CN1961059B - 采用催化蒸馏和固定床催化步骤的组合的改进的烯烃装置回收系统 - Google Patents

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Abstract

本发明是对现有技术的改进，所述改进涉及C2-C5和更重质炔烃及二烯烃在热裂解进料流的催化氢化，而C2-C3烯烃没有被大量氢化。所述改进包括使用固定床氢化反应器系统和用于现有技术的催化蒸馏装置的改进形式。催化蒸馏装置的改进包括液体回收方案的改进。在许多条件下，与改进的催化蒸馏结合的固定床反应器使得乙炔100％转化并帮助维持其它二烯烃和炔烃的高转化而没有乙烯和丙烯转化。这些条件变化包括但不局限于进料二烯烃和炔烃的组成，进料中一氧化碳的摩尔百分比和催化剂的失活。只采用催化蒸馏，不能在没有乙烯损失的情况下实现如上所述的炔完全转化，在工业运转的许多条件下也不可能存在满意的运转和控制。

Description

采用催化蒸馏和固定床催化步骤的组合的改进的烯烃装置回收系统
发明背景
本发明涉及一种烯烃的生产方法，特别涉及处理裂解炉排出物以更有效地回收产物和处理副产物。
在由各种原料热解生产乙烯和丙烯的过程中，产生了几种副产物及不饱和二烯烃和炔烃。从热解炉产生的纯排出物(一般称为裂解气)需要进行从原烯烃产物中分离出副产物并除去二烯烃和炔烃的处理。从裂解气除去C2及重质的二烯和炔烃物质通过蒸馏分离与氢化反应的结合来进行。特别对于炔烃而言，单独分离会导致乙烯产物过多损失，这是由于乙炔和乙烯的相对挥发度非常相近所致。目前，在几个独立处理工序中进行蒸馏和氢化来独立分离和氢化C2、C3、C4化合物。目前要求氢化之前对不同烃进行分离以更好地控制氢化、延长催化剂寿命并提高性能。
广泛使用的常规技术的一个缺点是必须消耗大量的能量来得到依次从裂解气分离出氢和碳原子数更高的分子所需的高压和低温。此外，每种烃的氢化步骤要求独立的反应器体系，所述反应器体系由多件设备组成，这提高了资金总额和装置复杂性。
美国专利5,679,241中概述的发明建议一步转化所有C2-C5、更重质的炔烃和二烯烃，而不会氢化C2或C3烯烃。该发明认为在进行大幅压缩和低温冷却前采用一个催化蒸馏装置对热、相对低压裂解气进行处理是可能的。此外，如果需要，认为相同的一步方法能将C4烯烃氢化成烷烃而同样不损失C2或C3烯烃。该专利涉及一种系统，这种系统被描述为在所需低温分离之前，能通过将C2-C4炔烃和二烯烃以及C4和更重质烯烃氢化成烷烃来除去裂解气中70％以上的氢。除去70％以上的氢，这样将显著降低分离C2和更重质组分所需的能量，从而改善了经济性。通过降低氢分压，在较低压力和简单冷却条件下实现分离。然而，已经表明：在不通过氢化损失大量乙烯和丙烯成为烷烃的情况下，在一步系统中不会发生这种高程度的氢化。
US专利5,679,241中所述的方法具有明显的局限性。首先，在乙烯装置运行中，C2炔烃特别需要通过氢化除去，因为通过蒸馏将其除去特别困难，要求大量设备和能量成本。由于乙炔是一种聚合催化剂毒物，必须将其除去至低水平，一般低于1-2ppm。在单一催化蒸馏塔中氢化所有C2炔烃至该水平同时没有乙烯损失或相反优选乙烯增量的能力在合理催化剂体积和工业可行的运行条件下是不可能的。第二，在一氧化碳流(这会影响催化剂活性)和/或进料中二烯烃/炔烃浓度变化过程中难于维持该方法的进行且难于在工业规模中实现。第三，处理最终的催化剂失活的方法非常有限。由于这些设备在两次停车之间必须长时间运行，唯一的做法是在可分离的反应塔中存在大量催化剂或独立的催化剂区且在其它部分保持运行时替换催化剂。当使用较大的催化剂体积，须在较低温度下运行以免催化剂仍有活性时超活。这将由于需要冷冻来控制低温运行和/或塔内冷却液体的大量循环而对经济性产生负面影响。特定的试车表明：
a.当运行该单一催化蒸馏塔来除去超过95％的C2炔烃时，伴随的乙烯损失超过1％重量。这在经济上是不能令人满意的。
b.当运行单一催化蒸馏塔时，如果C4烯烃的氢化超过20％，预计采用现有催化剂会有大量乙烯损失。
c.为了在运行单一催化蒸馏塔并保持特别高的转化率和脱氢时使得乙烯和丙烯损失最小，该设计需要大量的催化剂，这可由低产率且需要冷冻的低温运行证明。
d.进料中一氧化碳变化时催化剂活性会产生较大变化。如果在一步法中发生这种变化，会导致脱炔烃效率降低和随后不合格产物所带来的损失。由于CO中毒导致催化剂活性损失对运行的影响等同于催化剂老化对运行的影响。
e.乙烯裂解炉中原料较大变化会导致炔烃和二烯烃以及氢流的较大变化。当氢与反应物的比例发生变化时，一步法随着这些变化而调整的能力有限。结果是炔烃过量导致乙烯产品不合格或由于过量反应使得有用的乙烯和丙烯的高度损失，除非该体系具有大量和昂贵的保险设计，能用来克服这些工艺变化。
发明概述
本发明涉及处理各种原料热解得到的裂解气排出物的改进方法。主要目标仍然是通过氢化进料中的C2-C5二烯烃和炔烃除去排出物中的大部分氢，同时基本上实现C2炔烃完全氢化，而没有大量氢化乙烯和丙烯。在所述改进方法中，即使存在一氧化碳浓度波动、二烯烃和炔烃进料浓度变化和催化剂失活及其它可预见的工艺变化，这个目标仍可以实现。本发明涉及采用改进的液体循环和固定床氢化反应器系统进行催化蒸馏的方法。具体地讲，保持或调整催化蒸馏的运行条件以实现炔烃和二烯烃的最大氢化，同时乙烯和丙烯没有任何损失且优选通过C2炔烃的氢化使得乙烯的量得到增加。在工艺条件变化的情况下，通过固定床氢化系统可能保持所有C2-C5炔烃和二烯烃的稳定高转化和C2炔烃的100％转化(乙烯和丙烯仍然不氢化)，所述固定床氢化系统中剩余的C2炔烃同样被完全氢化而没有大量的乙烯或丙烯被氢化。
