專利名稱：一種丙烷或富含丙烷低碳烴的脫氫制丙烯工藝裝置及方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種低碳烷烴的脫氫工藝，更具體地涉及一種丙烷或富含丙烷低碳烴 的脫氫制丙烯工藝裝置和方法。
背景技術(shù)：
丙烯是重要的有機化工原料，除了用于制造聚丙烯外，還大量地作為生產(chǎn)丙烯腈、 丁醇、辛醇、環(huán)氧丙烷、異丙苯及壬基酚等產(chǎn)品的主要原料，另外丙烯的齊聚物是提高汽油 辛烷值的主要成份。與其它化學品不一樣丙烯一般以聯(lián)產(chǎn)或副產(chǎn)得到，目前全球大約有 70%丙烯來自蒸氣裂解制乙烯的聯(lián)產(chǎn)，觀％來自煉油廠主要是催化裂化裝置的副產(chǎn)。但蒸 汽裂解法要受到丙烷/乙烯聯(lián)產(chǎn)比例的限制，催化裂化法又會受到輕質(zhì)烴進一步制取高辛 烷值汽油的制約。隨著化學工業(yè)和塑料制品業(yè)的進一步發(fā)展，低碳烯烴的需求量也迅猛增 長，以丙烯作為有機化工原料的需求量增長速率已經(jīng)超過乙烯。據(jù)美國化學品市場公司 (CMAI)最新調(diào)查報告指出，全球丙烯供應將由2003年的5670力噸/年增加到2010年的 8030萬噸/年，需求量的年均增長率為5%，其中亞洲市場尤其中國市場的丙烯需求增長最 為迅速，現(xiàn)有傳統(tǒng)的石腦油裂解和催化裂化丙烯生產(chǎn)工藝和裝置已不能滿足石化工業(yè)對丙 烯的需求，而且由于石腦油的價格越來越高，人們開始尋求更為廉價的、高附加值的替代原 料并急需開發(fā)新型的增產(chǎn)丙烯的生產(chǎn)工藝裝置和方法。自1990年以來，丙烷脫氫技術(shù)已成為第三位的丙烯來源，1998年丙烷脫氫技術(shù)生 產(chǎn)的丙烯約占世界丙烯總產(chǎn)量的2%。隨著國際原油價格的不斷上漲，丙烷脫氫制丙烯技術(shù) 近年來越來越受到重視。我國是丙烷資源比較豐富的國家，如大慶、塔里木等油田氣中含丙烷約6%，凝析 油中含丙烷3 6 %，液化石油氣中含丙烷約60 %，在天然氣濕氣中含丙烷約15 %。隨著我 國西部大開發(fā)的進行，大量的油氣資源被探明或開發(fā)，如何充分利用存在于天然氣、油田伴 生氣以及煉廠氣中的大量C3 C4烷烴組分仍是國際，尤其是國內(nèi)目前所面臨的緊迫問題。 目前丙烷的利用主要是用作燃料燒掉，附加值不高。應該將其中的丙烷直接催化脫氫轉(zhuǎn)化 成丙烯，既可緩解丙烯來源不足的問題，又可以同時獲得高價值的氫氣，對合理利用液化石 油氣(LPG)具有重要意義。因此，需要開發(fā)適合工業(yè)應用的丙烷脫氫制丙烯工藝裝置及方 法。與蒸汽裂解技術(shù)和催化裂化包括催化裂解工藝副產(chǎn)丙烯技術(shù)相比，丙烷催化脫 氫制丙烯工藝的丙烯收率高，脫氫所得氫氣也是高附加值產(chǎn)品。烴類蒸氣裂解的丙烯收 率最多只有33%、而丙烷脫氫制丙烯的丙烯總收率可達74 86%，原料便宜且設備投 資比烴類蒸氣裂解設備低1/3?，F(xiàn)有技術(shù)中公開的丙烷催化脫氫制丙烯的方法很多，如 CN100460371C公開了一種氫等離子體條件下丙烷脫氫制備丙烯的裝置，由于其需要在等離 子的條件下，目前還只能停留在實驗室試驗狀態(tài)，難以進行工業(yè)規(guī)模的實施。USP4418237、 USP4435607, USP4788371、USP4886928、CN1179930C 等公開了一種通過反應過程中除去氫 的烴類原料的脫氫方法。CN1268589C則公開了一種改進的固定床低碳烴脫氫方法，通過循環(huán)部分產(chǎn)物氣體進入反應區(qū)提高了轉(zhuǎn)化率并改善了催化劑壽命。丙烷脫氫制丙烯的催化劑 體系主要有氧化脫氫類型催化劑、鉻系催化劑以及鉬系催化劑等。