收剂进料罐 顶出来的气体送往脱乙烷塔，回收的富乙烷气送往其它装置，脱乙烷 塔塔底凝液富含苯返回到产品分离单元。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其进一步特征 在于：步骤6)所述的脱乙烷塔塔顶富乙烷气可直接作为乙烯裂解装 置原料。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其进一步特征 在于：在所述步骤5)中，所述液力透平出口压力为0.3MPag～1.5MPag， 优选为0.4～0.7MPag，用于驱动反应器进料泵，也可以用于驱动其 他用电设备。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其进一步特征 在于：所述烷基化反应器为液相烷基化反应器，一个或N个并联，N 个并联时烷基化反应器进料分为N股液相物料分别进入N个反应器 (或反应床层)，N优选等分，1≤N≤10，根据含乙烯干气液相法制乙苯装置的工程设计规模大小确定N的个数。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其进一步特征 在于：所述液相烷基化反应器入口温度范围为150～250℃，压力范 围为2.5～5MPag，烷基化反应器温升范围为5～60℃。优选烷基化反 应器入口温度为180～220℃，压力为3.0～4.0MPag，烷基化反应器 温升为10～25℃。所述烷基化反应单元进料的总苯/总乙烯摩尔比为 1.2～4。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其进一步特征 在于：所述脱乙烷塔理论塔板5～50层，塔顶压力为0.2～2.0MPag， 优选为0.4～1.0MPag，吸收剂进塔顶的温度为15～40℃。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其进一步特征 在于：来自烷基化反应单元的反应产物送往产品分离单元，分离得到 乙苯产品、多乙苯及循环苯等。所述产品分离单元包括尾气吸收塔、 苯回收塔、乙苯精馏塔、丙苯塔、多乙苯塔、非芳塔及烷基转移反应 器等。
本发明还保护一种使用前述的含乙烯干气液相法生产乙苯的工 艺的应用装置，包括含乙烯干气预处理单元、脱丙烯单元、苯干燥单 元、烷基化反应单元和产品分离单元，各单元通过管线相连接，其特 征在于：所述含乙烯干气预处理单元依次为水洗塔和干气压缩机；所 述脱丙烯单元依次为丙烯吸收塔、乙烯解吸塔和丙烯解吸塔，三塔之 间通过管线连接；所述苯干燥单元为苯干燥器；所述烷基化反应单元 包括乙烯吸收塔、吸收剂进料罐、原料换热器、烷基化反应器、蒸汽 发生器、产物闪蒸罐和脱乙烷塔，相互之间通过管线相连；所述干气 压缩机出口与丙烯吸收塔下部相连；所述丙烯吸收塔顶部和乙烯解吸 塔顶部与乙烯吸收塔下部相连。
本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，其进一步特征在于： 在丙烯吸收塔顶部和乙烯解吸塔顶部与乙烯吸收塔之间还设置有干 燥器，脱除以相平衡形式存在于混合干气中的微量水分。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的装置，其进一步特征 在于：所述苯干燥器与烷基化反应单元的吸收剂进料罐相连；
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的装置，其进一步特征 在于：所述丙烯吸收塔底经丙烯吸收塔底泵和吸收剂换热器与乙烯解 吸塔中部相连，乙烯解吸塔塔底和丙烯解吸塔中部相连；丙烯解吸塔 底经吸收剂循环泵与丙烯吸收塔顶和乙烯解吸塔顶相连。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的装置，其进一步特征 在于：所述烷基化反应单元中乙烯吸收塔底通过反应器进料泵与烷基 化反应器底部相连；烷基化反应器顶部经液力透平进入产物闪蒸罐， 产物闪蒸罐顶部经闪蒸气换热器进入吸收剂进料罐，吸收剂进料罐顶 部与脱乙烷塔下部相连，产物闪蒸罐底部分别与乙烯吸收塔和产品分 离单元相连通；吸收剂进料罐底部经吸收剂增压泵与乙烯吸收塔相连 通。