專利名稱：利用煉廠碳四制取烯烴的組合工藝的制作方法
利用煉廠碳四制取烯烴的組合工藝
技木領(lǐng)域
本發(fā)明涉及一種制取烯烴的方法，具體地說，涉及一種采用烯烴催化裂解、 油吸收和萃取精餾的方法制取和分離烯烴的新工藝。
背景技術(shù)：
隨著我國原油加工能力的提高，煉廠的催化裂化裝置將副產(chǎn)大量的碳四烴。 由大量過剩、廉價的碳四烴轉(zhuǎn)化生產(chǎn)乙烯、丙烯是油化結(jié)合、高效利用碳四資 源的重要途徑，可給石化企業(yè)帶來顯著的經(jīng)濟(jì)效益。圍繞著煉廠碳四的綜合利 用，國內(nèi)外各大公司和研究單位已開展了大量的研究，取得了一定的進(jìn)展，但 實現(xiàn)工業(yè)應(yīng)用的很少。
ABB Lummus Global公司的OCT工藝采用高溫鉤基催化劑進(jìn)行碳四烯烴與 乙烯歧化生產(chǎn)丙烯。來自蒸汽裂解裝置和催化裂化裝置的丁烯(丁烯也可以由乙 烯二聚得到)與乙烯在固定床或移動床反應(yīng)器中歧化生成丙烯，未反應(yīng)的丁烯和 乙烯循環(huán)使用。原料中含有的異丁烯不影響催化劑的性能。反應(yīng)中丁烯的單程 轉(zhuǎn)化率大于60%，總轉(zhuǎn)化率約為92%，丙烯質(zhì)量選擇性接近100%。 OCT工藝 和蒸汽裂解制乙烯工藝聯(lián)合使用可使P/E值提高到0.95以上，并可根據(jù)市場乙 烯、丙烯、丁烯的價格變化靈活調(diào)節(jié)產(chǎn)品結(jié)構(gòu)。目前，Lyonden公司、BASF公 司和Fina公司等的乙烯裝置上都采用與OCT工藝聯(lián)合的方式生產(chǎn)丙烯。
ATOFINA公司和UOP公司聯(lián)合開發(fā)了一種用于輕烯烴(C4 C8烴)裂解生 產(chǎn)丙烯和乙烯的新工藝一ATOFINA-UOP工藝。ATOFINA-UOP工藝可以使用來 自蒸汽裂解、催化裂化以及MTO裝置副產(chǎn)的C4 C8烴作為原料。該工藝過程 使用ZSM-5分子篩催化劑，在500 60(TC、 1 5MPa (絕)、較高空速的反應(yīng)
條件下，原料在固定床反應(yīng)器中和催化劑接觸發(fā)生催化裂解反應(yīng)，反應(yīng)中丙烯
總質(zhì)量收率約為60%，乙烯總質(zhì)量收率約為15%，丙烯/乙烯的值為4。失活催 化劑在反應(yīng)器中再生。ATOFINA-UOP工藝過程中不需要添加水蒸氣，原料空速 較高。ATOFINA-UOP工藝過程生產(chǎn)方式靈活，既可以和蒸汽裂解裝置聯(lián)合形成 新的工藝過程，從而可以根據(jù)市場的需求靈活調(diào)節(jié)丙烯與乙烯的比例；還可以 與催化裂化裝置聯(lián)合使用，以降低裂化汽油中的輕烯烴含量，增產(chǎn)丙烯；另外， 若ATOFINA-UOP工藝和MTO裝置聯(lián)合使用，可以降低產(chǎn)物中碳四和碳五烯烴 的含量，提高丙烯和乙烯的收率。