已有的關(guān)于催化劑方面 改進的低碳烷烴脫氫技術(shù)很多，如6B2177317A所公開的采用浸漬法制備的Cr/Al催化劑， CN101384525、CN101460433所公開的通過改進的貴金屬催化劑固定床烴的多相催化部分脫 氫方法，而CN1220659C所公開的脫氫方法中對催化劑的酸性進行了調(diào)整并燃燒掉所生成 的氫從而改善了脫氫反應的時空產(chǎn)率，但燒掉寶貴的氫會影響經(jīng)濟性。由USP2419997公布了一種典型的固定床丙烷脫氫方法HOUDRY CAT0FIN方法，采 用固定床反應器的丙烷脫氫工藝，其中反應段中一般采用多個反應器并聯(lián)操作，一部分反 應器生產(chǎn)，同時一部分反應器再生，催化劑的再生周期一般為幾個小時。丙烷脫氫反應是分 子增加的吸熱反應，因此高溫和低壓有利于反應的進行。CN101252989A在此基礎上進行了 改進，在催化劑床層中添加30 50%的惰性物如α -氧化鋁球用于蓄熱從而提高了床層的 轉(zhuǎn)化效率。CN1037765C則公開了通過在不銹鋼反應器上形成錫化物保護層改進工藝裝置和 方法，可以提高反應轉(zhuǎn)化溫度，從而提高了轉(zhuǎn)化效率。美國氣體化學品公司開發(fā)的Catofin工藝是一種已經(jīng)工業(yè)化了的成套丙烷脫 氧工藝及工藝裝置，Graig R G，Delaney TJ, DuffaloJ M. Catalytic Dehydrogenation Performance of Catofin Process Petrocheical Review. Houston. Dewitt. 1990、 EP192059、GB2162082，其采用Cr2O3Al2O3催化劑絕熱固定床反應器，脫氫催化劑為活性鋁 小球浸有18 20Wt%的鉻，在微負壓49Kpa，新鮮丙烷與循環(huán)丙烷經(jīng)混合后預熱至550 750 0C (優(yōu)選的620 670°C)溫度下操作，反應器溫度和壓力都會影響到丙烯的收率，絕對 丙烷單程轉(zhuǎn)化率為55 60mOl%，丙烯濃度為52%左右。此工藝幾個反應器并聯(lián)，包括一 個反應、反應器切換、催化劑再生周期，反應器中的催化劑用蒸汽再生，催化劑上的結(jié)炭發(fā) 生燃燒時，所釋放的能量可作為脫氧反應所吸收的熱量，可循環(huán)進行形成連續(xù)的生產(chǎn)過程。 整個工藝丙烯收率為S3%。美國菲利浦石油公司開發(fā)的菲利浦STAR工藝也是一種工業(yè)化的固定床間歇再生 工藝及工藝裝置，Dunn R0，et al. The Phillips Steam Active Re2forming(STAR)Process C3> C1 and C5 Paraffin for the Dehydrogenation. Petrochemical Review. Houston Dewitt, 1992、USP4167532、USP4902849、USP4926005, USP4996387、USP5389342,石腦油 (^ C5)脫氫工藝采用等溫操作，含蒸汽的原料預熱后進入一組多相固定床反應器，每個反 應器有許多根催化劑填充管。反應器操作是循環(huán)的，如每個反應器可切換后去進行催化劑 再生，保持脫氫過程連續(xù)進行。蒸汽主要用于稀釋，保持反應器內(nèi)總壓力不變，降低烴和氫 的分壓，可使反應平衡趨向于增加C5的轉(zhuǎn)化率。反應器在線生產(chǎn)7小時后即切換，失活催 化劑經(jīng)燃燒再生1小時后可完全活化。據(jù)報道催化劑總壽命1到2年。該工藝丙烯對丙烷 收率為80%。副反應產(chǎn)生的(X)2必須在分離時從反應物中除去。德國林德公司的POH固定床間歇再生反應工藝及工藝裝置也是采用固定床 管式反應器，Peter Elsie. Ullman' s Encyclopedia of Industrial Chemistry. Vol A22Barbara Elvers HansJugen 2，1993. 211 222，其技術(shù)關(guān)鍵是反應溫度低、反應器是 非等溫絕熱式，在接近等溫反應的條件下進行操作，以減少丙烷的熱裂解與結(jié)炭。以氧化 鉻為催化劑具有9小時的較長循環(huán)周期，與其他工藝的區(qū)別是原料丙烷不需要氫氣或蒸汽 稀釋。