附图简述
图1为只包括催化蒸馏和温度控制用的塔底循环的现有技术的流程图。
图2为对本发明进行说明的流程图。
图3为本发明与现有技术对比的乙烯增量或损失对应二烯烃产量的图。
图4为类似于图2的流程图，但对本发明的另一实施方案进行说明。
图5为本发明的另一实施方案的流程图。
图6为对图5方法的作为选择的实施方案进行说明的流程图。
图7为类似于图2的流程图，但对本发明的作为选择的实施方案进行说明。
优选实施方案描述
为了对本发明进行更好地理解，将对美国专利5,679,241中所述方法代表的现有技术进行简单描述。本发明附图1实际上为现有专利附图的拷贝，但对其简化仅标明与本发明相关的那些特征。裂解气150经过压缩并进料至催化蒸馏塔156。该塔和本发明中的一样，同时进行催化反应和蒸馏。该塔在进料口下方有一个汽提段158，在进料口上方有一个精馏/反应段160(包括催化剂床166、168和170)。下行液体作为侧线馏分通过中间冷凝器180排出并越过相邻较低的催化剂床重新注入塔中。一部分反应热被这些中间冷凝器带走。来自汽提段的循环流260回流到塔顶部。该循环流260可为底部流的一部分262和/或汽提段的一部分264。
来自塔156的顶部流进入冷凝器186和188，该部分冷凝的流进入分离容器190。产物C2-C5顶部蒸汽194(含乙烯和丙烯)流出进行后续分离，冷凝烃则作为该塔的回流196。由于该发明的目标是从乙烯中完全除去炔烃杂质，同时没有损失进入该塔的乙烯，这必须在一步法(一个催化蒸馏塔)中完成。顶部蒸汽流被输送进入其它分馏单元(没有显示出来)，在所述分馏单元分离出各种碳原子数目的馏分。
催化蒸馏塔156中的氢化在液相进行。运行该塔，使得液相组成主要为C5组分。这使得乙烯和丙烯的液相浓度最小化，从而使得它们的反应最小化。然而，这两种有用烯烃在液体中的浓度不会为零。C2炔烃和C3炔烃及二烯烃比烯烃更具活性。液相中，他们优选分别反应成乙烯和丙烯。然而，当反应趋近完成(接近所需100％C2炔烃转化)，液相中不再存在高浓度的更高活性的C2炔烃。在这种条件下，乙烯将反应形成乙烷(烷烃)。此时乙烯开始发生损失。
减少催化蒸馏塔上部催化剂床的活性有几种选择。一种选择是降低温度。在单塔设计中降低一段的温度是困难的，这是因为蒸馏温度主要由塔压控制。为此，将要求第二塔在较低压力下运行。第二选择是在该上部采用不同的催化剂。设计该催化剂更选择性地氢化炔烃和二烯烃。然而这两种选择要求塔内的催化剂体积更高，从而增加了塔尺寸和成本。第三选择是采用现有技术中所示的中间冷却器。
现请参照图2，其说明本发明的一个实施方案，裂解气10在12处压缩到150-250psig，随后进料至催化蒸馏塔14。裂解气可预热或不预热，以与塔温匹配。裂解气一般通过一个或更多保护床15来除去铅(Pb)、砷(As)和汞(Hg)等有害物质。这些为已知的催化剂毒物，可用已知方式使用保护床来保护催化蒸馏催化剂。进入催化蒸馏塔后，8％-20％重量的二烯烃和炔烃进料在位于塔精馏段20的催化床16和18中氢化。催化床的催化组成可相同或不同。催化剂为已知的氢化催化剂，主要由装载在载体上的一种或多种VIIIA族金属(Ni、Pd、Pt)组成。一般使用Ag或Au和/或碱金属等添加剂来控制选择性和活性。特别适合该作用的选择氢化催化剂的具体实例已在美国专利6,417,136、5,587,348、5,698,752和6,127,588中描述。在催化蒸馏塔中使用的催化体系可由单一催化剂、具有不同金属负荷的催化剂(以调整塔不同部分的活性)或位于塔不同部分的不同金属催化剂的混合物组成。氢化在催化蒸馏方式的液相中进行。尽管只显示了两个活性催化床16和18，但这仅作为示例，根据特定装置的需要或通过使用更复杂的催化剂体系调整催化剂活性的需要，床的数目可为任意数。在精馏段20中存在分馏内部构件22和24(可为塔板或填充结构)。其它分馏内部构件可位于催化床16和18之间。汽提段26包括分馏内部构件28。
来自塔的顶部流42在顶部冷凝器44中根据需要通过冷却水或冷冻进行冷却，得到的蒸汽和液体在回流罐46中分离。来自回流罐46的所得液体通过管线48作为回流返回该塔。类似于现有技术，顶部蒸汽50含有C5和更轻质化合物的大部分，而液相48用于回流该塔。然而，顶部蒸汽50没有被输送至随后的分馏体系，而是进入由一个或多个催化剂床组成的固定床反应器体系，同时对所述蒸汽进料进行加热和/或冷却。顶部蒸汽50首先与最后的固定床反应器体系排出物74进行热交换。随后被输送至加热器66，在此进入第一固定床反应器68的蒸汽的温度受到控制。在反应器68中，在催化蒸馏塔中没有发生转化的部分C2炔烃和部分C3和更重质炔烃和二烯烃被氢化。采用一定的条件和一定数目的固定床反应器使得排出物74中完全不含C2炔烃，而整个体系(催化蒸馏和固定床反应器)中乙烯和丙烯没有损失。催化蒸馏塔上增加固定床反应器极大提高了整个系统的性能和该体系响应工艺变化和催化剂失活的能力。