CN1493659提出了一種利用碳四餾分增產(chǎn)小分子烯烴的催化轉(zhuǎn)化方法，是 將富含碳四餾分的氣態(tài)烴注入流化床或提升管反應(yīng)器中，與含有五元環(huán)高硅沸 石的催化劑接觸，反應(yīng)，反應(yīng)溫度為500 750°C、催化劑與富含碳四餾分氣態(tài) 烴的重量比為1 180 : 1、床層重時空速為0.1 20h"或反應(yīng)時間為0.1 10秒， 使催化劑上沉積的焦炭量為0.1 1.0重％;與富含碳四餾分的氣態(tài)烴反應(yīng)后的 帶炭催化劑再與汽油餾分和/或重油餾分接觸、并在500 70(TC、催化劑與汽油 餾分或重油餾分的重量比為1 100 : 1、反應(yīng)時間為0.1 5秒或床層重時空速 為0.1 30h"、水蒸汽與汽油餾分或重油餾分的重量比為0.0 0.25 : 1的條件下 進(jìn)行反應(yīng)；分離反應(yīng)產(chǎn)物和待生催化劑；待生催化劑經(jīng)汽提、再生后返回反應(yīng) 器循環(huán)使用。
上述研究部分解決了碳四資源的利用問題，但并沒有充分利用碳四烴中的 各種烷烴和烯烴，大多數(shù)是將碳四烴中的烯烴轉(zhuǎn)化為丙烯，而碳四烴中的烷烴 無法得到有效利用。
為充分利用混合碳四中的烯烴和烷烴，常需將烯烴和烷烴分開。但由于碳 四中各組份沸點接近，相對揮發(fā)度相差很小，因而工業(yè)上很難用普通精餾的方 法將各組份分開，而需采用特殊精餾的方法，如萃取精餾。目前工業(yè)上多采用 以乙腈(ACN) 、 N-甲基吡咯烷酮(NMP) 、 二甲基甲酰胺法(DMF)作萃取 劑的丁烯抽提工藝來分離丁烯和丁垸。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明為了解決煉廠碳四利用率不高的問題，提出一種以煉廠碳四為原料， 采用烯烴催化裂解、油吸收和萃取精餾的方法制取、分離得到乙烯、丙烯和碳 四的工藝流程。
具體技術(shù)方案如下
本發(fā)明提出的利用煉廠碳四制取烯烴的組合工藝包括以下步驟
(1) 預(yù)分離煉廠碳四進(jìn)入預(yù)分離塔，從塔頂脫除其中的丙烷、丙烯和異 丁烷，塔釜物流送往烯烴催化裂解系統(tǒng)；
(2) 烯烴催化裂解從預(yù)分離塔釜來的混合碳四物料進(jìn)入催化裂解反應(yīng)器， 反應(yīng)生成含有丙烯和乙烯的催化裂解氣混合物；
(3) 冷卻催化裂解氣混合物進(jìn)入冷卻系統(tǒng)進(jìn)行冷卻降溫，并回收熱量， 所述冷卻系統(tǒng)采用先經(jīng)油洗塔再經(jīng)水洗塔降溫或采用廢熱鍋爐換熱產(chǎn)生中壓蒸 汽來回收熱量，使催化裂解氣混合物降至30 80。C后進(jìn)入壓縮段；
(4) 壓縮冷卻后的催化裂解氣進(jìn)入壓縮段，經(jīng)壓縮使催化裂解氣壓力達(dá)
到1.4 1.8 MPa (絕)，在壓縮段中設(shè)置換熱器和緩沖罐，以冷卻催化裂解氣 和分離壓縮產(chǎn)生的液相；
(5) 吸收壓縮后的催化裂解氣進(jìn)入吸收塔，以碳五及更重組分作為吸收
劑；含有甲垸、碳二的輕組分從塔頂采出，從塔釜采出含有碳三組分、碳四組 分、碳五和更重組分的物流；
(6) 分離從吸收塔釜來的物流進(jìn)入分離系統(tǒng)進(jìn)行分離，分別得到碳三組 分、碳四組分、碳五及更重組分。