因此具有91%的較高選擇性，產(chǎn)品經(jīng)分離后可以得到聚合級丙烯。該工藝避免了Catofin工藝負壓操作和Oleflex工藝用壓稀釋等問題，成本低、污染少、動力消耗低和投 資較少使其與同類工藝相比具有較強競爭能力，正在進行工業(yè)化設計。目前，采用固定床反應器的丙烷脫氫工藝存在的突出問題是催化劑堆比大，床層 可供反應物或產(chǎn)物通過的空間小且阻力大，反應壓降較大，反應空速較低，傳質(zhì)傳熱慢容易 造成催化劑床層溫度分布不均勻和產(chǎn)物進一步發(fā)生副反應，使反應選擇性變差，且隨著反 應的進行，由于催化劑機械強度改變使催化劑床層結(jié)構(gòu)發(fā)生變化，影響反應的正常進行。美國UOP公司開發(fā)的Oleflex上藝采用移動床連續(xù)再生式反應工藝裝置，是由 Pacol 工藝發(fā)展而來，Pujado, P. R, Vora, B. V. Hydrocarbon Process, 1990,69 (3) :65、 USP3584060、USP3878131、USP4438238、USP4595673、USP4716143、USP4786265、USP4827072， 1990年實現(xiàn)工業(yè)化生產(chǎn)。Oleflex與Catofin這兩種丙烷脫氫制丙烯工藝大體相同，所不同 的只是脫氫和催化劑再生部分，Oleflex工藝使用Pt/Al203催化劑移動床反應器，是一個絕 熱連續(xù)工藝，反應所需熱量由反應各步間的溫差再經(jīng)加熱后提供。該工藝在微正壓下進行 操作，以鈀為催化劑，對丙烯的選擇性為89 91 %。脫氫催化劑經(jīng)再生可循環(huán)使用，即失活 催化劑在再生器中分離、燃燒，除去催化劑表面的結(jié)炭，再生的催化劑送回脫氫反應器。將 所得丙烯經(jīng)過連續(xù)脫乙烷塔、脫丙烷塔，可獲得聚合級丙烯。Oleflex工藝的優(yōu)點是操作連 續(xù)、負荷均勻、時空得率不變，反應器截面上的催化活性不變，催化劑再生在等溫下進行。該 工藝丙烯收率為86.4%，氫氣收率為3.5%。目前世界上在運轉(zhuǎn)中的10套丙烷脫氫工藝裝置中有8套工藝裝置采用UOP公司 的Oleflex技術(shù)，2套工藝裝置采用ABB Lummus公司的Catofin技術(shù)。在此基礎上CN101072740A、CN101087740A、CN101115697A 和 CN101137605A 公開了 針對C3烴冷凝時損耗較大的缺點，提出了進行降低C3烴損耗的理論上的推導改進方案，但 尚難以形成工藝裝置和工藝方法。CN1082018公開了一種可用于流化床反應器的貴金屬催化劑對C2 C5輕鏈烷烴 脫氫催化劑的制造技術(shù)，但其并不涉及丙烷脫氫工藝裝置和方法。采用流化床工藝解決了 固定床反應器中存在的傳質(zhì)和傳熱問題，但使用提升管循環(huán)流化床工藝則可以解決催化劑 的連續(xù)再生問題。目前已有技術(shù)中尚不涉及這方面的內(nèi)容，有關(guān)采用鉻、稀土氧化物、堿金 屬氧化物/ Y -Al2O3微球催化劑的提升管循環(huán)流化床工藝裝置及方法尚沒有報道。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明提供一種石油化工行業(yè)丙烷或富含丙烷低碳烴脫氫制丙烯工藝裝置及成 套技術(shù)方法，生產(chǎn)高附加值產(chǎn)品精丙烯和氫氣。工藝裝置及方法特征為反應再生系統(tǒng)采用 流化床反應再生技術(shù)，原料與反應產(chǎn)物換熱后進入反應器進行脫氫催化轉(zhuǎn)化反應。反應產(chǎn) 物經(jīng)與原料換熱后再冷卻并進入油氣分離器進行氣、液、水三相分離。分離出的氣體進入氣 壓機壓縮后送吸收穩(wěn)定部分，液體用泵送至吸收塔。自穩(wěn)定塔頂回流罐來的液化氣由丙烯 塔進料泵送丙烯丙烷分離塔，塔頂分出精丙烯作為產(chǎn)品出裝置，副產(chǎn)氫氣分離后也出裝置， 塔底產(chǎn)品返回反應再生部分回煉。由上所述的流化床反應再生系統(tǒng)特征為節(jié)置方案分為并列式和同軸式兩種，并列 式反應再生系統(tǒng)分為高低并列式和同高并列式，其提升管為內(nèi)提升管或外提升管；同軸式 反應再生系統(tǒng)的提升管為外提升管。