催化蒸馏塔的精馏段的操作标准为：创造条件使得不饱和烃尽可能地氢化而乙烯和丙烯没有被氢化。这通过如下实现：
1.运行该塔，使得液相中乙烯和丙烯最少化，和
2.运行催化蒸馏塔，使得塔顶部蒸汽50中仍然存在未转化的C2-C5炔烃和二烯烃。
本发明的催化蒸馏运行中，设计并进行蒸馏以蒸馏出基本上所有的C5和更轻质组分作为顶部蒸汽，而基本上所有的C6和更重质组分作为塔底流。或者，可以C4碳原子数为界，其中基本上所有的C4和更轻质组分作为顶部蒸汽，而C5和重质组分作为塔底流离开。为了选择氢化C2炔烃、C3炔烃和二烯烃，以及C4和更重质炔烃、二烯烃和烯烃，同时保持乙烯和丙烯不被氢化，运行精馏段20，使得液相(大部分氢化反应发生于其中)中C4和C5物质相对C2和C3物质存在明显的浓度梯度。这可由再沸器负荷和回流比变化来控制，以获得所需的顶部和塔底组成。
催化蒸馏塔作为脱戊烷塔还是脱丁烷塔将由进料组成和产品的所需氢化要求决定。脱戊烷塔的优选操作条件为：压力75-350psig，催化床温度50-150℃。同样，脱丁烷塔的优选操作条件为：压力100-400psig，催化床温度为30-130℃。
除了控制整个分馏外，活性段的温度和组成分布可通过调整塔的排热速率和催化床内和/或周围液体的再循环来控制。如图2所示，塔板30和31收集下行液体(作为侧线馏分32和34排出)。这些流可通过或不通过中间冷却器36和38，随后通过分配总管40再注回塔中。这使得部分反应热在中间冷却器中移走。通过以这种方式排列中间冷却器，冷却介质可为水，而顶部冷凝器中的冷却可能至少部分须由机械冷冻提供。因此，中间冷却器的使用可极大地减少了本来需要通过机械冷冻除去的部分反应热。
塔14中的氢化在液相中发生。反应程度取决于各组分的相对活性和塔中任何特定点处这些组分在液相中的浓度。C2和C3炔烃和二烯烃的活性远远高于乙烯和丙烯，从而它们首先迅速反应。然而，乙烯、丙烯和C4和更重质烯烃、二烯烃和炔烃的相对活性非常接近。为了使大量C4和更重质烯烃、二烯烃和炔烃反应，而乙烯和丙烯没有任何明显损失，液相中乙烯和丙烯的浓度必须最小化且必须控制顶部到底部的浓度和温度分布。由于氢化阶段在分馏塔中发生，这种控制可通过调整顶部冷凝器44产生的顶部回流和来自中间冷却器36和38的侧线馏分回流来完成。可通过提高回流48的流动和/或36和38处的中间床冷却增加来保持活性区中乙烯和丙烯所占的液体组成较低。
在催化蒸馏装置14中，循环和中段回路已对图1所示的现有技术作出改进。现有技术显示了简单中间冷却器180和整个中段回路260。本发明中，对系统进行改进以便在精馏段20内的催化剂区16和18中灵活地具有未冷却和冷却的中段回路。此改进使得所需的温度和组成控制对整个蒸馏干扰最小化。这通过将紧接催化剂床下方的中段回路流液体分别作为流52和/或54自排出点53和31排除，并通过泵56和热交换器58，作为流60和/或62回到同一床的顶部来完成。或者，液体可从最底部催化床排除并通过流体62返回到最高床。如果需要，可利用58处的冷却来提供活性床之间组成调整和内部冷却的组合。例如，当来自点31的排出中间冷却流34(在交换器38中冷却并返回分配系统41)将冷却该液体但不会改变其组成。然而，从31排出同样液体，将其通过线路54经泵56传送至交换器58，冷却该液体并将其返回催化剂床上方的液体分配器40改变塔内的组成分布。可利用设计灵活性使得氢化效率最大化。在此结构中，保留现有技术对温度较高的冷却介质进行冷却的选择，并用改进的中段回路流/中间冷却器降低顶部系统中所需的昂贵的低水平冷却。此外，这些中段回路流带走的热可用在乙烯装置的其它地方以降低能源消耗。新中段回路流方案的另一优点是可有较大液体流而不影响整个塔分离性能，这是由于如现有技术一样，重质物质在顶部蒸汽中所致。由于大量液体流动，该中段回路流可提供所需的催化剂上的液体负荷，而不需其它额外的回流。这使得催化蒸馏塔可在比现有技术更低回流比下运行，而没有现有技术中观察到的蒸馏效率损失。0.5-1.8％重量的回流比满足产生所需催化剂液体润湿的要求，而现有技术要求该值高达5。除了能量要求明显减少外，由于回流比更低，在本发明中可得到更高的氢分压，从而要求的催化剂体积更小。
在催化蒸馏塔中，必须保持催化剂一直湿润，以确保反应在液相发生。催化蒸馏系统的选择性部分取决于在液相中发生的反应，而操作者希望保持不反应的某些组分(如乙烯)在气相中保持最高浓度。保持催化剂湿润关键的是保持某一液体在塔中向下流动。如果该液体通过塔横截面的流量大于800lb液体/小时/平方英尺，该催化剂会高度湿润且保持反应选择性。
第二控制变量为与再沸器负荷变化相关的回流变化。这样，可变化催化床温度和组成以实现所需氢化。
此外，可变进料位置(使得主进料点可位于汽提段22的下方)将在进料中的任何重质组分达到催化剂床16和第一中段回路流的侧线馏分52之前对其部分分离。这样，避免了重质的、潜在结垢组分流经催化剂床。此外，第一催化床上方的进料口可结合在一起，以能够进行最大负荷运行，且避免了在这些较低流动条件下过多催化剂和由此造成的选择性损失的问题。根据需要，来自塔14的塔底流63被输送至进一步处理。
如图2所示，本发明包括附加的固定床后反应器(trim reactor)系统，所述反应器系统用以进一步氢化流50。这种系统一般为两个反应器和一个中间冷却器，但可为一系列反应器和连续反应器之间的中间冷却器。该固定床反应器系统具有四个优点：