優(yōu)選地，步驟(2)中所述的烯烴催化裂解工藝以步驟(1)得到的碳四為 原料，與水蒸汽混合，水蒸汽與碳四的質(zhì)量比為0.3 0.8?；旌虾蟮奈锪显诠潭?br> 床反應(yīng)器中與催化劑接觸，在反應(yīng)溫度400 60(TC、壓力0.1 0.5 MPa (絕) 和質(zhì)量空速l 10h"的條件下進(jìn)行反應(yīng)，生成含有丙烯和乙烯的混合物。目的 產(chǎn)物丙烯的選擇性達(dá)到40%,丙烯產(chǎn)率達(dá)到25 35%。其中所用的催化劑為硅 鋁摩爾比優(yōu)選為50 300的ZSM型分子篩，其中分子篩用雜多酸進(jìn)行改性，催 化劑中雜多酸含量優(yōu)選為5重量％ 20重量％。 ZSM型分子篩優(yōu)選采用ZSM-5 分子篩，更優(yōu)選使用北京萬樹園經(jīng)濟(jì)技術(shù)貿(mào)易中心經(jīng)銷的商業(yè)名為ZRP系列的 分子篩，該分子篩為改性的ZSM-5分子篩。分子篩硅鋁比更優(yōu)選為180 300。 催化劑中雜多酸選用雜原子(P、 Si、 Fe、 Co等)和多原子(Mo、 W、 V、 Nb、 Ta等)組合的含氧多酸，優(yōu)選鎢系雜多酸，更優(yōu)選磷鎢酸，含量優(yōu)選為8.0重 量％ 15.0重量％。
步驟(4)中所述緩沖罐優(yōu)選設(shè)置分水槽，將水相與油相分開。分出的水作 為工藝水送出界區(qū)。
優(yōu)選地，在步驟(5)中，所述吸收塔的塔頂操作壓力為1.0 1.6MPa(絕)， 塔頂溫度為35 45'C，塔釜溫度為40 60'C，吸收劑與催化裂解氣的質(zhì)量比為 1.0 2.5。得到的碳二組分含有大量乙烯和少量的甲垸、乙烷，可以送往乙烯裝 置。
優(yōu)選地，在步驟(5)和步驟(6)之間，可以根據(jù)需要設(shè)置堿洗塔，以脫 除催化裂解氣中的硫?？梢愿鶕?jù)需要設(shè)置干燥器，以脫除系統(tǒng)中的水分。
從在吸收塔塔釜得到的物料可根據(jù)需要通過脫丁垸單元、脫丙烷單元、丁 烯抽提單元、丙烯精制單元進(jìn)行分離，這些分離單元可根據(jù)需要進(jìn)行取舍和搭 配，得到碳三組分、碳四組分、碳五及更重組分。
優(yōu)選地，在步驟(6)中，所述碳三組分含有大量的丙烯，優(yōu)選作為丙烯精 制塔的進(jìn)料，經(jīng)分離得到聚合級丙烯。所述碳四組分含有丁烷和丁烯，優(yōu)選采 用萃取精餾的方法將烷烴與烯烴進(jìn)行分離，采用乙腈(ACN) 、 N-甲基吡咯烷 酮(NMP) 、 二甲基甲酰胺(DMF) 、 N-甲酰嗎啉(NFM)、嗎啉等溶劑中的
一種或更多種的混合物作為萃取劑，更優(yōu)選乙腈作為萃取劑，碳四烷烴送往乙 烯裝置的裂解爐作為熱裂解原料，碳四烯烴循環(huán)回催化裂解反應(yīng)器作為催化裂 解原料。優(yōu)選所述碳五及更重組分的一部分作為吸收劑返回吸收塔，余量作為 產(chǎn)品送出界區(qū)。