由上所述的丙烷或富含丙烷低碳烴脫氫制丙烯的工藝方法，其特征為原料在反應 溫度500°C 750°C、壓力0. IMPa 0. 4Mpa，優(yōu)選的是溫度550°C 670°C、壓力0. IMPa 0. 15Mpa，與鉻、稀土氧化物、堿金屬氧化物和Y-Al2O3載體構(gòu)成的微球催化劑在劑油比5 60的條件下，優(yōu)選的是在劑油比6 14的條件下，進行脫氫轉(zhuǎn)化反應，單程轉(zhuǎn)化率在10 90%，優(yōu)選的是30 50%。本發(fā)明采用的鉻、稀土氧化物、堿金屬氧化物和Y-Al2O3載體構(gòu)成的微球催化劑 已在申請?zhí)枮?00910169995. 3的中國專利中詳細描述和公開。由上所述的丙烷或富含丙烷低碳烴脫氫制丙烯工藝方法，其特為原料丙烷或富含 丙烷的低碳烴，包括丙烷、油田氣、凝析油、液化石油氣、煉廠氣和天然氣濕氣，優(yōu)選的是丙 烷和液化石油氣。由上所述的丙烷或富含丙烷低碳烴脫氫制丙烯工藝裝置的再生器，其特征為維持 兩器熱平衡的補燃介質(zhì)包括干氣、液化氣、輕柴油和燃料油。由上所述的丙烷或富含丙烷低碳烴脫氫制丙烯工藝裝置，其特征為反應產(chǎn)物與原 料的換熱器特征為采用多臺串聯(lián)、并聯(lián)，或多殼程設計方式。由上所述的丙烷或富含丙烷低碳烴脫氫制丙烯工藝裝置的吸收穩(wěn)定流程，其特征 為包括吸收塔、解吸塔、穩(wěn)定塔、丙烯精餾塔，其中吸收塔設置1 3個中段回流進行冷卻。由上所述的吸收穩(wěn)定流程的特征為吸收劑包括直餾石腦油、焦化石腦油、焦化汽 油和催化汽油。由上所述的吸收穩(wěn)定流程的特征為穩(wěn)定塔、解吸塔重沸器的熱源采用導熱油爐提{共。由上所述的丙烷或富含丙烷低碳烴脫氫制丙烯工藝裝置，其特為可設置原料加熱 爐和三級旋風分離器，也可根據(jù)裝置規(guī)模不設置原料加熱爐和三級旋風分離器。本發(fā)明所提供的丙烷或富含丙烷低碳烴脫氫制丙烯工藝裝置主要包括反應再生 系統(tǒng)和產(chǎn)品分立兩個部分。反應再生系統(tǒng)分為同軸式和并列式兩種布置方案。同軸式反應 再生系統(tǒng)即反應沉降器置于再生器之上，提升管反應器采用外折疊式。同軸式布置具有操 作簡單、抗事故能力強、占地面積小等優(yōu)點。并列式反應再生系統(tǒng)即反應沉降器和再生器采 取并列式布置，分為高低并列式和同高并列式，反應器布置方式有內(nèi)提升管和外提升管兩 種形式。再生器采用燒焦罐型式，直徑小，投資低。對于催化裂化而言，高低并列式裝置適 合于蠟油原料或摻煉部分重油的進料。原料丙烷或富含丙烷的低碳烴自裝置外進入原料罐，先經(jīng)減壓閥卸壓，再經(jīng)原料 氣一冷媒水換熱器、原料氣-反應產(chǎn)物換熱器換熱后進入提升管反應器，與高溫再生催化 劑接觸進行丙烷脫氫反應。反應油氣與待生催化劑在提升管出口處經(jīng)粗旋迅速分離，然后 由旋風分離器進一步除去攜帶的催化劑細粉后離開沉降器。反應產(chǎn)物依次與原料氣換熱、 循環(huán)水冷卻后進入富氣壓縮機。待生催化劑經(jīng)粗旋及沉降器旋風分離器料腿進入位于沉降器下部的汽提段，在此 與蒸汽逆流接觸以置換催化劑所攜帶的油氣。汽提后的催化劑沿待生斜管下流進入燒焦 罐，在高溫、快速、富氧、低藏量條件下燒掉待生催化劑上的大部分積碳后，沿稀相管進入第 二密相床。二密、燒焦罐間設有外循環(huán)管，可實現(xiàn)CO的完全燃燒。再生后的催化劑通過再 生斜管自二密進入提升管反應器循環(huán)使用。