1.催化蒸馏塔不再是为了高水平氢化而运行，而是为了获得催化剂的最高产率、具有高乙炔、甲基乙炔和丙二烯转化率的乙烯净增量且同时保持炔烃C2的规格。
2.由催化剂失活、一氧化碳含量增加或原料变化导致的催化蒸馏顶部炔烃和二烯烃浓度的变化可得到调节。
3.在短期波动和/或催化剂失活或中毒过程中可保持脱氢，从而稳定了下游冷冻系统的性能。如果来自该系统的氢的量发生变化，下游蒸馏系统的分压将发生变化且所需冷冻量将发生变化。这将导致工艺波动且是不理想的。
4.通过使用备用固定床反应器带来的催化剂再生机会延长了整个系统的不停车运转寿命。
除了塔温度和组成分布的控制外，重要的是催化蒸馏塔在炔烃和二烯烃的不完全转化下运行。这样，可实现乙烯和丙烯的增加。此外，这种运行需要的催化剂比现有技术的完全氢化少，从而使得催化剂蒸馏催化剂产率最大化。在塔后配置固定床反应器系统使得这成为可能。
如果运转该塔，使得活性床中乙烯液体浓度不超过约1％，超过95％C2-C5和更重质二烯烃可被氢化。这导致来自回流罐46的蒸汽流50中二烯烃和炔烃的含量为5000-7500ppm，而最小乙烯损失为1％。为了使得炔烃转化率为100％，乙烯损失甚至将更高。根据进料组成，这种运行的脱氢为约30-35％。然而，当C2-C5和更重质二烯烃和炔体的总转化率减少到80-95％，导致出口流50中的C2-C5二烯烃和炔烃的浓度为10,000-20,000且一般为15,000ppm时，可获得乙烯的增加。图3为催化蒸馏装置(CDU)和CDU加固定床氢化系统的出口处二烯烃(以ppm为单位)对应乙烯增加或损失(以重量百分比为单位)所作的图。从图3可以看出：保持催化蒸馏塔的顶部蒸汽中的一定量的高活性炔烃和二烯烃不反应，可避免乙烯和丙烯损失同时使炔烃总转化率仍达到100％。
通过将固定床反应器安置在催化蒸馏塔14后，可允许来自催化蒸馏塔的C2炔烃高达10,000-55,000且一般为20,000ppm，同时包含C3和更重质二烯烃和炔烃。具有两个固定床氢化反应器和中间冷却器的常规系统可氢化进入固定床反应器系统的100％C2炔烃和进入固定床反应器系统的约75％C3和更重质二烯烃和炔烃。这导致来自结合系统的二烯烃和炔烃为2500-14,000且一般仅突破5000ppm。这表示进料中的全部C2和更重质炔烃及二烯烃的约97％被氢化。这种运行使得实际总乙烯增量高达0.5％，炔烃转化率为100％时全部乙炔的70％选择形成乙烯。这是对现有技术实质性的改进。
乙烯的比氢化活性稍微低于丙二烯的比活性。因此，C3二烯烃转化率的细密观察提供了乙烯增量稳定性的可靠指标且可用作系统的控制点。对于单独的催化蒸馏系统，当C3二烯烃转化率为40-60％且一般为45％时，可观察到乙烯损失。然而，当在催化蒸馏塔中C3二烯烃转化率为10-35％且一般为20％的条件下运行时，乙烯增量可能为0.2％-0.5％。采用本发明，丙二烯转化率可显著提高同时仍保持乙烯增量。
在乙烯装置正常运行过程中，裂解气10的一氧化碳含量发生变化。此外，可改变原料质量或运行强度，从而影响裂解气中炔烃和二烯烃含量。对于固定的催化蒸馏塔催化剂体积，一氧化碳或入口二烯烃和炔烃浓度的增加导致转化率变低，从而更多这些不需要的产物排放到流50中。仅采用如图1中所示的现有技术难以弥补这种预期波动。它将要求提高操作压力或温度，以影响整个分馏系统性能。在包括固定床反应器系统的改进方法中，可调整进入固定床反应器系统的蒸汽50的温度以提高或降低反应器系统的活性，从而随着催化蒸馏反应活性的变化而变化并保持C2炔烃完全去除和高的脱氢效率。
最后，设计固定床氢化反应器系统使之不仅包括运行反应器还包括备用反应器。固定床系统和催化蒸馏系统中都将发生催化剂失活。不停止该处理或安装平行塔而再生催化蒸馏催化剂是不可能的。这两种选择都为高成本。然而，备用固定床蒸汽相反应器是相对廉价的选择。通过采用固定床反应器系统和备用反应器而不是现有技术中的单一塔概念，该工艺的不停车寿命可显著提高。
在固定床氢化系统中，来自催化蒸馏的纯顶部蒸汽50通过错流式热交换器64和入口加热器66进入第一固定床反应器68。来自第一反应器68的排出物通过中间冷却器70在反应器72中进行第二固定床氢化。一系列固定床连着中间冷却器可按同一方式使用，以在需要时实现所需热传递。来自最后反应器72的排出物然后回到错流式热交换器64，在此热被吸收且输送至固定床反应器的进料50被加热。可快速改变固定床反应器的入口温度以增加或降低固定床反应器中的氢化程度。这种控制对成功处理一氧化碳或二烯烃和炔烃进料浓度变化而言是必须的。直到两个床的最大绝热温度上升达到80°F，仍可能使固定床稳定运行而没有乙烯损失。对于正常运行预计一般绝热温度上升为35°F。当绝热温度上升为70-80°F且特别是80°F，处理来自催化蒸馏的35000-58000且特别是43000ppm炔烃和二烯烃在最终产品流74中产生9000-30000且特别是10000ppm C3和更重质二烯烃和炔烃，同时保持100％C2炔烃主要转化成乙烯。