由于本發(fā)明針對現(xiàn)有工業(yè)裝置中存在的煉廠C4還沒有充分利用的問題，將 許多現(xiàn)有技術(shù)進(jìn)行優(yōu)化組合，提出適合充分利用煉廠C4的組合工藝，因此，本 發(fā)明中所使用的分離技術(shù)和催化劑等都可以采用現(xiàn)有技術(shù)，本發(fā)明的實施不受 本發(fā)明中公開的或未公開的技術(shù)要點限定，本領(lǐng)域的技術(shù)人員可以根據(jù)情況合 適地選定，但是本發(fā)明決不是這些現(xiàn)有技術(shù)的簡單羅列組合，而是解決了目前 工業(yè)生產(chǎn)確實存在的問題，具有相當(dāng)顯著的工業(yè)價值。
本發(fā)明釆用烯烴催化裂解、油吸收和萃取精餾組合工藝制烯烴技術(shù)具有以
下優(yōu)點
(1) 充分利用了煉廠碳四資源，采用烯烴催化裂解將碳四烴中的烯烴轉(zhuǎn)化 為乙烯、丙烯，采用油吸收法分離催化裂解氣得到碳二組分、碳三組分和碳四
組分；碳二組分送往乙烯裝置，碳三組分可進(jìn)一步分離得到聚合級丙烯，碳四 組分可分離得到丁烯返回催化裂解裝置、丁垸送往乙烯廠裂解爐作為進(jìn)料，各 組分均得到了充分利用；
(2) 可用廉價的煉廠碳四替代石腦油等較為昂貴的熱裂解原料，從而降低 生產(chǎn)成本；由于煉廠碳四采用烯烴催化裂解，基本不受煉廠碳四中有機(jī)硫的影 響，因此避免了有機(jī)硫的干擾；
(3) 烯烴催化裂解可將大部分的烯烴轉(zhuǎn)化為乙烯、丙烯，減少了將全部烯 烴加氫后蒸汽熱裂解所帶來的氫氣的循環(huán)，同時烯烴催化裂解產(chǎn)生的甲烷量大 大低于蒸汽熱裂解所產(chǎn)生的甲烷量，從而減少了冷區(qū)的負(fù)荷，降低了能耗；
(4) 采用萃取精餾方法分離丁烷和丁烯，分離出的丁烯循環(huán)利用，提高了 目的產(chǎn)物丙烯的產(chǎn)率，分離出的丁烷可作為產(chǎn)品送往乙烯裝置，達(dá)到了充分利用碳四各組分的目的，并且該工藝具有產(chǎn)品純度高、熱負(fù)荷小、操作簡單、投
資少的特點；
(5) 烯烴催化裂解可獲得較高的丙烯收率；
(6) 用煉廠碳五及更重組分作為吸收劑脫除碳二和甲烷，吸收塔頂操作溫 度在4(TC左右，用循環(huán)水即可冷卻，操作簡單、投資少。
附圖i兌明


圖1為本發(fā)明的利用煉廠碳四制取烯烴的組合工藝的示意圖。 圖2為本發(fā)明的方案1的流程示意圖。 圖3為本發(fā)明的方案2的流程示意圖。 符號說明-
1煉廠碳四；2碳二組分；3碳五及更重組分；4碳三組分；5碳四 組分；6 丁烯；7 丁垸；8丙烯；9丙垸；10催化裂解反應(yīng)器；11油 洗塔；12水洗塔；13壓縮機(jī)；14吸收塔；15脫丁烷塔；16脫丙烷塔； 17丁烯抽提裝置；18丙烯精制塔；19分離罐；20析出塔。
具體實施例方式
下面參考附圖1 3進(jìn)一步解釋本發(fā)明的采用催化裂解、油吸收和萃取精餾 方法制取烯烴的組合工藝，但本發(fā)明不局限于這些方案。
圖1是本發(fā)明組合工藝的原則流程示意圖，可以在該原則流程圖上進(jìn)行修 改、增加其它技術(shù)。參照圖1，本發(fā)明的新工藝采用烯烴催化裂解、油吸收和萃 取精餾方法，對煉廠碳四進(jìn)行充分利用。煉廠碳四經(jīng)預(yù)分離塔分離出其中的丙 烷、丙烯和異丁烷，然后預(yù)熱到一定溫度后進(jìn)入烯烴催化裂解反應(yīng)器，產(chǎn)生的 催化裂解氣進(jìn)入冷卻系統(tǒng)冷卻，然后進(jìn)入壓縮段，壓縮后的催化裂解氣進(jìn)入吸 收塔，采用油吸收法從塔頂分離出碳一、碳二組分，溶解有碳三、碳四、碳五
