CN1160748A - 一种石油烃类催化转化产物的分离方法 - Google Patents

一种石油烃类催化转化产物的分离方法 Download PDF

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一种富含丙烯、丁烯的催化转化产物的分离方法，其特点在于将裂化产物进入分馏塔，从塔底同时抽出回炼油和油浆混合物，其热量直接作稳定塔重沸器的热源，分馏塔中段循环回流作脱吸塔重沸器热源；也可以将中段循环回流与回炼油和油浆混合物进行换热提高温位后，依次作稳定塔重沸器和脱吸塔重沸器的热源。本发明的方法解决了富含丙烯、丁烯的反应油气分离所需的热量，而且降低油浆中的固含量浓度，减少分馏塔底和油浆换热器的结焦。

Description

一种石油烃类催化转化产物的分离方法
本发明属于石油烃类催化裂化反应油气的分离方法，更具体地说，它是一种富含丙烯、丁烯的催化转化产物的分离方法。
流化催化裂化(FCC)装置除反应、再生部分外，还包括分馏和吸收-稳定系统。典型的FCC分离系统是从反应器来的反应油气进入分馏塔底部，在分馏塔分成几个中间产品：塔顶为粗汽油和富气，侧线有轻柴油、重柴油和回炼油，塔底是油浆。塔顶汽油和富气去吸收-稳定系统进一步分离，轻、重柴油分别经过汽提塔，再经换热、冷却后出装置(林世雄主编，《石油炼制工程》下册，第二版，石油工业出版社，59～61页)。
分离系统还包括换热系统。分馏塔的剩余热量较多，为保证全塔汽-液负荷相差不过于悬殊，并回收高温位热量，需要采取合理的取热方式。典型的FCC的分离系统的换热过程是将回炼油从分馏塔中部抽出，经换热后送回反应器回炼；塔的中段回流提供脱吸塔和稳定塔重沸器的热量(张锡鹏等编，《炼油工艺学》，石油工业出版社，1982)。该分离系统如用于富含C3 ＝、C4 ＝组分的催化转化产物(下称反应油气)，达不到所需要的分离效果。对于像专利号为CN87105428.0(下称DCC)和CN91108425.8(下称MGG)的催化转化技术，C3、C4组分较常规的FCC增加1.5～4倍，这就导致吸收塔的总吸收剂量的增加，脱吸塔和稳定塔重沸器热负荷大幅度增加，因此仅是分馏塔中段回流的热量已不足于提供脱收塔和稳定塔重沸器所需的热量，例如50t/h的常压渣油MGG工艺技术，得到约13.3t/hC3、C4，若用FCC常规换热流程，分馏塔中段回流热量约为3.056×103MJ/h，但由于C3、C4组份增加，稳定塔和脱吸塔重沸器所需总热量约为3.573×103MJ/h，因此中段回流的热量显然不能满足要求。
本发明的目的是改进已有的FCC分离技术，提出一种可以满足富含C3 ＝、C4 ＝催化转化产物的分离方法，保证C3 ＝的回收率在95％以上，并同时得到合格的液化气和汽油。
本发明的另一个目的是简化分馏塔的操作，降低油浆的固含量，减少分馏塔底及油浆换热设备的结焦。
本发明的分离方法包括分馏、吸收-脱吸和稳定系统，其主要特点是将分馏塔的回炼油和油浆一起从塔底抽出，其中一部分用作稳定塔重沸器的热源，分馏塔中段回流作脱吸塔重沸器热源，从而解决了脱吸塔和稳定塔的热量不足，保证富含C3、C4的反应油气的有效分离。具体分离步骤依次为：
1.从反应器来的含C3、C4的反应油气进入分馏塔下部，与来自稳定塔重沸器及循环油浆换热器换热后的循环油浆逆流接触后向上通过塔盘分馏，塔顶分出的含C3、C4气体和汽油送吸收-稳定系统，侧线出柴油，塔底为回炼油和油浆；
2.将(1)步塔底回炼油和油浆一起从塔底抽出，一部分去反应器或经换热后送出装置，另一部分作为循环油浆经稳定塔底重沸器和循环油浆换热器换热降至250～320℃后去(1)步分馏塔挡板上部与反应油气逆流接触，从稳定塔底重沸器出来的稳定汽油一部分作吸收塔补充吸收剂，一部分经适当处理后作产品送出装置；
3.(1)步分馏塔中段循环回流通过脱吸塔底重沸器，经与脱乙烷汽油换热，再经中段回流换热器后返回(1)步分馏塔中段循环回流出口端上层塔盘，脱乙烷汽油经换热升温后进入稳定塔的中部塔盘。
本发明的分离流程还可以将分馏塔中段回流先与从塔底抽出的回炼油和油浆换热，提高温位后再依次作为稳定塔重沸器和脱吸塔重沸器的热源。具体分离步骤为：