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的装置，其进一步特征 在于：乙烯吸收塔底经反应器进料泵、原料第一换热器、原料第二换 热器与烷基化反应器底部相连；烷基化反应器顶部经原料第二换热器、 蒸汽发生器、液力透平与产物闪蒸罐相连。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的装置，其进一步特征 在于：产物闪蒸罐罐底与原料第一换热器连通，并分为两路，一路与 产品分离单元相连通；另一路通过吸收剂进料罐、吸收剂增压泵与吸 收剂冷却器相连通；吸收剂冷却器出口与乙烯吸收塔相连通。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的装置，其进一步特征 在于：所述脱乙烷塔上部和塔底分别与产品分离单元相连通；乙烯吸 收塔顶与产品分离单元相连通。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的装置，其进一步特征 在于：所述丙烯吸收塔顶部和乙烯解吸塔顶部可通过干燥器与乙烯吸 收塔下部相连。
本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的装置，其进一步特征 在于：所述吸收剂循环泵可通过吸收剂换热器、吸收剂缓冲罐与丙烯 吸收塔顶和乙烯解吸塔顶相连。
与现有技术相比，采用本发明的有益效果是：
1、本发明在原料含乙烯干气水洗后设置压缩机升压、冷却并分 液，压力升高有利于气体中的水分从气相中分离出来，分液后的气相 经丙烯吸收塔吸收，气相中的大部分水分溶解在吸收剂中，吸收剂中 的水分在吸收剂缓冲罐中和丙烯解吸塔系统被分离出系统，塔顶脱丙 烯干气和乙烯解吸塔顶的富乙烯气中的水分含量明显降低，两股气体 可不经干燥器直接进乙烯吸收塔吸收后作为烷基化反应的进料。若考 虑到操作波动，可以在干气进乙烯吸收塔前设干燥器作为保护用。从 脱丙烯单元出来的气体中的水含量≯20ppm，可以满足多数催化剂对 干气中水含量≯100ppm的要求，保证催化剂活性中心不受干气中水 分的影响，使催化剂活性和寿命最大化。
2、本发明通过先适度加压吸收，再液相增压的方式将干气中的 乙烯全部溶解，溶解后通过泵增压到反应所需压力，可大幅降低循环 吸收剂用量，减小设备和管道尺寸，降低装置投资。提高了装置的经 济性。
3、本发明采用液相烷基化反应生产乙苯，避免了气相乙烯与催 化剂的直接接触，延缓了催化剂的结焦和失活。液相烷基化反应温度 控制在150～220℃，减少了副反应的发生，尤其二甲苯的生成，降 低了乙苯产品中二甲苯的含量，提高了乙烯的转化率，乙苯收率相应 增加。
4、本发明烷基化反应器为一个或N个并联，N个并联时烷基化 反应器进料需分为N股液相物料分别进入N个反应器或反应床层， 1≤N≤10，N由乙苯规模确定，烷基化反应单元进料中总苯/总乙烯 摩尔比1.2～4，每个反应器进料中的苯烯比大于＞15，乙烯转化率和选择性高，反应器或反应床层温升可控。
5、本发明反应部分，烷基化反应热得到了充分回收利用，反应 部分基本不需要外来热量，与含乙烯干气的气相法制乙苯工艺相比， 取消了循环苯加热炉等设施，大大降低了装置能耗。
6、本发明在烷基化反应单元设置了闪蒸罐，烷基化产物经液力 透平做功减压后，在闪蒸罐中将溶解在反应物料中大部分不凝气(CH4、 C2H6和微量H2、N2、CO2等)闪蒸出来，从而增加循环吸收液对乙 烯的吸收能力，降低循环吸收液用量。
7、本发明在烷基化反应单元设置了脱乙烷塔，回收闪蒸罐不凝 气中夹带的苯、乙苯等，返回到产品分离单元，也可以返回到反应进 料中继续参与反应，脱乙烷塔塔顶的富乙烷气可直接作为乙烯裂解装 置原料，提高了干气中乙烷的利用率。
8、本发明在原料含乙烯干气进丙烯吸收塔前升压，由于压力高 有利于气体吸收，在相同吸收温度下的吸收效果更好。
下面结合附图和具体实施方式对本发明作进一步的详细说明，但 并不限制本发明的使用范围。
附图说明
图1为本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的装置在乙烯解析 塔前设压缩机的工艺流程示意图；
图2为在图1中设置有干燥器的工艺流程示意图；