及更重組分的塔釜物流進(jìn)入后面的脫丁垸單元和脫丙烷單元，分離得到混合碳 三、混合碳四及碳五重組分。 一部分碳五及更重組分作為吸收劑循環(huán)回吸收塔， 另一部分采出。根據(jù)需要，分離得到的碳三組分可以作為丙烯精制塔的進(jìn)料， 分離得到聚合級丙烯。根據(jù)需要，碳四組分可以作為丁烯抽提裝置的進(jìn)料，采 用萃取精餾的方法分離得到丁垸和丁烯，丁烯循環(huán)回催化裂解反應(yīng)器循環(huán)利用， 丁烷可作為乙烯廠熱裂解爐的進(jìn)料。
下面分別參照圖2 3解釋本發(fā)明組合工藝的各種實施方案。
方案l:如圖2所示，此工藝以煉廠碳四1為原料，進(jìn)入預(yù)分離塔，從塔頂
脫除其中的丙烷、丙烯和異丁垸，塔釜物流經(jīng)預(yù)熱后進(jìn)入催化裂解反應(yīng)器10， 經(jīng)催化裂解反應(yīng)生成含有乙烯、丙烯等組分的催化裂解氣，催化裂解氣經(jīng)冷卻、 壓縮，再經(jīng)油吸收法進(jìn)行分離，得到碳二組分2、碳三組分4和碳四組分5，碳 四組分5經(jīng)抽提分離出其中的烯烴循環(huán)利用。其中的冷卻系統(tǒng)采用先經(jīng)油洗塔 11再經(jīng)水洗塔12降溫，此冷卻系統(tǒng)也可以采用廢熱鍋爐產(chǎn)生中壓蒸汽的方法來 回收熱量。冷卻后的催化裂解氣進(jìn)入壓縮段13，經(jīng)2段壓縮后進(jìn)入分離罐19， 分離出的液相進(jìn)入析出塔20，分離出的氣相進(jìn)入吸收塔14。在吸收塔內(nèi)以碳五 及更重組分作為吸收劑，吸收催化裂解氣中的碳三、碳四組分，主要含有甲垸 及乙烯、乙烷的輕組分2從塔頂采出。析出塔釜物流碳三、碳四、碳五及更重 組分，進(jìn)入脫丁垸塔15，塔釜物流3為碳五及更重組分， 一部分返回吸收塔14 循環(huán)利用， 一部分釆出，塔頂物流為碳四及更輕組分被送入脫丙垸塔16。脫丙 烷塔釜采出碳四組分5，送往丁烯抽提裝置17，分離出的丁烯6送往催化裂解 反應(yīng)器10循環(huán)利用，丁烷7送往乙烯廠的熱裂解爐作原料。該丁烯抽提裝置采 用乙腈作為萃取劑，采取一段萃取工藝分離烷烴和烯烴。脫丙垸塔16頂采出碳 三組分4作為產(chǎn)品送出界區(qū)。
方案2:如圖3所示，該方案與方案1相同地采用煉廠碳四1原料，采用同 方案1相同的預(yù)分離、催化裂解反應(yīng)、冷卻、壓縮、吸收后進(jìn)入分離系統(tǒng)，碳
三、碳四、碳五及更重組分進(jìn)入脫丁垸塔15，碳五及更重組分從塔釜采出，一 部分返回吸收塔14循環(huán)利用， 一部分采出，碳四及更輕組分從塔頂采出送入脫 丙烷塔16。脫丙烷塔釜采出碳四組分5，可以作為產(chǎn)品。脫丙烷塔頂采出碳三 組分4送往丙烯精制塔18，從丙烯精制塔18塔頂?shù)玫骄酆霞壉?，塔釜得到 的丙垸9可以作為乙烯廠熱裂解爐的原料。
下面以實施例的方式進(jìn)一步解釋本發(fā)明的組合工藝。 實施例1