為提高再生溫度及維持反應再生系統(tǒng)的熱量平衡，再生器須連續(xù)噴入燃燒油，也 可以使用干氣、液化氣、輕柴油；再生器燒焦所需的空氣由主風機和增壓機提供。本發(fā)明所提供的工藝裝置的產(chǎn)品分離部分包含了吸收穩(wěn)定和氣體分餾兩段流程， 吸收穩(wěn)定部分是由來自反應部分的富氣進入氣壓機一段進行壓縮，然后由氣壓機中間冷卻 器冷至40°C，進入氣壓機中間分離器進行氣、液分離。分離出的富氣再進入氣壓機二段。氣 壓機二段出口富氣與解吸塔頂氣匯合后，先經(jīng)壓縮富氣干式空冷器冷凝冷卻，再與吸收塔 底油混合進入壓縮富氣冷卻器冷卻后進入氣壓機出口油氣分離器進行氣、液、水三相分離。經(jīng)分離后的氣體進入吸收塔進行吸收，作為吸收介質(zhì)的補充吸收油，如化工輕油 分別自塔頂進入吸收塔，吸收過程放出的熱量由兩個中段回流取走。其中一中回流流入吸 收塔一中回流泵，由泵升壓后經(jīng)吸收塔一中回流油冷卻器返回吸收塔；二中回流由吸收塔 二中回流泵打至吸收塔二中段回流油冷卻器返回吸收塔。凝縮油由解吸塔進料泵從氣壓機出口油氣分離器抽出分為兩路，一路直接自頂部 進解吸塔，另一路經(jīng)解吸塔進料換熱器加熱后進入解吸塔，解吸塔重沸器由1. OMPa蒸汽供 熱。脫乙烷油由解吸塔底抽出，經(jīng)穩(wěn)定塔進料泵升壓后再經(jīng)穩(wěn)定塔進料換熱器與循環(huán)吸收 劑換熱，送至穩(wěn)定塔進行多組分分餾。穩(wěn)定塔底重沸器由導熱油提供熱量。液化石油氣從 穩(wěn)定塔頂餾出，經(jīng)穩(wěn)定塔頂冷凝器冷卻至40°C后進入穩(wěn)定塔頂回流罐，再經(jīng)穩(wěn)定塔頂回流 油泵抽出，一路作為穩(wěn)定塔頂回流返塔，另一路進氣體分餾。循環(huán)吸收劑自穩(wěn)定塔底先經(jīng) 穩(wěn)定塔進料換熱器、解吸塔進料換熱器分別與脫乙烷油、凝縮油換熱，再經(jīng)循環(huán)吸收劑空冷 器、后冷器后進循環(huán)吸收劑泵，加壓后進入吸收塔塔頂?shù)?層循環(huán)使用。氣壓機出口油氣分 離器切水自壓送至裝置外。吸收劑包括直餾石腦油、焦化石腦油、焦化汽油和催化汽油。本發(fā)明所提供的工藝裝置產(chǎn)品分離部分的氣體分餾流程是由自穩(wěn)定塔頂回流罐 來的液化氣由丙烯塔進料泵送丙烯塔，塔頂分出精丙烯作為目的產(chǎn)品出裝置，副產(chǎn)氫氣分 離后也出裝置，塔底產(chǎn)品返回反應再生部分回煉。丙烯塔由上下兩塔組成，并配塔頂冷凝器、回流罐、回流泵、接力泵、塔底重沸器。 丙烯塔底重沸器由導熱油爐供熱。本發(fā)明提供的脫氫工藝裝置和方法，適合加工量在1萬噸/年 400萬噸/年的 工藝裝置，并特別適合用于丙烷或富含丙烷的低碳烴脫氫生產(chǎn)丙烯，所述丙烷或富含丙烷 的低碳烴，包括丙烷、油田氣、凝析油、液化石油氣、煉廠氣和天然氣濕氣，優(yōu)選的是丙烷和 液化石油氣。本發(fā)明的積極效果由于丙烷催化脫氫制丙烯工藝是一個強吸熱反應過程，利用固定床反應器提供熱 量較為困難，工藝反應再生周期短、切換頻繁、反應、再生間斷切換，安全性差，熱利用率低。 而已有技術(shù)中的移動床反應系統(tǒng)，需反應預熱爐，預熱利用率低、能耗高，操作費用和勞動 強度高。雖然也是連續(xù)反應和再生，但投資和占地較大。催化劑單價較高且隨著催化劑活 性的降低，需不斷改變操作條件以維持要求的轉(zhuǎn)化率，產(chǎn)品分布不穩(wěn)。燒焦產(chǎn)生的高溫位熱 能利用率低，溫度不斷下降，影響了轉(zhuǎn)化率。與之配套的高成本的貴金屬催化劑也會影響工 藝裝置的經(jīng)濟性。與已有技術(shù)相比本發(fā)明所提供的丙烷或富含丙烷低碳烴脫氫制丙烯工藝裝置及方法的優(yōu)點體現(xiàn)在，由于采用流化床提升管反應再生技術(shù)、吸收穩(wěn)定、氣體分餾和氫提濃產(chǎn) 品分離工藝，催化劑在循環(huán)流化床提升管反應器中進行脫氫反應，有利于傳質(zhì)和傳熱的進 行，使反應能連續(xù)進行，反應的轉(zhuǎn)化率和選擇性均較高。催化劑再生可連續(xù)為脫氫反應提供 熱量，能耗低。催化劑單價低且單耗也低，操作費用和勞動強度較低。操作平穩(wěn)產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn) 定，可以使本發(fā)明工藝裝置進行連續(xù)穩(wěn)定長周期滿負荷的安全生產(chǎn)，并且投資和占地均較