在类似结构中，固定床反应器入口温度控制可弥补催化剂失活，提供固定床系统典型的启动和终止运行温度。现有技术中，只能通过催化蒸馏塔中的温度校准完成。这要求塔中压力变化，从而改变了分馏条件。采用本发明的催化蒸馏塔和固定床反应器系统，催化蒸馏塔可在稳定分馏条件下运行而需要对固定床进行较低温度校准。这提高了系统的稳定性且使得催化剂寿命更长。
图4代表本发明的一个作为选择的实施方案。与将催化蒸馏塔顶部流42输送至交换器44，随后到达回流罐44不同，顶部流42直接输送至错流式交换器64并进入固定床反应器系统。沿着固定床反应器系统，排出物在65处冷却，该塔的回流48在67处作为浓缩液体69分离并返回该塔。
由于进入固定床反应器系统的流体仍然包含该塔的所有回流，固定床反应器的运行温度将稍微高一些，以确保为完全蒸汽流。这将改变设计催化剂活性和时空速率，以确保稳定运行。这种方法的优点是烃的质量流量更高，这将使得沿着固定床的温度上升最小化，降低的氢分压将提高选择性和更高的时空速率，这两者都将提高选择性和降低催化剂成本。
图5对结合了预反应器的本发明另一作为选择的实施方案进行说明。这种排列有利于二烯烃和炔烃含量高的进料的本体选择氢化。在12处的压缩和在保护床中的可能处理(没有显示出来)后，蒸汽相进料与来自塔14的泵56的循环液体76混合，这两相混合物同时通过固定床反应器78。发生氢化且通过蒸发存在的液体来控制温度上升。可设计氢化反应器78作为运行反应器，加上备用反应器来延长系统的不停车运行。经过预反应器后，液体/蒸汽混合物可作为混合进料直接输送到该塔或在分离罐中分离且液体和蒸汽进料分别被输送至该塔。优选后者，这是由于在初次氢化中形成的所有低聚物将为液相，且可在催化剂床下方处注入该塔从而减少结垢。
在催化蒸馏塔14前进行固定床氢化将使得对于那部分氢化催化剂利用率可能更高而没有乙烯损失，这是因为大量优先吸收的活性更高的二烯烃和炔烃可被氢化。催化剂利用率更高的情况下，将需要更低的催化剂体积，使得该方法更经济。预反应器后仍需要催化蒸馏装置以达到氢化要求。估计氢化负荷的最多50％且一般20％可在预反应器中完成。
催化蒸馏塔14之前的固定床氢化反应器的另一优点是：该反应器可用作催化剂毒物的保护床。催化剂可为镍或钯。如镍催化剂能催化硫化合物噻吩与丁二烯形成重质硫醇的反应。然后该重质硫醇可在塔14的汽提段22中去除，从而不接触钯催化剂。还一优点是外部预反应器系统可有备用反应器，从而使得可再生而不需停止整个装置来更换催化剂。
或者，如图6所示，来自泵56的液体76可向下流动，通过固定床78，来自压缩机12的蒸汽流可向上流动。来自固定床反应器78底部的液体然后流到塔14的较低部位，蒸汽流到较高的入口点。这种逆流处理顺序的优点是不饱和烃聚合反应形成的低聚物在形成时从催化剂床中去除且不经过催化剂床的其它部分。同样液体在较低入口点送入塔26，使得污染塔14中催化剂的可能性最小化。
能污染催化蒸馏催化剂的低聚物容易分离且不会在塔中上升来污染催化剂。此外，和并流方法中一样，预反应器催化剂床可有备用床，使得在系统其它部分运行时可再生。容易在线再生的能力将提高系统循环时间，这是因为预计进料入口的催化剂区的结垢速度最高。
为了使得固定床预反应器中的污垢最少化，需要足够的液流速度以使得氢化的高热量所产生的局部热点最小化，并将形成的所有低聚物从催化剂中洗除。这些床的运行优选在蒸汽连续区进行。对于特别容易结污的裂解气进料，也可在液体连续区运行。
图7说明了本发明的另一实施方案，其在从塔14排出的液体中段回路流或中间冷却器流内引入了固定床反应器。固定床氢化反应器82和84分别放置在收集塔板30和31的侧线馏分中。这些固定床82和84在催化蒸馏塔14的氢化段16和18中。在排出点上方和催化床下方也加入填充式或塔板式的传质区85。这个区使得液相可具有饱和的氢，从而为排出液体中炔和二烯烃氢化提供所需的氢。
本发明在冷却和压缩步骤前将30-40％氢从裂解气中去除的能力降低了能耗和资本成本。不管一氧化碳浓度如何，氢化100％炔烃而没有任何C2或C3烯烃损失的能力采用现有技术是不可能实现的。组合固定床和催化蒸馏步骤使得能对系统波动进行非常好地处理，同时保持稳定的二烯烃/炔烃氢化和脱氢。
以下为一些实施例，其通过与现有技术相比来对本发明的各实施方案进行说明。下表1列出了所有实施例的进料组成。表2列出了各实施例的结果。
表1
  组分   ％重量
  氢   1.07
  轻质物质   18.22
  总C<sub>2</sub>   24.21
  C<sub>2</sub>炔烃   0.22
  总C<sub>3</sub>   25.62
  C<sub>3</sub>二烯烃和炔烃   1.70
  总C<sub>4</sub>   13.96
  C<sub>4</sub>二烯烃   5.27
  总C<sub>5</sub>   4.83
  组分   ％重量
  C<sub>5</sub>二烯烃   2.10
  C<sub>6</sub>+   12.09
表2
 实施例1  实施例2  实施例3  实施例4  实施例5
  塔压(psig)   195   195   195   195   195
  平均催化剂温度(°F)   230   232   228   231   228
  CO/H<sub>2</sub>比(％摩尔)   0.3   0.3   0.6   0.3   0.6