1.从反应器来的含C3、C4的反应油气进入分馏塔下部，与来自中段循环回流换热器和循环油浆换热器换热后的循环油浆逆流接触后向上通过塔盘分馏，塔顶分出的C3、C4气体和汽油送入吸收-稳定系统，侧线出柴油，塔底为回炼油和油浆；
2.将(1)步塔底回炼油和油浆同时抽出，一部分去反应器或经换热后送出装置，另一部分作为循环油浆先与分馏塔中段循环回流换热，然后经循环油浆换热器换热降至250～320℃，再返回(1)步分馏塔挡板上部与反应油气逆流接触；
3.将(2)步与回炼油和油浆换热提高温位后的中段循环回流，依次经稳定塔重沸器、脱吸塔重沸器及中段循环回流换热器后返回(1)步分馏塔中段循环回流出口端的上层塔盘。
下面结合附图描述本发明的流程。
附图1和附图2为本发明的两个不同的分离流程。
由图1可知，来自反应沉降器的富含C3、C4的反应油气I进入分馏塔1人字挡板下部，然后经过八层人字挡板与来自经过稳定塔重沸器18及循环油浆换热器19的循环油浆逆流接触，循环油浆将反应油气中携带的催化剂粉尘洗涤下来，并使油气降至270～360℃后向上通过塔盘进行分馏。所述的分馏塔操作压力为0.13～0.23MPa(绝)。所述的反应油气I入分馏塔1的温度为480～560℃，压力为0.11～0.23MPa(绝)，反应油气I的组成(W％)：C2及C2以下干气2～10，C3、C4气体10～50(其中C3 ＝、C4 ＝60～85)，C5 +汽油15～55，轻柴油5～30，重循环油＋油浆4～40。由泵24从分馏塔1底部同时抽出回炼油和油浆混合物(下称循环油浆)分成两路：一路VIII去反应器或经换热后送出装置；另一路依次进入稳定塔6底重沸器18和循环油浆换热器19换热后返回分馏塔1人字挡板上，以冲洗挡板，冷却反应油气和调节分馏塔底温度，也可根据需要将部分换热后的循环油浆VII送出装置，所述的换热器18、19管程线速为0.6～1.6m/s，最好为0.8～1.1m/s，所述的分馏塔1底部的温度不大于360℃，以防塔底结焦；中段循环回流从分馏塔1中部抽出，经脱吸塔底重沸器16及换热器17后返回分馏塔1中段循环回流出口端较上层的塔盘。自分馏塔1中部塔盘分馏出的轻柴油经汽提塔2、换热器14、泵25、冷却器15后作为产品VI送出装置。
图1分馏塔顶油气经冷凝冷却后进入油气分离器7，分离出含C3、C4的富气经压缩机8压缩至0.6～1.6MPa(绝)，经冷却器9冷却至60℃左右，与来自吸收塔3底部的富吸收油、脱吸塔4顶部的脱吸气混合，再经冷却器10冷却至40℃左右后进入油气分离器11，分离出的气相进入吸收塔3下部，与由泵23从分离器7抽出打入吸收塔3上部的粗汽油和由泵27打入的作补充吸收剂的稳定汽油逆流接触，进行吸收过程，含有少量的吸收剂及C3、C4的贫气离开塔顶去再吸收塔5，经再次吸收后干气II从塔顶出来进入下游装置，所述的吸收塔3顶部的压力为0.6～1.5MPa(绝)，再吸收塔5顶部压力为0.5～1.4MPa(绝)；由分离器11分离出的液相由泵26抽出经换热器20送到脱吸塔4顶部，塔4底部的脱乙烷油由泵28抽出经换热器22换热升温后打入稳定塔6中部塔盘，塔4底部重沸器16热源由分馏塔1中段循环回流供给，所述的脱吸塔4的压力为0.6～1.5MPa(绝)。
图1流程的稳定塔6的顶部馏出的大部分C3、C4以下轻组分经冷凝冷却器12进入回流罐13，然后用泵29抽出，一部分作稳定塔6回流，另一部分作为液化气IV出装置，从稳定塔6底部重沸器18出来的稳定汽油经换热器22、20换热再经冷却器21冷却后分成两部分：一部分去吸收塔3顶作补充吸收剂，另一部分作产品汽油V出装置。所述的稳定塔6底重沸器18热源由分馏塔1底部抽出的回炼油和油浆提供，所述的稳定塔6顶部压力为0.6～1.4MPa(绝)。
由图2看出，该流程与图1流程主要不同点在于：(1)分馏塔1底部抽出的回炼油和油浆混合物经中段循环回流换热器19，先与从分馏塔1中部抽出的中段循环回流换热，再经换热器20返回分馏塔1人字挡板的上部；(2)分馏塔1中段循环回流经换热器19换热升温后依次经稳定塔底重沸器18、脱吸塔底重沸器17、换热器16返回分馏塔1中段循环回流出口端较上层的塔盘。所述的中段循环回流换热器19的管程线速为0.6～1.6m/s，最好在0.8～1.1m/s。