參考附圖2，以流量為17500kg/h的煉廠碳四1為原料，其主要組成(質(zhì)量 百分比)為丙烷7.3%、異丁烯14.0%、 1-丁烯14.0%、順-2-丁烯16.3%、反-2-丁烯20.2%、正丁垸17.0%、異丁垸0.5 10.0%、余量為丙烯。煉廠碳四進(jìn)預(yù)分 離塔，預(yù)分離塔的板數(shù)為130，操作條件為塔頂壓力0.9MPa (絕)、塔頂溫 度39.4。C、塔釜溫度73.7。C和回流比26.6，從塔頂采出輕組分，其中異丁烷含 量(質(zhì)量)為51%。塔釜物流預(yù)熱到500'C后進(jìn)入烯烴催化裂解反應(yīng)器10內(nèi)進(jìn) 行反應(yīng)，水蒸氣的量9850kg/h，催化劑的裝填量7噸，催化劑釆用北京化工研 究院的牌號BOC-l的催化劑，反應(yīng)條件為溫度50(TC、壓力0.2MPa(絕)、 質(zhì)量空速2.5h—1的反應(yīng)條件下，碳四原料在固定床反應(yīng)器中和催化劑接觸發(fā)生催 化裂解反應(yīng)，反應(yīng)中丙烯總質(zhì)量收率約為30%，乙烯總質(zhì)量收率約為15%。反 應(yīng)生成的催化裂解氣進(jìn)入油洗塔，油洗塔板數(shù)為5，以煉油廠的中一油作為冷卻 齊U，用量為5000kg/h，操作條件為塔頂溫度B7.3。C、壓力0.15MPa (絕)、塔 釜溫度199.4'C，塔頂催化裂解氣溫度為137.3'C。催化裂解氣經(jīng)油洗塔后進(jìn)入 水洗塔，操作條件為塔頂溫度4(TC、壓力0.12MPa (絕)，催化裂解氣溫度 降至40。C，然后進(jìn)入壓縮段13，經(jīng)2級壓縮、換熱后催化裂解氣的壓力達(dá)到1.6 MPa(絕)，裂解氣首先進(jìn)入氣液分離罐19，分離出的氣相去吸收塔14，分離 出的液相去析出塔20。吸收塔的塔板數(shù)為20塊，以主要含碳五及更重組分的物 流3作為吸收劑，溶劑比(吸收劑與裂解氣的質(zhì)量比)為10，塔頂采出碳二組 分2，流量為1532.5kg/h,其中含有70% (質(zhì)量)的乙烯，這股物流可以送往乙 烯裝置，吸收塔釜物流送入氣液分離罐19，分離出的氣相返回吸收塔，液相送 入析出塔20。析出塔的操作條件為:塔板20塊、塔頂溫度39"C、塔頂壓力1.5MPa
(絕)、塔釜溫度87X:。在此溶解在吸收劑中的部分碳二組分被從吸收劑中析 出，塔釜物流為溶解有碳三及更重組分的吸收劑被送入脫丁烷塔15。脫丁烷塔 15的塔板數(shù)50、塔頂溫度38'C、塔頂壓力0.9MPa (絕)、塔釜溫度139°C、 回流比1.5。脫丁垸塔釜物流為碳五及更重組分3，74%返回吸收塔14循環(huán)利用， 26%采出，碳四及更輕組分從塔頂采出送往脫丙垸塔16。脫丙烷塔的塔板數(shù)為 40、塔頂溫度5rC、塔頂壓力2.0MPa (絕)、塔釜溫度lirC、回流比2。脫 丙垸塔釜采出碳四組分送往丁烯抽提裝置17進(jìn)行分離，抽提裝置采用乙腈作溶 劑，萃取精餾塔的操作條件為溶劑比IO、塔頂溫度46。C、塔頂壓力0.45MPa
(絕)、回流比20。分離出的烯烴6循環(huán)回加熱爐繼續(xù)利用，分離得到流量為 3480kg/h的丁垸7作為產(chǎn)品送出界區(qū)，其中主要組成(質(zhì)量)為異丁烷8.8%、 正丁烷90.3%、余量為碳五，此物流可作為乙烯熱裂解爐的進(jìn)料。 實施例2