  催化剂利用率(lb摩尔H<sub>2</sub>/立方英尺/小时)   0.12   0.13   0.09   0.12   0.09
  固定床入口温度(°F)   -   -   -   129   140
  固定床GHSV   -   -   -   1800   2000
  转化率(％)
  C<sub>2</sub>炔烃   84   89   80   100   100
  H<sub>2</sub>转化率   28   30   20   34   31
  C<sub>2</sub>乙烯增量/损失   0   (0.6)损失   0.6   0.1   0.7
  C<sub>3</sub>丙烯增量/损失   4.7   5.1   3.4   5.8   4.8
  C<sub>4</sub>烯烃转化率   0.7   0.8   0.4   2.0   1.8
  出口(重量)总ppm   19070   12340   33860   3640   7740
  C<sub>2</sub>炔烃烃   370   240   460   0   0
  C<sub>3</sub>炔烃   2300   1600   3900   300   840
 实施例1  实施例2  实施例3  实施例4  实施例5
  C<sub>3</sub>二烯烃   3400   2900   4500   2900   4000
  C<sub>4</sub>二烯烃   11500   7000   21700   150   1500
  C<sub>5</sub>二烯烃   1500   600   3300   290   1400
实施例1
本实施例代表在先美国专利5,679,241(图1)中概述的现有技术，其以在回流比为4.4条件下运行的一步催化蒸馏塔为基础。一般前置炔烃氢化催化剂含低于2000ppm的钯、在压力为195psig和平均催化剂温度为230°F条件下运行，C2炔烃转化率达到84％而乙烯损失/增量为0％。在反应器出口C2炔烃为370ppm而二烯烃和炔烃共为19070ppm。炔烃/二烯烃总转化率为79.5％。本实施例代表单一塔运行没有乙烯损失的情况。可以看出：C2炔烃大量过量。这将产生不合格的乙烯产品。
实施例2
本实施例也代表现有技术，以实施例1的单一催化蒸馏塔(采用更高催化剂温度和稍低回流比4.1)为基础。可提高单一塔的氢化强度来达到低C2炔烃水平。这可通过提高温度或提高催化剂活性来完成。较高温度运行将降低炔烃含量，从而获得合格乙烯产品。与实施例1相比，在这种情况下所有二烯烃和炔烃的转化率更高，然而也有0.6％的乙烯损失。在反应器出口，C2炔烃为240ppm而二烯烃和炔烃共为12340ppm。炔烃/二烯烃总转化率为86.7％。可以看出：C2炔烃转化率提高同时导致乙烯损失增大。这是不经济的。此外，乙烯产品仍然不能满足1-2ppm的规格限制。
实施例3
本实施例代表现有技术，以实施例1的单一催化蒸馏塔(进料中一氧化碳水平更高)为基础。一氧化碳为催化剂毒物，因此二烯烃和炔的转化率显著降低。进料中一氧化碳水平为0.1％摩尔时，产品中C2炔烃为460ppm而二烯烃和炔烃共为33860ppm。CO导致的催化剂活性降低导致催化剂产率损失(0.12-0.09lbmol/hr-ft3催化剂结构)和较低的炔烃/二烯烃总转化率(63.6％，而基准情况下为79.5％)。
针对活性降低所作出的措施是提高催化蒸馏塔内催化剂的温度。这将要求压力提高超过运行装置实际运行时的压力。因此对于现有技术而言，弥补CO增加的选择是有限的。
实施例4
本实施例代表图2中描述的催化蒸馏塔和固定床反应器的改进组合运行。为了获得乙烯增量和100％C2炔烃转化率及50-95％的所有其它二烯烃和炔烃化合物转化率，该组合运行是必需的。催化蒸馏塔在压力为195psig和平均催化剂温度为230°F条件下运行导致催化蒸馏顶部中二烯烃和炔烃为12,000ppm重量，其随后被输送至固定床氢化反应器系统。
固定床氢化反应器在气体时空速率(GHSV)为1800h-1和入口床温度为127°F下的运行成功地使得100％的C2炔烃转化并确保了足够的加成氢化，导致C3二烯烃总转化率为50％(催化和固定床氢化)及组合系统选料中二烯烃和炔烃的总转化率为96.1％。这导致出口中C2炔烃为0ppm、C3和更重质二烯烃及炔烃为3640ppm。可在高不饱和度物质总转化率非常高的情况下生产出合格的乙烯产品。
实施例5
本实施例代表催化蒸馏塔和固定床反应器在进料中一氧化碳水平高的情况下的改进组合运行。在进料中一氧化碳水平为0.1％摩尔且催化蒸馏塔的运行条件稳定时，只需调节固定床入口温度来维持产品规格。具体地讲，随着一氧化碳增加0.05-0.1％摩尔，固定床入口温度升高129-140°F对于保持C2炔烃转化率是足够的。此外，C3和更重质二烯烃和炔烃被选一步氢化，导致产品中二烯烃和炔烃共为7740ppm重量。
本发明提议的改进将使得进料流中100％的C2炔烃被氢化、C3-C5和重质炔涂的90％+稳定氢化、C4和C5二烯烃的90％+氢化且C3二烯烃的转化率为50％+而C2和C3烯烃没有氢化。根据进料组成，采用本发明将稳定地保持30-40％且一般是30％的脱氢。
综上所述，本发明提供了以下技术方案
