以煉廠干氣為原料制取乙苯的組合方法
【專利摘要】一種用煉廠干氣制取乙苯的組合方法。依次包括以下步驟：1.烷基化：原料中的乙烯與苯反應(yīng)生成乙苯，未反應(yīng)的乙烷等進(jìn)入烴化尾氣中；2.變壓吸附：烴化尾氣中的碳二組分經(jīng)分離脫除甲烷、氫等后，進(jìn)入PSA濃縮氣中；3.乙烷裂解：PSA濃縮氣在此進(jìn)行裂解生成乙烯、氫氣等組分，得到的裂解氣經(jīng)廢熱鍋爐和急冷水塔降溫后進(jìn)入油吸收裝置；4.油吸收裂解氣中的碳三及以上組分被吸收下來，在吸收塔頂?shù)玫桨淄椤?、乙烷、乙烯類輕組分的碳二提濃氣；5.選擇加氫：加氫后的碳二提濃氣被送入所述步驟1）中的脫碳單元與煉廠干氣混合脫除其中的酸性氣體，再送入烷基化裝置進(jìn)行循環(huán)利用。本發(fā)明解決了現(xiàn)有技術(shù)存在的原料單一和利用率不高的問題，提出了一種制取乙苯的新組合方法。
【專利說明】以煉廠干氣為原料制取乙苯的組合方法
【技術(shù)領(lǐng)域】
[0001]本發(fā)明涉及一種以煉廠干氣為原料制取乙苯的【技術(shù)領(lǐng)域】，具體地說，涉及一種采用苯吸收方法回收煉廠干氣中的乙烯和乙烷并用于制備乙苯的組合方法。
【背景技術(shù)】
[0002]煉廠干氣中含有乙烯、乙烷。目前煉廠干氣主要作為燃料燒掉，利用價值較低?？蓪⒏蓺庵幸蚁┗厥罩频孟∫蚁?，送往烴化裝置作原料，如乙苯裝置制備乙苯、或制備對甲基
乙苯等。
[0003]目前從煉廠干氣中回收乙烯的方法主要有深冷分離法、油吸收法、絡(luò)合分離法、變壓吸附法等，各種方法各具特點。深冷分離法工藝成熟，乙烯回收率高，但投資大，用于稀乙烯回收能耗較高；絡(luò)合分離法，乙烯回收率較高，但對原料中的雜質(zhì)要求嚴(yán)格，預(yù)處理費用較高，需要特殊的絡(luò)合吸收劑；變壓吸附法能耗較低，但產(chǎn)品純度低，乙烯回收率低，占地面積大；油吸收法具有規(guī)模小、適應(yīng)性強、投資費用低等特點。
[0004]乙苯是一種重要的化工原料。隨著石油加工業(yè)的發(fā)展，大量含有低濃度乙烯的煉廠尾氣為制取乙苯提供了新的原料來源。
[0005]自五十年代末起，發(fā)展了幾種以稀乙烯為原料與苯制取乙苯的方法。
[0006]如美國專利US2939890、US3691245、US3702886 等專利。CN90109803.5 公開了一種稀乙烯與苯反應(yīng)制取乙苯的工藝過程，所用原料為含有低濃度乙烯的煉廠催化裂化干氣，不需預(yù)先精制而直接與苯反應(yīng)制取乙苯。
[0007]CN1154957公開了`一種含低濃度乙烯的煉廠催化裂解干氣為原料，直接與苯反應(yīng)制取乙苯的改進(jìn)方法。
[0008]因煉廠干氣中僅催化干氣中乙烯含量較高，所以這些專利只適用于原料為催化干氣的稀乙烯，并且只利用了稀乙烯中的乙烯組分，對于乙烷未加利用。
[0009]現(xiàn)有的以煉廠干氣的稀乙烯為原料與苯制取乙苯的工藝存在原料單一且利用率不高的問題。

【發(fā)明內(nèi)容】