其中所示附图标记为：1-水洗塔；2-干燥器3-丙烯吸收塔；4- 吸收剂换热器；5-丙烯解吸塔；6-混合器；7-苯干燥器；8-干气压缩 机；9-乙烯吸收塔；10-反应器进料泵；11-原料第一换热器；12-原 料第二换热器；13-备用蒸汽加热器；14-烷基化反应器；15-蒸汽发生器；16-液力透平；17-产物闪蒸罐；18-闪蒸气换热器；19-吸收剂 进料罐；20-吸收剂增压泵；21-吸收剂冷却器；22-脱乙烷塔；23- 产品分离单元，24-贫循环吸收液，25-吸收剂缓冲罐，26-乙烯解吸 塔，27-丙烯吸收塔底泵，28-吸收剂循环泵。
具体实施方式
下面结合附图对本发明作进一步说明。
如附图1所示，本发明一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺及 装置，包括下述步骤：
脱除酸性气体的含乙烯干气自上游装置来，进入水洗塔1，经水 洗脱除干气中夹带的微量MDEA等杂质，再经干气压缩机8压缩升压、 冷却和分液后，气相进入脱丙烯单元，分离出的液相排出系统；
分液后的含乙烯干气进入脱丙烯单元的丙烯吸收塔3，在丙烯吸 收塔3与自塔顶进入的吸收剂逆流接触，吸收干气中的丙烯及重组分； 丙烯吸收塔3塔顶脱丙烯干气进入烷基化反应单元，丙烯吸收塔3塔 底物料经丙烯吸收塔底泵27抽出后送入吸收剂换热器4，与来自吸 收剂循环泵28的高温循环吸收剂换热，然后进入乙烯解吸塔26中部， 塔顶的富乙烯气送至烷基化反应单元，塔底物料减压后送至丙烯解吸 塔5。丙烯解吸塔5塔底物料作为贫吸收剂经吸收剂循环泵28抽出， 送入吸收剂换热器4换热后，再经冷却后进入吸收剂缓冲罐25，吸 收剂进入罐内后流速降低，其中的水分在罐内沉降并聚集在罐底，经 分水包将水排出系统，经分水后的循环吸收剂进入丙烯吸收塔3；丙 烯解吸塔5塔顶富丙烯气送出装置；
来自界区外新鲜苯与来自产品分离单元23的循环苯在混合器6 混合后，进入苯干燥器7脱水，经脱水后的混合苯送至烷基化反应单 元的吸收剂进料罐19。
自脱丙烯单元丙烯吸收塔3塔顶来的脱丙烯干气和自乙烯解吸 塔26塔顶来的富乙烯气混合后进入烷基化反应单元的乙烯吸收塔9 的下部，与塔顶进入的贫循环吸收液24逆流接触，乙烯吸收塔9塔 顶未被吸收的吸收尾气送入产品分离单元23回收气体中夹带的苯， 塔底的富循环吸收液经反应器进料泵10增压后，经原料第一换热器 11、原料第二换热器12后进入烷基化反应器14，烷基化反应产物经 原料第二换热器12换热、蒸汽发生器15取热，再经液力透平16减 压进入反应产物闪蒸罐17，从反应产物闪蒸罐17顶出来的气相进入闪蒸气换热器18降温，闪蒸气换热器18可副产热水或用循环水冷却， 之后进入吸收剂进料罐19分液，未冷凝的气相进入脱乙烷塔22。从 闪蒸罐17罐底出来的液相物料与原料第一换热器11换热后分为两股， 第一股物料进入吸收剂进料罐19，与苯干燥单元来的混合苯混合后， 经吸收剂增压泵20抽出，在吸收剂冷却器21冷却后，作为乙烯吸收 塔的循环吸收液24送入塔顶；另一部分作为产物送往后续产品分离 单元23；从产品分离单元23来的吸收剂进入脱乙烷塔22塔顶，与 乙烯吸收塔9塔顶来的吸收尾气逆流接触后，未被吸收的富乙烷气从 塔顶出来送出装置，富乙烷气可作为乙烷裂解装置的原料；脱乙烷塔 22塔底组分送入产品分离单元23。
来自烷基化反应单元的反应产物在产品分离单元23分离得到乙 苯、多乙苯及循环苯等产品或中间产品。
为适应更大规模乙苯生产装置，可以在烷基化反应单元增加一个 或一个以上并联烷基化反应器14及相应配套的换热、减压、闪蒸等 系统；
附图2与附图1的是区别在于，在混合干气进乙烯吸收塔9前设 干燥器作为保护床，在上游设备波动时仍能满足催化剂对干气中水含 量的要求。
【实施例1】
某40万吨/年催化干气液相制乙苯装置，采用图1的流程。
其中：
丙烯吸收塔理论板12层，吸收压力0.9MPag，吸收温度15℃；
乙烯解吸塔理论板数12层，操作压力0.93MPag，塔底温度174℃
乙烯吸收塔采用填料塔或板式塔，吸收压力2.0MPag，吸收温度 40℃；
烷基化反应单元进料的总苯/总乙烯摩尔比为3.1:1；
烷基化反应器：设2台，一开一备，反应温度205℃，压力3.0MPag；
液力透平出口压力为0.6MPag；