本发明的优点在于：(1)由于采用从分馏塔底同时抽出回炼油和油浆混合物直接作稳定塔重沸器的热源以及分馏塔中段循环回流的热量作脱吸塔重沸器的热源，或是将中段循环回流与回炼油和油浆混合物换热提高温位后再依次用作稳定塔重沸器和脱吸塔重沸器的热源，解决了现有分离流程不能满足像DCC、MGG技术产生的富含C3 ＝、C4 ＝的反应油气分离所需的热量，例如，前面已经提到在50t/h的常压渣油MGG技术，得到约13.3t/hC3、C4，稳定塔和脱吸塔重沸器共需热量约3.573×103MJ/h(分别为2.423×103MJ/h和1.150×103MJ/h)，FCC常规换热流程不能满足要求，若采用本发明的流程，分馏塔循环油浆的热量为3.643×103MJ/h，中段回流热量为3.056×103MJ/h，将其分别供给稳定塔重沸器和脱吸塔重沸器的所需热量，则可满足要求，而且分别控制易于操作，同时也提高了分离效率，经吸收稳定系统后，C3 ＝的吸收率和C2脱吸率均可达到95％以上；(2)由于将分馏塔底回炼油和油浆同时抽出，这样就降低了油浆中的固体催化剂粉末的浓度，防止分馏塔底及油浆换热器结焦，从而延长了设备运转时间，同时由于少了回炼油侧线，简化了分馏塔的操作；(3)采用本发明的流程2，可以方便地改造现有的FCC的分离流程，只需增加一个中段循环回流换热设备，控制回炼油和油浆混合物与中段循环回流的换热温度即可满足吸收-稳定系统分离所需的热量。
下面用实例进一步说明本发明的特点。
实例1
本实例采用本发明图1流程。入分馏塔反应油气是由常压渣油为原料的MGG装置提供，其组成见表1。各塔操作条件见表2。分离效果见表3。
由表3看出，汽油干点和轻柴油初馏点相差14℃，柴油和油浆重迭较少，说明分馏塔分馏效果符合要求；油浆中固含量较低，仅3～6g/l；液化气中＜C2为0，丙烯回收率在95％以上，说明分离效果明显。
实例2
本实例采用本发明图2流程。入分馏塔反应油气是由蜡油掺20％渣油为原料的MGG装置提供，其组成见表4。各塔操作条件及分离效果分别见表5和表6。
由表6看出，汽油干点和轻柴油初馏点相差17℃，柴油与油浆切割点正常，说明分馏塔分馏效果符合要求；油浆中的固含量较低；液化气中＜C2为0，≥C5仅占0.5～1.3％，丙烯的回收率在95％以上，说明分离效果较好。
    表1入分馏塔反应油气组成
  组成     含量，W％
  N2O2CO2COH2OH2SH2CH4C2H6C2H4C3H8C3H6iC4H10nC4H10iC4H8C4H8-1tC4H8-2cC4H8-2C5＋汽油轻柴油油浆塔底搅拌蒸汽柴油汽提塔汽提蒸汽合计     0.950.020.280.018.65-0.331.140.841.511.216.953.080.772.265.2840.538.6715.900.900.72100.0
         表2操作条件
  项目     操作条件
  分馏塔塔顶压力，    MPa(表)塔顶温度，    ℃顶循抽出温度，℃柴油抽出温度，℃中段抽出温度，℃塔底温度，    ℃吸收塔塔顶压力，    MPa(表)塔顶温度，    ℃塔底温度，    ℃脱吸塔塔顶压力，    MPa(表)塔顶温度，    ℃塔底温度，    ℃重沸器温度，  ℃稳定塔塔顶压力，    MPa(表)塔顶温度，    ℃回流温度，    ℃塔底温度，    ℃重沸器温度，  ℃回流比， 0.076981332312813461.024-1.05238796.40.8256321541651.5
                 表3产品分离效果
项目  油浆 稳定汽油 轻柴油 干气 液化气
馏程，℃初馏点10％30％50％70％90％终馏点凝点，℃C2以下，w％≥C3，v％C4，v％C3H6回收率，w％固含量，g/l 2893703894063～6 445869891191591980 212236251270295325345-1 ＜5 0＞95
  表4入分馏塔反应油气组成
  组成     含量，W％