[0010]本發(fā)明為了解決現(xiàn)有的以煉廠干氣的稀乙烯為原料與苯制取乙苯工藝存在的原料單一和利用率不高的問題，提出一種高效的采用煉廠干氣制取乙苯的組合工藝。本方法組合了乙烷裂解、油吸收、烷基化、變壓吸附等技術(shù)，對煉廠干氣中的乙烯、乙烷組分加以利用。
[0011]本發(fā)明的以煉廠干氣制取乙苯的組合方法是這樣實現(xiàn)的:
[0012]本發(fā)明所述的方法包括以下步驟:
[0013]1.烷基化:煉廠干氣經(jīng)脫碳單元脫除酸性氣體后進(jìn)入烷基化裝置，其中的乙烯與苯反應(yīng)生成乙苯，未反應(yīng)的乙烷等組分進(jìn)入烴化尾氣中；
[0014]2.變壓吸附:來自烷基化裝置的烴化尾氣進(jìn)入變壓吸附裝置，在此烴化尾氣中的碳二組分經(jīng)分離脫除甲烷、氫等組分后，進(jìn)入PSA濃縮氣中，之后送入裂解爐；
[0015]3.乙烷裂解:來自變壓吸附裝置的PSA濃縮氣進(jìn)入乙烷裂解爐，在此進(jìn)行裂解生成乙烯、氫氣等組分，得到的裂解氣經(jīng)廢熱鍋爐和急冷水塔降溫后進(jìn)入油吸收裝置；
[0016]4.油吸收:來自急冷水塔的裂解氣經(jīng)壓縮、脫除雜質(zhì)之后進(jìn)入油吸收塔，油吸收塔采用苯或汽油為吸收劑；裂解氣中的碳三及以上組分被吸收下來，在吸收塔頂?shù)玫桨淄椤?、乙烷、乙烯類輕組分的碳二提濃氣；
[0017]5.選擇加氫:碳二提濃氣中的炔烴在此與氫氣進(jìn)行反應(yīng)而被脫除，加氫后的碳二提濃氣被送入所述步驟I)中的脫碳單元，與煉廠干氣混合，脫除其中的酸性氣體，再送入烷基化裝置進(jìn)行循環(huán)利用。
[0018]所述的煉廠干氣選自催化裂化干氣、催化裂解干氣、常減壓干氣、焦化干氣、加氫裂化干氣中的一種或幾種混合；
[0019]所述的步驟(1)中的烷基化裝置選自現(xiàn)有技術(shù)中已知下列烷基化反應(yīng)工藝中的一種:固定床反應(yīng)器、催化精餾塔技術(shù)；優(yōu)選的烷基化方法為CN200910057824.1中公開的純乙烯或干氣與苯烷基化制乙苯的方法。
[0020]按重量百分百計，
[0021]所述的步驟(1)中的烴化尾氣包括O~20%的氫氣、20~50%的甲烷和20~50%的乙烷，各組分的含量之和不超過100%。
[0022]在步驟(2)中，所述的PSA濃縮氣中乙烷含量為50~95%。
[0023]在步驟(3)中，
[0024]所述的乙烷裂解爐為現(xiàn)有技術(shù)中已知的乙烷裂解爐或輕烴裂解爐；
[0025]所述的裂解爐出口溫度為500~700°C，壓力0.05~0.15MPa.G ；
[0026]在乙烷裂解爐中，PSA濃縮氣中的乙烷發(fā)生反應(yīng)裂解反應(yīng)得到包括下列組分的裂解氣:0~10%wt的氫氣、O~20%wt的甲烷、20~50%wt的乙烯和O~20%wt的乙烷，各組分的含量之和不超過100% ；
[0027]所述的裂解氣經(jīng)冷卻及熱量回收利用之后，送入油吸收裝置。
[0028]在步驟4)中，
[0029]所述的油吸收裝置，包括壓縮機、油吸收塔和解吸塔；
[0030]所述的油吸收塔的吸收溫度為10~40°C，吸收壓力為0.5~2.0MPa.G ;其中乙烯的回收率不小于90%。
[0031]在步驟5)中，