1.一种氢化热裂解气进料流的方法，所述热裂解气进料流包含氢、乙烯、丙烯、乙炔、甲基乙炔、丙二烯和其它C4、C5、C6和更重质不饱和烃，所述方法使得基本上所有所述乙炔高比例地转化成乙烯并使得至少一部分甲基乙炔、丙二烯和其它C4、C5、C6和更重质不饱和烃氢化成烯烃，从而消耗了一部分氢而没有氢化乙烯和丙烯，所述方法包括如下步骤：
a.将所述进料流引入包括至少一个氢化催化剂床的催化蒸馏塔并同时：
(i)选择氢化一部分所述乙炔形成乙烯并氢化部分所述甲基乙炔、丙二烯和C4、C5、C6和更重质不饱和烃，控制氢化条件使所述乙烯和丙烯没有被氢化；和
(ii)通过分馏蒸馏将所述进料流分离成轻质烃和重质烃；
b.从所述催化蒸馏塔将基本上所述氢的所有剩余部分和所述轻质烃作为顶部蒸汽相移走和将基本上所有所述重质烃作为塔底流移走；
c.将至少部分所述顶部蒸汽相引入含氢化催化剂的蒸汽相固定床反应器系统，氢化所述乙炔的剩余部分形成更多的乙烯并氢化另外部分的所述甲基乙炔、丙二烯和C4、C5、C6和更重质不饱和烃，控制氢化条件从而所述乙烯和丙烯没有被氢化；和
d.从所述固定床反应器系统移走混合产物。
2.技术方案1的方法，其中所述选择氢化步骤包括运行所述催化蒸馏塔，使得催化剂床的液相中乙烯的浓度低于2％重量的步骤。

Claims (29)

1.一种氢化热裂解气进料流的方法，所述热裂解气进料流包含氢、乙烯、丙烯、乙炔、甲基乙炔、丙二烯和其它C4、C5、C6和更重质不饱和烃，所述方法使得基本上所有所述乙炔高比例地转化成乙烯并使得至少一部分甲基乙炔、丙二烯和其它C4、C5、C6和更重质不饱和烃氢化成烯烃，从而消耗了一部分氢而没有氢化乙烯和丙烯，所述方法包括如下步骤：
a.将所述进料流引入包括至少一个氢化催化剂床的催化蒸馏塔并同时：
(i)选择氢化一部分所述乙炔形成乙烯并氢化部分所述甲基乙炔、丙二烯和C4、C5、C6和更重质不饱和烃，控制氢化条件使所述乙烯和丙烯没有被氢化；和
(ii)通过分馏蒸馏将所述进料流分离成轻质烃和重质烃；
b.从所述催化蒸馏塔将基本上所述氢的所有剩余部分和所述轻质烃作为顶部蒸汽相移走和将基本上所有所述重质烃作为塔底流移走；
c.将至少部分所述顶部蒸汽相引入含氢化催化剂的蒸汽相固定床反应器系统，氢化所述乙炔的剩余部分形成更多的乙烯并氢化另外部分的所述甲基乙炔、丙二烯和C4、C5、C6和更重质不饱和烃，控制氢化条件从而所述乙烯和丙烯没有被氢化；和
d.从所述固定床反应器系统移走混合产物。
2.权利要求1的方法，其中所述轻质烃由C4和更轻质烃组成，所述重质烃由C5和更重质烃组成。
3.权利要求1的方法，其中所述轻质烃由C5和更轻质烃组成，所述重质烃由C6和更重质烃组成。
4.权利要求1的方法，所述方法还包括冷凝部分所述顶部蒸汽相并将所述冷凝部分作为回流返回到所述催化蒸馏塔的步骤。
5.权利要求1的方法，其中基本上所有所述顶部蒸汽相被引入到所述蒸汽相固定床反应器系统，所述方法还包括将部分来自所述固定床反应器系统的所述产物作为回流返回到所述催化蒸馏塔的步骤。
6.权利要求1的方法，其中在所述催化蒸馏塔和在所述蒸汽相固定床反应器中对所述选择氢化步骤的控制步骤包括控制其中温度分布的步骤。
7.权利要求6的方法，其中所述控制所述催化蒸馏塔中温度分布的步骤包括在选定点排出部分在所述塔中下降的液体作为侧线馏分、冷却所述侧线馏分并在所述选定点或其上方将所述冷却的侧线馏分注回所述塔的步骤。
8.权利要求7的方法，所述方法还包括氢化所述侧线馏分的步骤。
9.权利要求6的方法，其中所述对所述催化蒸馏塔中温度分布的控制步骤包括在所述塔中低于所述氢化催化床处排出中段回路流、冷却所述中段回路流并在所述氢化催化床上方将所述冷却的中段回路流注回所述塔的步骤。
10.权利要求6的方法，其中所述蒸汽相固定床反应器系统包括至少一个反应器且其中所述控制温度的步骤包括控制所述反应器之前的热交换器的温度的步骤。
11.权利要求1的方法，其中所述蒸汽相固定床反应器系统包括两个或多个串联反应器且其中所述控制温度的步骤包括控制每个所述反应器之前的热交换器的温度的步骤。
12.权利要求1的方法，其中所述选择氢化步骤包括运行所述催化蒸馏塔，使得催化剂床的液相中乙烯的浓度低于2％重量的步骤。
13.权利要求1的方法，其中所述选择氢化步骤包括运行所述催化蒸馏塔，使得催化剂床区域中沿该塔流下的液体通过催化剂床横截面积的流量大于800lb/小时/平方英尺的步骤。
14.权利要求1的方法，其中将所述进料流引入所述催化蒸馏塔的步骤包括混合所述进料流与来自所述催化蒸馏塔的循环液体，并将所述混合的进料流和循环液体引入催化蒸馏塔之前的固定床氢化预反应器的步骤，在此一部分高度不饱和烃被氢化且蒸汽和液体流被引入所述催化蒸馏塔。
15.权利要求1的方法，其中所述催化蒸馏塔中的所述氢化催化剂床含有由负载在载体上的VIIIA族金属组成的催化剂。
16.权利要求12的方法，其中所述催化剂包含负载在氧化铝上的钯。
17.权利要求13的方法，其中所述催化剂还包含选自金、银和碱金属的添加剂。
18.权利要求14的方法，其中将含不同量钯的催化剂放置在所述催化蒸馏塔的选定部分。
19.权利要求15的方法，其中将不同催化剂放置在所述催化蒸馏塔的不同部分。
20.权利要求19的方法，其中所述不同催化剂含有不同金属。
21.权利要求19的方法，其中所述不同催化剂具有不同的金属负荷。