脱乙烷塔采用10块理论塔板，塔顶压力为0.55MPag。
工艺条件和原料数据如表1所示。
表1原料含乙烯干气组成
| 项目 | 催化干气 | 新鲜苯 |
| 压力，MPag | 1.0 | 0.5 |
| 温度，℃ | 35 | 40 |
| 质量流量kg/h | 33254 | 10330 |
| H<sub>2</sub> | 946 | |
| N<sub>2</sub> | 3670 | |
| O<sub>2</sub> | 382 | |
| CO | 260 | |
| CO<sub>2</sub> | 438 | |
| CH<sub>4</sub> | 8584 | |
| C<sub>2</sub>H<sub>4</sub> | 12877 | |
| C<sub>2</sub>H<sub>6</sub> | 5241 | |
| C<sub>3</sub>H<sub>6</sub> | 767 | |
| C3H<sub>8</sub> | 21 | |
| C4+ | 67 | |
| 苯 | 35530 |
本实施例分离后的产品如表2所示。
表2主要产品产量及组成
根据计算，在本实施例中，乙烯转化率可达到99.95％以上， 乙烯回收率达到99.1％以上。与同规模气相法工艺相比，装置 能耗降低约50％。
上面对本专利的实施方式作了详细说明，但是本专利并不限于上 述实施方式，在本领域的普通技术人员所具备的知识范围内，还可以 在不脱离本专利宗旨的前提下做出各种变化，例如根据流程需要设置 机泵、空冷器、换热器、等分或不等分N股液相烷基化反应进料等， 例如乙烯吸收塔采用1个或多个等，例如N个液相反应器采用并联进 料或串并联进料方式等，均在本发明专利的保护范围内。
Claims (20)
1.一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，包括下述步骤：
1)来自上游的含乙烯干气原料先经水洗脱除夹带的微量杂质，然后进入干气压缩机，经干气压缩机升压后，气相送入脱丙烯单元；
2)经步骤1)升压后的含乙烯干气进入脱丙烯单元的丙烯吸收塔与自塔顶进入的吸收剂逆流接触，脱丙烯干气从丙烯吸收塔顶出来后，去烷基化反应单元。丙烯吸收塔底物料经换热后返回乙烯解吸塔；乙烯解吸塔顶出来的富乙烯气与脱丙烯干气一起送往乙烯吸收塔，乙烯解吸塔底物料送至丙烯解吸塔；脱除丙烯后的丙烯解吸塔底物料作为循环吸收剂返回至乙烯解吸塔和丙烯吸收塔塔顶，丙烯解吸塔塔顶的富丙烯气送出装置；
3)新鲜苯与来自产品分离单元的循环苯混合后进入苯干燥器，在苯干燥器中脱除微量水后，送往烷基化反应单元；
4)步骤2)中丙烯吸收塔塔顶来的脱丙烯干气和乙烯解吸塔顶的富乙烯气混合后进入烷基化反应单元的乙烯吸收塔下部，与塔顶进入的贫循环吸收液逆流接触，乙烯吸收塔塔顶的吸收尾气送至产品分离单元，乙烯吸收塔塔底的富循环吸收液用泵升压、换热后进入烷基化反应器。
5)从烷基化反应器出来的反应产物与反应器进料换热、经减压后进入反应产物闪蒸罐，从反应产物闪蒸罐顶出来的气相进入脱乙烷塔，从闪蒸罐底出来的液相物料一部分作为乙烯吸收塔的贫循环吸收液送至吸收剂进料罐，从步骤3)苯干燥单元来的干燥后的混合苯也进入吸收剂进料罐，然后一起经吸收剂增压泵升压后送至乙烯吸收塔；另一部分送往后续产品分离单元；
6)脱乙烷塔塔顶分离得到富乙烷气送出装置，塔底组分送往后续产品分离单元。
2.根据权利要求1所述的含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其特征在于：步骤4)中混合干气进入乙烯吸收塔前设置干燥器，脱除以相平衡形式存在于混合干气中的微量水分，在干燥器脱水后，控制干燥后混合干气中的水含量≯300ppm。
3.根据权利要求1所述的含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其特征在于：步骤1)所述含乙烯干气原料中乙烯体积含量为5％～95％。
4.根据权利要求1所述的含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其特征在于：步骤2)所述吸收剂在丙烯吸收塔与含乙烯干气逆流接触，所述吸收剂是含苯、乙苯、甲乙苯和二乙苯中的一种或一种以上。