[0032]所述的選擇加氫催化劑為CN200910082421.2中公開的乙炔選擇加氫催化劑，其中主活性組分選自Pt、Pd的一種或兩種,含量為0.01重量％~1.0重量％ ;助活性組分包括第VDI族元素，I I B族元素B1、Sb、Pb、In、Cs、Rb中的至少一種，其含量為載體總重的O~20重量% ；
[0033]所述的加氫反應(yīng)的操作條件為:反應(yīng)器入口溫度通常為20~150°C，反應(yīng)壓力通常為1.0~5.0MPa，氫氣與炔烴的摩爾比為0.8~4.0，空速通常為5000~2000011。
[0034]本發(fā)明的以煉廠干氣制取乙苯的組合工藝具有以下特點:
[0035](I)本發(fā)明的組合工藝中，可以多種煉廠干氣為原料，本工藝不限制原料為煉廠的催化干氣，原料適用范圍廣；[0036](2)本發(fā)明的組合工藝中，在烴化裝置中，煉廠干氣中乙烯與苯發(fā)生反應(yīng)制取乙苯，干氣中的乙烷組分進(jìn)入烴化尾氣，經(jīng)PSA技術(shù)濃縮、裂解爐裂解生成乙烯、油吸收提濃后，仍然可作為烴化裝置的原料繼續(xù)與苯反應(yīng)制取乙苯，煉廠干氣中各組分得到了充分利用，原料的利用率高；
[0037](3)本發(fā)明的組合工藝中，采用了油吸收技術(shù)和變壓吸附技術(shù)來回收混合氣中的碳二組分，回收率高，操作簡單。
【專利附圖】

【附圖說明】
[0038]圖1是本發(fā)明的以煉廠干氣為原料制取乙苯的流程示意圖。
【具體實施方式】
[0039]下面參考圖1進(jìn)一步解釋本發(fā)明的以煉廠干氣為原料制取乙苯的方法，但不局限于此。
[0040]圖1是本發(fā)明的以煉廠干氣為原料制取乙苯的原則流程示意圖，可以在該原則流程圖上進(jìn)行修改、增加其它技術(shù)。
[0041 ] 下面以實施例的方式進(jìn)一步解釋本發(fā)明。
[0042]實施例1
[0043]參考附圖1對流程進(jìn)行說明。
[0044]原料為煉廠的焦化干氣和催化干氣，催化干氣主要組成為氫氣3.79% (wt,以下同)、氮氣32.58%、甲烷18.97%、乙烷15.61%、乙烯12.58%，焦化干氣主要組成為氫氣2.11%、氮氣6.96%、甲烷45.07%、乙烷36.82%、乙烯2.91%，分別送入脫碳單元，將其中的二氧化碳等酸性氣體脫除，之后送往烷基化裝置；烴化裝置采用固定床反應(yīng)器，采用ZSM-5分子篩催化劑I和ZSM-5分子篩催化劑II，優(yōu)選采用CN200910057824.1中推薦的方法制取乙苯產(chǎn)品，烴化裝置產(chǎn)生的烴化尾氣主要組成為氫氣4.55%、甲烷37.76%、乙烷24.77%、乙烯
0.18%,送往PSA裝置；烴化尾氣中的碳二組分在PSA裝置中得到提濃，得到的PSA濃縮氣主要組成為甲烷13.25%、乙烷78.26%、乙烯0.61% ;PSA濃縮氣送往乙烷裂解爐進(jìn)行裂解，得到的裂解氣主要組成為氫氣1.64%、甲烷16.03%、乙烷7.02%、乙烯28.78%、碳三11.5%，溫度為850°C，經(jīng)過廢熱鍋爐和急冷水塔冷卻到40°C后，送往油吸收裝置；裂解氣先經(jīng)壓縮升壓至1.5MPa.G，之后進(jìn)入油吸收塔，油吸收塔采用苯為吸收劑，塔頂溫度20°C、壓力1.1MPa.G，將混合氣中的碳三及以上組分吸收下來進(jìn)入解吸塔，在吸收塔塔頂?shù)玫教级釢鈿猓蚁┑幕厥章蕿?0% ;碳二提濃氣配入一定量的氫氣之后進(jìn)入選擇加氫反應(yīng)器，提濃氣中的炔烴與氫氣反應(yīng)被除去，采用以鈀為活性組分的催化劑，反應(yīng)溫度120°C、氫炔比2、空速15000h-1 ;加氫產(chǎn)物氣再送入脫碳單元，在此與煉廠干氣混合并脫除酸性氣體，進(jìn)行循環(huán)利用。
[0045]對比例I
[0046]原料為煉廠的焦化干氣，催化干氣主要組成為氫氣3.79%、氮氣32.58%、甲烷18.97%、乙烷15.61%、乙烯12.58%，送入烷基化裝置。烴化裝置由烴化反應(yīng)器、反烴化反應(yīng)器、粗分塔、吸收塔、苯塔、脫甲苯塔、乙苯塔、脫乙苯塔、二乙苯塔等組成，采用分子篩催化劑，乙烯轉(zhuǎn)化率為98%，乙烷不參加反應(yīng)，直接進(jìn)入到烴化尾氣中而排出裝置，烴化尾氣組成為氫 氣4.1%、氮氣37.78%、甲烷22.00%、乙烷19.10%、乙烯0.8%。
【權(quán)利要求】
1.一種用煉廠干氣制取乙苯的組合方法，其特征在于，所述的方法包括以下步驟: (1)烷基化:煉廠干氣經(jīng)脫碳單元脫除酸性氣體后進(jìn)入烷基化裝置，其中的乙烯與苯反應(yīng)生成乙苯，未反應(yīng)的乙烷等組分進(jìn)入烴化尾氣中； (2)變壓吸附:來自烷基化裝置的烴化尾氣進(jìn)入變壓吸附裝置，在此烴化尾氣中的碳二組分經(jīng)分離脫除甲烷、氫等組分后，進(jìn)入PSA濃縮氣中，之后送入裂解爐； (3)乙烷裂解:來自變壓吸附裝置的PSA濃縮氣進(jìn)入乙烷裂解爐，在此進(jìn)行裂解生成乙烯、氫氣等組分，得到的裂解氣經(jīng)廢熱鍋爐和急冷水塔降溫后進(jìn)入油吸收裝置； (4)油吸收:來自急冷水塔的裂解氣經(jīng)壓縮、脫除雜質(zhì)之后進(jìn)入油吸收塔，油吸收塔采用苯或汽油為吸收劑；裂解氣中的碳三及以上組分被吸收下來，在吸收塔頂?shù)玫桨淄?、氫、乙烷、乙烯類輕組分的碳二提濃氣； (5)選擇加氫:碳二提濃氣中的炔烴在此與氫氣進(jìn)行反應(yīng)而被脫除，加氫后的碳二提濃氣被送入所述步驟I)中的脫碳單元，與煉廠干氣混合，脫除其中的酸性氣體，再送入烷基化裝置進(jìn)行循環(huán)利用。
2.如權(quán)利要求1所述的用煉廠干氣制取乙苯的組合方法，其特征在于: 所述的煉廠干氣選自催化裂化干氣、催化裂解干氣、常減壓干氣、焦化干氣、加氫裂化干氣中的一種或幾種混合； 所述的步驟(1)中的烷基化裝置選自現(xiàn)有技術(shù)中已知下列烷基化反應(yīng)工藝中的一種:固定床反應(yīng)器、催化精餾塔技術(shù)； 按重量百分百計，所述的步驟(1)中的烴化尾氣包括O~20%的氫氣、20~50%的甲烷和20~50%的乙烷，各組分的含量之和不超過100%。
3.如權(quán)利要求2所述的用煉廠干氣制取乙苯的組合方法，其特征在于: 在步驟(1)中，所述的烷基化方法為CN200910057824.1中公開的純乙烯或干氣與苯烷基化制乙苯的方法。