22.权利要求15的方法，其中所述催化剂包含负载在载体上的镍。
23.权利要求15的方法，其中所述催化剂包括在所述催化蒸馏塔的不同部分的负载在载体上的钯和负载在载体上的镍的组合。
24.权利要求1的方法，其中所述固定床反应器系统中的所述氢化催化剂包括负载在载体上的VIIIA族金属。
25.权利要求24的方法，其中所述固定床反应器系统中的所述氢化催化剂包括负载在氧化铝上的钯。
26.权利要求24的方法，其中所述固定床反应器系统中的所述氢化催化剂包括负载在氧化铝上的钯和由金、银、碱金属或其组合组成的促进剂。
27.权利要求14的方法，其中所述固定床氢化预反应器包含镍催化剂，所述预反应器引起硫化物反应，以将其排出。
28.权利要求1的方法，所述方法还包括在所述进料流引入所述催化蒸馏塔之前去除其中催化剂毒物的步骤。
29.权利要求28的方法，其中所述催化剂毒物为铅、砷和汞。
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Families Citing this family (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN101433841B (zh) * 2007-12-13 2010-04-14 中国石油天然气股份有限公司 一种选择性加氢催化剂及其制备方法
CN104974792B (zh) * 2014-04-01 2017-10-17 中国石化工程建设有限公司 一种流化床加氢系统及加氢方法
CN113522176B (zh) * 2015-01-29 2024-04-26 鲁姆斯科技公司 由蒸汽裂化器c5进料制备c5烯烃
US20230024175A1 (en) * 2021-07-16 2023-01-26 Uop Llc Process for saturating aromatics in a pyrolysis stream
CN116064122B (zh) * 2021-10-29 2024-07-02 中国石油化工股份有限公司 一种煤焦油加氢处理生产芳烃原料的方法及装置
CN114210082A (zh) * 2021-12-29 2022-03-22 中煤陕西榆林能源化工有限公司 一种可加快丙烯精馏塔开车的系统及其方法

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5679241A (en) * 1995-05-17 1997-10-21 Abb Lummus Global Inc. Olefin plant recovery system employing catalytic distillation
CN1348941A (zh) * 2000-10-18 2002-05-15 中国石化集团齐鲁石油化工公司 一种裂解碳五综合利用的组合工艺
US6420619B1 (en) * 2001-01-25 2002-07-16 Robert J. Gartside Cracked gas processing and conversion for propylene production

Family Cites Families (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4404124A (en) * 1981-05-06 1983-09-13 Phillips Petroleum Company Selective hydrogenation catalyst
ZA945342B (en) * 1993-12-08 1995-03-01 Chemical Res & Licensin Selective hydrogenation of highly unsaturated compounds in hydrocarbon streams
US6576588B2 (en) * 2000-04-07 2003-06-10 Catalytic Distillation Technologies Process for selective hydrogenation of alkynes and catalyst therefor

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5679241A (en) * 1995-05-17 1997-10-21 Abb Lummus Global Inc. Olefin plant recovery system employing catalytic distillation
CN1348941A (zh) * 2000-10-18 2002-05-15 中国石化集团齐鲁石油化工公司 一种裂解碳五综合利用的组合工艺
US6420619B1 (en) * 2001-01-25 2002-07-16 Robert J. Gartside Cracked gas processing and conversion for propylene production

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