5.根据权利要求1所述的含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其特征在于：所述吸收塔的理论塔板10～50层，塔顶压力为0.6～4.5MPag，吸收温度为5～60℃，解吸温度为150～280℃。
6.根据权利要求1所述的含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其特征在于：步骤2)中丙烯解吸塔底物料作为循环吸收剂经吸收剂循环泵抽出后，再经吸收剂换热器和吸收剂缓冲罐后，分别返回至乙烯解吸塔和丙烯吸收塔塔顶。
7.根据权利要求1所述的含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其特征在于：所述步骤1)中干气压缩机出口压力为1.2～3.0MPag。
8.根据权利要求1所述的含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其特征在于：步骤4)乙烯吸收塔塔顶未吸收的轻组分气体进入产品分离单元的尾气吸收塔，经乙苯、多乙苯或丙苯等重组分吸收后，塔顶的甲烷氢送至燃料气管网或其他装置回收氢气，吸收后的液体送至产品分离单元回收其中的苯。
9.根据权利要求1所述的含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其特征在于：步骤4)所述从乙烯吸收塔底出来的液相物料分别经反应器进料泵增压、原料第一换热器、第二换热器换热后进入烷基化反应器；步骤5)所述烷基化反应产物经原料第二换热器换热、蒸汽发生器取热，再经液力透平减压进入反应产物闪蒸罐。
10.根据权利要求1所述的含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其特征在于：步骤5)所述烷基化反应产物需在闪蒸罐中闪蒸出不凝气，不凝气经热水换热器、冷却器降温后进吸收剂进料罐，从吸收剂进料罐顶出来的气体送往脱乙烷塔，回收的富乙烷气送往其它装置，脱乙烷塔塔底凝液富含苯返回到产品分离单元。
11.根据权利要求1所述的含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其特征在于：在步骤5)中所述液力透平出口压力为0.3MPag～1.5MPag。
12.根据权利要求1所述的含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其特征在于：所述烷基化反应器为液相烷基化反应器，一个或N个并联，N个并联时烷基化反应器进料分为N股液相物料分别进入N个反应器(或反应床层)，N优选等分，1≤N≤10，根据含乙烯干气液相法制乙苯装置的工程设计规模大小确定N的个数。
13.根据权利要求1所述的含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其特征在于：所述液相烷基化反应器入口温度范围为150～250℃，压力范围为2.5～5MPag，烷基化反应器温升范围为5～60℃。
14.根据权利要求1所述的含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺，其特征在于：所述脱乙烷塔理论塔板5～50层，塔顶压力为0.2～2.0MPag，吸收剂进塔顶的温度为15～40℃。
15.根据权利要求1-14所述的工艺进行一种含乙烯干气液相法生产乙苯的装置，包括含乙烯干气预处理单元、脱丙烯单元、苯干燥单元、烷基化反应单元和产品分离单元，各单元通过管线相连接，其特征在于：所述含乙烯干气预处理单元依次为水洗塔和干气压缩机；所述脱丙烯单元依次为丙烯吸收塔、乙烯解吸塔和丙烯解吸塔，三塔之间通过管线连接；所述苯干燥单元为苯干燥器；所述烷基化反应单元包括乙烯吸收塔、吸收剂进料罐、原料换热器、烷基化反应器、蒸汽发生器、产物闪蒸罐和脱乙烷塔，相互之间通过管线相连；所述干气压缩机出口与丙烯吸收塔下部相连；所述丙烯吸收塔顶部和乙烯解吸塔顶部与乙烯吸收塔下部相连。
16.根据权利要求15所述的含乙烯干气液相法生产乙苯的装置，其特征在于：在丙烯吸收塔顶部和乙烯解吸塔顶部与乙烯吸收塔之间还设置有干燥器。