圖1是實施例1按照本發(fā)明內(nèi)提升管高低并列式布置方案的反應再生系統(tǒng)2是實施例2按照本發(fā)明外提升管高低并列式布置方案的反應再生系統(tǒng)3是實施例3按照本發(fā)明內(nèi)提升管同高并列式布置方案的反應再生系統(tǒng)4是實施例4按照本發(fā)明外提升管同高并列式布置方案的反應再生系統(tǒng)5是實施例5按照本發(fā)明同軸式布置方案的反應再生系統(tǒng)6是實施例6按照本發(fā)明吸收穩(wěn)定部分的流程7是實施例6按照本發(fā)明氣體分餾部分的流程圖1、提升管反應器2、再生器3、燒焦罐4、沉降器5、沉降器氣提段6、外循環(huán)管7、待 生斜管8、再生斜管9、再生立管10、內(nèi)溢流管11、稀相提升管12、密相提升管13、主風口 14、 分配器15、待生立管16、泵17、氣壓機18、吸收塔19、解析塔20、穩(wěn)定塔21、精餾塔22、重沸 器23、換熱器M、冷卻器25、空冷器沈、冷凝器27、油水分離器觀、凝結(jié)水罐29、回流罐30、 丙烷31、精丙烯32、燃料氣總管33、酸性水34、除鹽水35、粗汽油36、穩(wěn)定汽油37、干氣轉(zhuǎn)化率和選擇性以下列公式進行計算^ Mi χ ni轉(zhuǎn)化率(%)=進料中丙烷的摩爾量χ 100%;Μι χ ni選擇性(％) =ΣΜχ' / X 100%；(Mi 某產(chǎn)物的摩爾數(shù)；ni 某產(chǎn)物分子中所含碳原子數(shù))下面通過實施例并參考附圖進一步說明本發(fā)明，但并不因此而限制本發(fā)明。
具體實施例方式實施例1實施例1是按照本發(fā)明工藝裝置的內(nèi)提升管高低并列式布置方案的反應再生系 統(tǒng)圖，見圖1，即反應沉降器和再生器采取高低并列式布置，再生器采用燒焦罐型式。原料丙 烷或富含丙烷的低碳烴自裝置外進入原料罐，先經(jīng)減壓閥卸壓，再經(jīng)原料氣-冷媒水換熱 器、原料氣-反應產(chǎn)物換熱器23換熱后進入提升管反應器1，與高溫再生催化劑接觸進行丙 烷脫氫反應。反應油氣與待生催化劑在提升管出口處經(jīng)粗旋迅速分離，然后由旋風分離器 進一步除去攜帶的催化劑細粉后離開沉降器4。反應產(chǎn)物依次與原料氣換熱23、循環(huán)水冷 卻24后進入富氣壓縮機17。8
待生催化劑經(jīng)粗旋及沉降器4旋風分離器料腿進入位于沉降器下部的汽提段5， 在此與蒸汽逆流接觸以置換催化劑所攜帶的油氣。汽提后的催化劑沿待生斜管7下流進入 燒焦罐3，在高溫和富氧條件下燒掉待生催化劑上的大部分積碳后，沿稀相管11進入第二 密相床。二密、燒焦罐間設有外循環(huán)管6，實現(xiàn)CO的完全燃燒。再生后的催化劑通過再生斜 管8自二密進入提升管反應器1循環(huán)使用。再生器須連續(xù)噴入燃燒油來提高再生溫度及維 持反應-再生系統(tǒng)的熱量平衡，再生器燒焦所需的空氣由主風機和增壓機提供。實施例2實施例2是按照本發(fā)明工藝裝置的外提升管高低并列式布置方案的反應再生系 統(tǒng)圖，見圖2，除其提升管反應器布置為外置式外，其他以及工藝流程同實施例1。實施例3實施例3是按照本發(fā)明工藝裝置的內(nèi)提升管同高并列式布置方案的反應再生系 統(tǒng)圖，見圖3，除其反應沉降器和再生器采取同高并列式布置和提升管反應器布置為內(nèi)置式 外，其他以及工藝流程同實施例1。實施例4實施例4是按照本發(fā)明工藝裝置的外提升管同高并列式布置方案的反應再生系 統(tǒng)圖，見圖4，除其反應沉降器和再生器采取同高并列式布置和提升管反應器布置為外置式 外，其他以及工藝流程同實施例1。實施例5實施例5是按照本發(fā)明工藝裝置的同軸式布置方案的反應再生系統(tǒng)圖，見圖5，其 反應再生系統(tǒng)為同軸式布置方案，即反應沉降器置于再生器之上，提升管反應器采用外折 疊式布置。