4.如權(quán)利要求2所述的用煉廠干氣制取乙苯的組合方法，其特征在于: 在步驟(2)中，所述的PSA濃縮氣中乙烷含量為50~95%。
5.如權(quán)利要求2所述的用煉廠干氣制取乙苯的組合方法，其特征在于: 在步驟(3)中， 所述的乙烷裂解爐為現(xiàn)有技術(shù)中已知的乙烷裂解爐或輕烴裂解爐； 所述的裂解爐出口溫度為500~700°C，壓力0.05~0.15MPa.G ； 在乙烷裂解爐中，PSA濃縮氣中的乙烷發(fā)生反應(yīng)裂解反應(yīng)得到包括下列組分的裂解氣:O~10%wt的氫氣、O~20%wt的甲烷、20~50%wt的乙烯和O~20%wt的乙烷，各組分的含量之和不超過100% ； 所述的裂解氣經(jīng)冷卻及熱量回收利用之后，送入油吸收裝置。
6.如權(quán)利要求2所述的用煉廠干氣制取乙苯的組合方法，其特征在于: 在步驟4)中， 所述的油吸收裝置，包括壓縮機、油吸收塔和解吸塔； 所述的油吸收塔的吸收溫度為10~40°C，吸收壓力為0.5~2.0MPa.G ;其中乙烯的回收率不小于90%。
7.如權(quán)利要求2所述的用煉廠干氣制取乙苯的組合方法，其特征在于:在步驟5)中， 所述的選擇加氫催化劑為CN200910082421.2中公開的乙炔選擇加氫催化劑，其中主活性組分選自Pt、Pd的一種或兩種，含量為0.01重量％~1.0重量％ ;助活性組分包括第VDI族元素，I I B族元素B1、Sb、Pb、In、Cs、Rb中的至少一種，其含量為載體總重的O~20重量% ； 所述的加氫反應(yīng)的操作條件為:反應(yīng)器入口溫度為20~150°C,反應(yīng)壓力為1.0~5.0MPa，氫氣與炔烴的摩爾比為0.8~4.0，空速為5000~2000(?'
8.如權(quán)利要求7所述的用煉廠干氣制取乙苯的組合方法，其特征在于: 在步驟(1)中，所述的烷基化方法為CN200910057824.1中公開的純乙烯或干氣與苯烷基化制乙苯的方法； 在步驟(2)中，所述的PSA濃縮氣中乙烷含量為50~95% ； 在步驟(3)中， 所述的乙烷裂解爐為現(xiàn)有技術(shù)中已知的乙烷裂解爐或輕烴裂解爐； 所述的裂解爐出口溫度為500~700°C，壓力0.05~0.15MPa.G ； 在乙烷裂解爐中，PSA濃縮氣中的乙烷發(fā)生反應(yīng)裂解反應(yīng)得到包括下列組分的裂解氣:O~10%wt的氫氣、O~20%wt的甲烷、20~50%wt的乙烯和O~20%wt的乙烷，各組分的含量之和不超過100% ； 所述的裂解氣經(jīng)冷卻及熱量回收利用之后，送入油吸收裝置； 在步驟4)中， 所述的油吸收裝置，包括壓縮機、油吸收塔和解吸塔； 所述的油吸收塔的吸收溫度為10~40°C，吸收壓力為0.5~2.0MPa.G ;其中乙烯的回收率不小于90%。
【文檔編號】C07C7/12GK103772126SQ201210413453
【公開日】2014年5月7日 申請日期:2012年10月25日 優(yōu)先權(quán)日:2012年10月25日
【發(fā)明者】程建民, 蓋金祥, 過良, 萬輝, 李琰, 劉智信, 李東風(fēng) 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