17.根据权利要求15所述的含乙烯干气液相法生产乙苯的装置，其特征在于：所述苯干燥器与烷基化反应单元的吸收剂进料罐相连。
18.根据权利要求15所述的含乙烯干气液相法生产乙苯的装置，其特征在于：所述丙烯吸收塔底经丙烯吸收塔底泵和吸收剂换热器与乙烯解吸塔中部相连，乙烯解吸塔塔底和丙烯解吸塔中部相连；丙烯解吸塔底经吸收剂循环泵与丙烯吸收塔顶和乙烯解吸塔顶相连。
19.根据权利要求15所述的含乙烯干气液相法生产乙苯的装置，其特征在于：所述烷基化反应单元中乙烯吸收塔底通过反应器进料泵与烷基化反应器底部相连；烷基化反应器顶部经液力透平进入产物闪蒸罐，产物闪蒸罐顶部经闪蒸气换热器进入吸收剂进料罐，吸收剂进料罐顶部与脱乙烷塔下部相连，产物闪蒸罐底部分别与乙烯吸收塔和产品分离单元相连通；吸收剂进料罐底部经吸收剂增压泵与乙烯吸收塔相连通。
20.根据权利要求15所述的含乙烯干气液相法生产乙苯的装置，其特征在于：乙烯吸收塔底经反应器进料泵、原料第一换热器、原料第二换热器与烷基化反应器底部相连；烷基化反应器顶部经原料第二换热器、蒸汽发生器、液力透平与产物闪蒸罐相连；产物闪蒸罐罐底与原料第一换热器连通，并分为两路，一路与产品分离单元相连通；另一路通过吸收剂进料罐、吸收剂增压泵与吸收剂冷却器相连通；吸收剂冷却器出口与乙烯吸收塔相连通。
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| CN202210859092.3A Pending CN115368197A (zh) | 2022-07-21 | 2022-07-21 | 一种含乙烯干气液相法生产乙苯的工艺及装置 |
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Citations (5)
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|---|---|---|---|---|
| US20010018545A1 (en) * | 1999-12-10 | 2001-08-30 | Jirui Zhang | Process and apparatus for preparation of ethylbenzene by alkylation of benzene with dilute ethylene contained in dry gas by catalytic distillation |
| US20040254412A1 (en) * | 2003-06-10 | 2004-12-16 | Pohl Stephen L. | Process for the production of alkylbenzene with ethane stripping |
| CN107827692A (zh) * | 2017-04-28 | 2018-03-23 | 常州瑞华化工工程技术有限公司 | 一种用高浓度乙烯气生产乙苯的方法 |
| CN114669245A (zh) * | 2022-04-08 | 2022-06-28 | 中石化广州工程有限公司 | 一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置 |
| CN114671732A (zh) * | 2022-04-07 | 2022-06-28 | 中石化广州工程有限公司 | 一种含乙烯干气液相法制乙苯的工艺 |
-
2022
- 2022-07-21 CN CN202210859092.3A patent/CN115368197A/zh active Pending
Patent Citations (5)
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| CN114669245A (zh) * | 2022-04-08 | 2022-06-28 | 中石化广州工程有限公司 | 一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置 |
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