其他以及工藝流程同實施例1。實施例6實施例6是按照本發(fā)明工藝裝置和方法的產(chǎn)品分離工藝流程部分，見圖6和圖7， 吸收穩(wěn)定來自反應部分1的富氣進入氣壓機17 —段進行壓縮，然后由氣壓機中間冷卻器M 冷至40°C，進入氣壓機中間分離器進行氣、液分離。分離出的富氣再進入氣壓機二段。氣壓 機二段出口富氣與解吸塔頂氣匯合后，先經(jīng)壓縮富氣干式空冷器25冷凝冷卻，再與吸收塔 底油混合進入壓縮富氣冷卻器對，冷至40°C后進入氣壓機出口油氣分離器27進行氣、液、 水三相分離。經(jīng)分離后的氣體進入吸收塔18進行吸收，作為吸收介質(zhì)的補充吸收油，如化工輕 油，分別自塔頂進入吸收塔，吸收過程放出的熱量由兩個中段回流取走。其中一中回流流入 吸收塔一中回流泵16，由泵升壓后經(jīng)吸收塔一中回流油冷卻器M返回吸收塔18 ；二中回流 由吸收塔二中回流泵16打至吸收塔二中段回流油冷卻器M返回吸收塔18。凝縮油由解吸塔進料泵16從氣壓機出口油氣分離器27抽出分為兩路一路直接 自頂部進解吸塔19，另一路經(jīng)解吸塔進料換熱器23加熱后進入解吸塔19，解吸塔重沸器22 由1. OMI^a蒸汽供熱。脫乙烷油由解吸塔底19抽出，經(jīng)穩(wěn)定塔進料泵16升壓后再經(jīng)穩(wěn)定塔 進料換熱器23與循環(huán)吸收劑35換熱，送至穩(wěn)定塔20進行多組分分餾。穩(wěn)定塔底重沸器22 由導熱油提供熱量。液化石油氣從穩(wěn)定塔頂20餾出，經(jīng)穩(wěn)定塔頂冷凝器沈冷卻至40°C后 進入穩(wěn)定塔頂回流罐四，再徑穩(wěn)定塔頂回流油泵16抽出，一路作為穩(wěn)定塔頂回流返塔20， 另一路進氣體分餾21。循環(huán)吸收劑35自穩(wěn)定塔底先經(jīng)穩(wěn)定塔進料換熱器23、解吸塔進料換熱器23分別與脫乙烷油、凝縮油換熱，再經(jīng)循環(huán)吸收劑空冷器25后冷卻后進循環(huán)吸收劑 泵16，加壓后進入吸收塔18塔頂?shù)?層循環(huán)使用。氣壓機17出口油氣分離器27切水自壓送至裝置外33。吸收劑35包括直餾石腦 油、焦化石腦油、焦化汽油和催化汽油。氣體分餾自穩(wěn)定塔頂回流罐四來的液化氣由丙烯 塔進料泵16送丙烯塔21，塔頂分出精丙烯作為目的產(chǎn)品出裝置31，塔底產(chǎn)品返回反應再生 系統(tǒng)的反應再生部分1回煉。副產(chǎn)t氣由37經(jīng)分離提純后出裝置。實施例7實施例7是按照本發(fā)明所提供的工藝方法所進行的丙烷脫氫反應，在由實施例1 至實施例6所組成的本發(fā)明工藝裝置上進行，由鉻、稀土氧化物、堿金屬氧化物和Y-Al2O3 載體構(gòu)成的微球催化劑按照申請?zhí)枮?00910169995. 3的中國專利中所詳細描述的方法制備。反應條件包括，由丙烷氣(術(shù)95. Owt % )進料，反應溫度590°C，絕對壓力 0. 105Mpa，劑油比為8(wt/wt)。丙烷以及產(chǎn)物的組成用氣相色譜分析得到，單程轉(zhuǎn)化率 38%，丙烯(術(shù) 99. 5mol% )收率 85.7%，氫氣(術(shù) 99. Omol % )收率 2.8%。實施例8實施例8是按照本發(fā)明所提供的工藝方法由液化石油氣(LPG丙烷< 60wt% )作 為原料所進行的丙烷脫氫反應，在由實施例1至實施例6所組成的本發(fā)明工藝裝置上進行， 催化劑同實施例7。反應條件包括，反應溫度650°C，絕對壓力0. 12Mpa，劑油比為12 (wt/ wt)。以進料中丙烷組分計算的單程轉(zhuǎn)化率40%，相對進料計的丙烯絕對收率50%，相對進 料計的氫氣(術(shù)99. Omol% )收率1. 8%。
權(quán)利要求