  H2ON2O2CO2H2SH2CH4C2H6C2H4C3H8C3H6iC4H10nC4H10C4H8-1iC4H8tC4H8-2cC4H8-2C5＋汽油轻柴油油浆塔底汽提蒸汽柴油汽提塔汽提蒸汽合计     10.090.850.020.260.120.031.060.861.191.897.235.551.381.281.411.851.4439.5510.1711.951.090.73100.00
           表5操作条件
  项目     操作条件
  分馏塔塔顶压力(表)，MPa塔顶温度，    ℃顶循抽出温度，℃中循抽出温度，℃塔底温度，    ℃吸收塔塔顶压力(表)，MPa塔顶温度，    ℃塔底温度，    ℃脱吸塔塔顶压力(表)，MPa塔顶温度，    ℃塔底温度，    ℃重沸器温度，  ℃稳定塔塔顶压力(表)，MPa塔顶温度，    ℃塔底温度，    ℃重沸器温度，  ℃回流温度，    ℃回流比， 0.0951091382563340.837401.15486110～1150.9560153165341.36
                表6  产品分离效果
项目 稳定汽油 轻柴油   干气 液态烃   油浆
馏程，℃初馏点10％30％50％70％90％95％干点凝固点，℃C2以下，w％≥C3，v％≥C5，v％C3H6回收率，w％固含量，g/l 35-37506691132178204 221240254267283316345＜-20 ＜5 0.00.5-1.3＞95 3553994164414815665910.28

Claims (7)

1.一种富含丙烯和丁烯的催化转化产物的分离方法，包括分馏、吸收-脱吸和稳定系统，其特征在于本发明分离步骤依次为：
(1)从反应器来的含C3、C4的反应油气进入分馏塔下部，与来自稳定塔重沸器及循环油浆换热器换热后的循环油浆逆流接触后向上通过塔盘分馏，塔顶分出的含C3、C4气体和汽油送吸收-稳定系统，侧线出柴油，塔底为回炼油和油浆；
(2)将(1)步塔底回炼油和油浆混合物同时抽出，一部分去反应器或经换热后送出装置，另一部分作为循环油浆经稳定塔底重沸器和循环油浆换热器降至250～320℃后去(1)步分馏塔挡板上部与反应油气逆流接触，从稳定塔底重沸器出来的稳定汽油一部分去脱吸塔，另一部分送出装置；
(3)分馏塔中段循环回流通过脱吸塔底重沸器，再经中段循环回流换热器换热后返回(1)步分馏塔中段循环回流出口端的上层塔盘。
2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于分馏塔操作压力为0.13～0.23MPa(绝)，吸收塔和脱吸塔压力为0.6～1.5MPa(绝)，稳定塔顶压力为0.6～1.4MPa(绝)。
3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于循环油浆换热器管程线速为0.6～1.6m/s。
4.一种富含丙烯和丁烯的催化转化产物的分离方法，包括分馏、吸收-脱吸和稳定系统，其特征在于本发明的分离步骤依次为：
(1)从反应器来的含C3、C4的反应油气进入分馏塔，与来自挡板上部的循环油浆逆流接触后向上通过塔盘分馏，塔顶分出的含C3、C4气体和汽油送吸收-稳定系统，侧线出柴油，塔底为回炼油和油浆；
(2)将(1)步塔底回炼油和油浆混合物同时抽出，一部分去反应器或经换热后送出装置，另一部分作为循环油浆先与分馏塔中段循环回流换热，然后再经循环油浆换热器换热降至250～320℃后，返回(1)步分馏塔挡板上部；
(3)将(2)步与回炼油和油浆混合物换热提高温位后的中段循环回流，依次经稳定塔重沸器、脱吸塔重沸器及中段循环回流换热器后返回(1)步分馏塔中段循环回流出口端的上层塔盘。
5.按照权利要求4所述的方法，其特征在于中段循环回流与回炼油和油浆换热器的管程线速为0.6～1.6m/s。
6.按照权利要求1或4所述的方法，其特征在于入分馏塔反应油气的温度为480～560℃，压力为0.15～0.23MPa(绝)。
7.按照权利要求1或4所述的方法，其特征在于入分馏塔的反应油气的组成(W％)：C2及C2以下干气2～10；C3、C4气体10～50，其中C3 ＝和C4 ＝占60～85；C5 +汽油15～55；轻柴油5～30；重循环油和油浆4～40。
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