參考附圖3，采用同實施例l相同的原料，經(jīng)預(yù)分離塔l、烯烴裂解反應(yīng)器 10、油洗塔ll、水洗塔12、壓縮單元13后進(jìn)入氣液分離罐19，分離出的氣相 去吸收塔14，分離出的液相去析出塔20，析出塔釜物流被送往脫丁垸塔15;脫 丁烷塔頂物流送往脫丙烷塔16，塔釜物流部分循環(huán)回吸收塔，部分采出，其比 例為2.8: 1;以上各單元的操作條件同實施例1。脫丙烷塔的塔板數(shù) 為40、塔 頂溫度51'C、塔頂壓力2.0MPa (絕)、回流比2。脫丙垸塔釜采出的碳四組分 作為產(chǎn)品送出界區(qū)，塔頂采出的碳三組分被送往丙烯精制塔18。丙烯精制塔的 塔板數(shù)為170，塔頂溫度44。C、塔頂壓力1.8MPa (絕)、塔釜溫度63'C、回流 比17.6。塔頂采出純度大于99.6%的丙烯產(chǎn)品5812kg/h，塔釜采出丙烷送出界 區(qū)。
實施例3
采用同實施例2相同的原料，經(jīng)預(yù)分離塔1、烯烴裂解反應(yīng)器10、油洗塔 11、水洗塔12、壓縮單元13后進(jìn)入氣液分離罐19，經(jīng)吸收塔14、析出塔20、 脫丁烷塔15;脫丁烷塔塔釜物流部分循環(huán)回吸收塔，部分采出，其比例為2.8: 1;脫丁烷塔頂物流送往脫丙烷塔16，脫丙烷塔頂采出碳三組分6790kg/h，作為 產(chǎn)品送出界區(qū)；脫丙垸塔釜采出碳四組分8780kg/h，作為產(chǎn)品送出界區(qū)。以上 各單元的操作條件同實施例2。
權(quán)利要求
1. 一種利用煉廠碳四制取烯烴的組合工藝，其特征在于，所述組合工藝包括以下步驟(1)預(yù)分離煉廠碳四進(jìn)入預(yù)分離塔，從塔頂脫除其中的丙烷、丙烯和異丁烷，塔釜物流送往烯烴催化裂解系統(tǒng)；(2)烯烴催化裂解從預(yù)分離塔塔釜來的混合碳四物料預(yù)熱后進(jìn)入催化裂解反應(yīng)器，反應(yīng)生成含有丙烯和乙烯的催化裂解氣混合物；(3)冷卻催化裂解氣混合物進(jìn)入冷卻系統(tǒng)進(jìn)行冷卻降溫，并回收熱量，所述冷卻系統(tǒng)采用先經(jīng)油洗塔再經(jīng)水洗塔降溫或采用廢熱鍋爐換熱產(chǎn)生中壓蒸汽來回收熱量，使催化裂解氣混合物降至30～80℃后進(jìn)入壓縮段；(4)壓縮冷卻后的催化裂解氣進(jìn)入壓縮段，經(jīng)壓縮使催化裂解氣壓力達(dá)到1.4～1.8MPa(絕)，在壓縮段中設(shè)置換熱器和緩沖罐，以冷卻催化裂解氣和分離壓縮產(chǎn)生的液相；(5)吸收壓縮后的催化裂解氣進(jìn)入吸收塔，以碳五及更重組分作為吸收劑，含有甲烷、碳二的輕組分從塔頂采出，從塔釜采出含有碳三組分、碳四組分、碳五和更重組分的物流；(6)分離從吸收塔塔釜來的物流進(jìn)入分離系統(tǒng)進(jìn)行分離，分別得到碳三組分、碳四組分、碳五及更重組分。
2. 如權(quán)利要求1所述的組合工藝，其特征在于，步驟(2)中所述的烯烴催 化裂解工藝以步驟(1)得到的碳四為原料，與水蒸汽混合后，在固定床反應(yīng)器 中與催化劑接觸，在反應(yīng)溫度400 600。C、壓力0.1 0.5MPa (絕)和液相體 積空速1 10h"的條件下進(jìn)行反應(yīng)，生成含有丙烯和乙烯的混合物。
