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：
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，取得了一定的進展，但 實現(xiàn)工業(yè)應用的很少。
ABB Lummus Global公司的OCT工藝采用高溫鉤基催化劑進行碳四烯烴與 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器中歧化生成丙烯，未反應的丁烯和 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)品結構。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
條件下，原料在固定床反應器中和催化劑接觸發(fā)生催化裂解反應，反應中丙烯
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器中，與含有五元環(huán)高硅沸 石的催化劑接觸，反應，反應溫度為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 進行反應；分離反應產(chǎn)物和待生催化劑；待生催化劑經(jīng)汽提、再生后返回反應 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) 預分離煉廠碳四進入預分離塔，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) 烯烴催化裂解從預分離塔釜來的混合碳四物料進入催化裂解反應器， 反應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入冷卻系統(tǒng)進行冷卻降溫，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后進入壓縮段；
(4) 壓縮冷卻后的催化裂解氣進入壓縮段，經(jīng)壓縮使催化裂解氣壓力達
到1.4 1.8 MPa (絕)，在壓縮段中設置換熱器和緩沖罐，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入分離系統(tǒng)進行分離，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> 床反應器中與催化劑接觸，在反應溫度400 60(TC、壓力0.1 0.5 MPa (絕) 和質(zhì)量空速l 10h"的條件下進行反應，生成含有丙烯和乙烯的混合物。目的 產(chǎn)物丙烯的選擇性達到40%,丙烯產(chǎn)率達到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)濟技術貿(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)需要設置堿洗塔，以脫 除催化裂解氣中的硫。可以根據(jù)需要設置干燥器，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、丙烯精制單元進行分離，這些分離單元可根據(jù)需要進行取舍和搭 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)有技術進行優(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和催化劑等都可以采用現(xiàn)有技術，本發(fā)明的實施不受 本發(fā)明中公開的或未公開的技術要點限定，本領域的技術人員可以根據(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硫的影 響，因此避免了有機硫的干擾；
(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催化裂解反應器；11油 洗塔；12水洗塔；13壓縮機；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行修 改、增加其它技術。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，對煉廠碳四進行充分利用。煉廠碳四經(jīng)預分離塔分離出其中的丙 烷、丙烯和異丁烷，然后預熱到一定溫度后進入烯烴催化裂解反應器，產(chǎn)生的 催化裂解氣進入冷卻系統(tǒng)冷卻，然后進入壓縮段，壓縮后的催化裂解氣進入吸 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)回催化裂解反應器循環(huán)利用， 丁烷可作為乙烯廠熱裂解爐的進料。
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，進入預分離塔，從塔頂
脫除其中的丙烷、丙烯和異丁垸，塔釜物流經(jīng)預熱后進入催化裂解反應器10， 經(jīng)催化裂解反應生成含有乙烯、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入壓縮段13，經(jīng)2段壓縮后進入分離罐19， 分離出的液相進入析出塔20，分離出的氣相進入吸收塔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相同的預分離、催化裂解反應、冷卻、壓縮、吸收后進入分離系統(tǒng)，碳
三、碳四、碳五及更重組分進入脫丁垸塔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。煉廠碳四進預分 離塔，預分離塔的板數(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%。塔釜物流預熱到500'C后進入烯烴催化裂解反應器10內(nèi)進 行反應，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，反應條件為溫度50(TC、壓力0.2MPa(絕)、 質(zhì)量空速2.5h—1的反應條件下，碳四原料在固定床反應器中和催化劑接觸發(fā)生催 化裂解反應，反應中丙烯總質(zhì)量收率約為30%，乙烯總質(zhì)量收率約為15%。反 應生成的催化裂解氣進入油洗塔，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，然后進入壓縮段13，經(jīng)2級壓縮、換熱后催化裂解氣的壓力達到1.6 MPa(絕)，裂解氣首先進入氣液分離罐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)預分離塔l、烯烴裂解反應器 10、油洗塔ll、水洗塔12、壓縮單元13后進入氣液分離罐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)預分離塔1、烯烴裂解反應器10、油洗塔 11、水洗塔12、壓縮單元13后進入氣液分離罐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)預分離煉廠碳四進入預分離塔，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)烯烴催化裂解從預分離塔塔釜來的混合碳四物料預熱后進入催化裂解反應器，反應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入冷卻系統(tǒng)進行冷卻降溫，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℃后進入壓縮段；(4)壓縮冷卻后的催化裂解氣進入壓縮段，經(jīng)壓縮使催化裂解氣壓力達到1.4～1.8MPa(絕)，在壓縮段中設置換熱器和緩沖罐，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入分離系統(tǒng)進行分離，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，在固定床反應器 中與催化劑接觸，在反應溫度400 600。C、壓力0.1 0.5MPa (絕)和液相體 積空速1 10h"的條件下進行反應，生成含有丙烯和乙烯的混合物。
3. 如權利要求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 酸進行改性，所述催化劑中含有5重量％ 20重量％的雜多酸。
4. 如權利要求1所述的組合工藝，其特征在于，步驟(4)中所述緩沖罐設 置分水槽，將水相與油相分開。
5. 如權利要求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，設置堿洗塔，以脫除催化裂解氣中的硫。
7. 如權利要求1所述的組合工藝，其特征在于，在步驟(5)和步驟(6) 之間，設置干燥器，以脫除系統(tǒng)中的水分。
8. 如權利要求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料，經(jīng)分離得到聚合級丙烯。
9. 如權利要求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)回催化裂解反應器作為催化裂解原料。
10. 如權利要求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領域，為了解決目前還不能充分地利用煉廠碳四的技術問題，本發(fā)明提出煉廠碳四首先進行預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入冷卻系統(tǒng)冷卻降溫，再進入壓縮段壓縮，壓縮后的催化裂解氣進入吸收塔，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)先權日2006年12月21日
發(fā)明者劉小波, 劉智信, 勇 張, 偉 戴, 李東風, 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