1.一種丙烷或富含丙烷低碳烴的脫氫制丙烯工藝裝置和方法，其特征為反應再生系 統(tǒng)采用流化床反應再生技術(shù)，原料與反應產(chǎn)物換熱后進入反應器進行脫氫催化轉(zhuǎn)化反應。 反應產(chǎn)物經(jīng)與原料換熱后再冷卻并進入油氣分離器進行氣、液、水三相分離。分離出的氣體 進入氣壓機壓縮后送吸收穩(wěn)定部分，液體用泵送至吸收塔。自穩(wěn)定塔頂回流罐來的液化氣 由丙烯塔進料泵送丙烯丙烷分離塔，塔頂分出精丙烯作為產(chǎn)品出裝置，副產(chǎn)氫氣分離后也 出裝置，塔底產(chǎn)品返回反應再生部分回煉。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的流化床反應再生系統(tǒng)，其特征為布置方案分為并列式和同軸 式兩種，并列式反應再生系統(tǒng)分為高低并列式和同高并列式，其提升管為內(nèi)提升管或外提 升管；同軸式反應再生系統(tǒng)的提升管為外提升管。
3.根據(jù)權(quán)利要求1所述的丙烷或富含丙烷低碳烴的脫氫制丙烯方法，其特征為原料在 溫度500°C 750°C、壓力0. IMPa 0.4Mpa，與鉻、稀土氧化物、堿金屬氧化物和Y-A1203 載體構(gòu)成的微球催化劑在劑油比5 60條件下進行脫氫轉(zhuǎn)化反應。優(yōu)選的是在溫度 550°C 670°C、壓力0. IMPa 0. 15Mpa，劑油比6 14條件下反應。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述的原料丙烷或富含丙烷的低碳烴，包括丙烷、油田氣、凝析油、 液化石油氣、煉廠氣和天然氣濕氣，優(yōu)選的是丙烷和液化石油氣。
5.根據(jù)權(quán)利要求1所述的流化床反應再生系統(tǒng)的再生器，其特征為維持兩器熱平衡的 補燃介質(zhì)包括干氣、液化氣、輕柴油和燃料油。
6.根據(jù)權(quán)利要求1所述的反應產(chǎn)物與原料的換熱器，其特征為采用多臺串聯(lián)、并聯(lián)，或 多殼程設計方式。
7.根據(jù)權(quán)利要求1所述的吸收穩(wěn)定流程，其特征為包括吸收塔、解吸塔、穩(wěn)定塔、丙烯 精餾塔，其中吸收塔設置1 3個中段回流進行冷卻。
8.根據(jù)權(quán)利要求7所述的吸收穩(wěn)定流程，其特征為吸收劑包括直餾石腦油、焦化石腦 油、焦化汽油和催化汽油。
9.根據(jù)權(quán)利要求7所述的吸收穩(wěn)定流程，其特征為穩(wěn)定塔、解吸塔重沸器的熱源采用 導熱油爐提供。
10.根據(jù)權(quán)利要求1所述的工藝裝置，其特為設置原料加熱爐和三級旋風分離器，也可 根據(jù)裝置規(guī)模不設置原料加熱爐和三級旋風分離器。
全文摘要
本發(fā)明為一種丙烷或富含丙烷低碳烴的脫氫制丙烯工藝裝置和方法，包括反應再生部分和產(chǎn)品分餾部分。反應再生系統(tǒng)采用流化床反應再生技術(shù)，分為并列式和同軸式兩種布置方案，并列式反應再生系統(tǒng)的提升管為內(nèi)提升管或外提升管；同軸式反應再生系統(tǒng)的提升管為外提升管。原料與反應產(chǎn)物換熱后進入提升管反應器，在反應溫度500℃～750℃、壓力0.1MPa～0.4Mpa，并與鉻、稀土氧化物、堿金屬氧化物和γ-Al2O3載體構(gòu)成的微球催化劑和劑油比5～60條件下，優(yōu)選的是在溫度550℃～670℃、壓力0.1MPa～0.15MPa，劑油比6～14條件下進行脫氫轉(zhuǎn)化反應。反應產(chǎn)物在與原料換熱并再冷加后進入油氣分離器進行氣、液、水三相分離，分離出的氣體進入氣壓機壓縮后送吸收穩(wěn)定部分.液體用泵送至吸收塔。自穩(wěn)定塔頂回流罐來的液化氣由丙烯塔進料泵送至丙烯丙烷分離塔，塔頂分離出精丙烯作為產(chǎn)品出裝置，副產(chǎn)氫氣分離后也出裝置，塔底產(chǎn)品返回反應再生部分回煉。
文檔編號C07C7/11GK102040445SQ20091020482
公開日2011年5月4日 申請日期2009年10月14日 優(yōu)先權(quán)日2009年10月14日
發(fā)明者卓潤生, 張韓 申請人:上海河圖石化工程有限公司, 青島石大卓越投資有限公司