3. 如權(quán)利要求2所述的組合工藝，其特征在于，在烯烴催化裂解的固定床 中，所述催化劑為硅鋁摩爾比為50 300的ZSM型分子篩，所述分子篩用雜多 酸進(jìn)行改性，所述催化劑中含有5重量％ 20重量％的雜多酸。
4. 如權(quán)利要求1所述的組合工藝，其特征在于，步驟(4)中所述緩沖罐設(shè) 置分水槽，將水相與油相分開。
5. 如權(quán)利要求1所述的組合工藝，其特征在于，在步驟(5)中，所述吸收 塔的塔頂操作壓力為1.0 1.6 MPa (絕)，塔頂溫度為35 45℃，塔釜溫度為 40 60℃，吸收劑與催化裂解氣的質(zhì)量比為1.0 2.5。
6. 如權(quán)利要求1所述的組合工藝，其特征在于，在步驟(5)和步驟(6) 之間，設(shè)置堿洗塔，以脫除催化裂解氣中的硫。
7. 如權(quán)利要求1所述的組合工藝，其特征在于，在步驟(5)和步驟(6) 之間，設(shè)置干燥器，以脫除系統(tǒng)中的水分。
8. 如權(quán)利要求1所述的組合工藝，其特征在于，在步驟(6)中，所述碳三 組分含有大量的丙烯，作為丙烯精制塔的進(jìn)料，經(jīng)分離得到聚合級丙烯。
9. 如權(quán)利要求1所述的組合工藝，其特征在于，在步驟(6)中，所述碳四 組分含有丁烷和丁烯，采用萃取精餾的方法將垸烴與烯烴進(jìn)行分離，采用乙腈、 N-甲基吡咯烷酮、二甲基甲酰胺、N-甲酰嗎啉和嗎啉中的一種或更多種溶劑的 混合物作為萃取劑，碳四烷烴送往乙烯裝置的裂解爐作為熱裂解原料，碳四烯 烴循環(huán)回催化裂解反應(yīng)器作為催化裂解原料。
10. 如權(quán)利要求1所述的組合工藝，其特征在于，在步驟(6)中，所述碳 五及更重組分的一部分作為吸收劑返回吸收塔，余量作為產(chǎn)品送出界區(qū)。
全文摘要
本發(fā)明的利用煉廠碳四制取烯烴屬于制取烯烴的技術(shù)領(lǐng)域，為了解決目前還不能充分地利用煉廠碳四的技術(shù)問題，本發(fā)明提出煉廠碳四首先進(jìn)行預(yù)分離脫除其中的丙烷、丙烯和異丁烷，然后送往烯烴催化裂解系統(tǒng)，產(chǎn)生的裂解氣混合物進(jìn)入冷卻系統(tǒng)冷卻降溫，再進(jìn)入壓縮段壓縮，壓縮后的催化裂解氣進(jìn)入吸收塔，以碳五及更重組分作為吸收劑，甲烷、碳二等輕組分從塔頂采出，塔釜物流經(jīng)分離系統(tǒng)分離，分別得到碳三組分、碳四組分、碳五及更重組分。本發(fā)明的組合工藝具有能充分利用煉廠碳四、氫氣循環(huán)少、能耗低、丙烯收率高、操作簡單和投資低等優(yōu)點。
文檔編號C07C4/00GK101205162SQ200610165519
公開日2008年6月25日 申請日期2006年12月21日 優(yōu)先權(quán)日2006年12月21日
發(fā)明者劉小波, 劉智信, 勇 張, 偉 戴, 李東風(fēng), 王定博, 程建民, 碩 陳 申請人:中國石油化工股份有限公司;中國石油化工股份有限公司北京化工研究院