本發(fā)明涉及一種碳三餾分液相選擇加氫的方法。

背景技術(shù)：

石油烴類蒸汽裂解是制備丙烯等聚烯烴單體最重要的方法。丙烯生產(chǎn)過程中產(chǎn)生的炔烴和二烯烴是影響丙烯聚合反應(yīng)的有害雜質(zhì)，它們會(huì)抑制丙烯聚合催化劑的活性，增加催化劑的消耗，降低丙烯聚合物產(chǎn)品的性質(zhì)，所以必須將其除去。工業(yè)上通常采用催化選擇加氫法和溶劑吸收法除去裂解氣中的炔烴和二烯烴。催化選擇加氫法工藝流程簡單，丙烯選擇性高，富產(chǎn)物少，沒有環(huán)境污染，是綠色化學(xué)工藝的首選方法，應(yīng)用日益普遍。

US4571442A(1986)公開了一種乙炔液相選擇加氫工藝，將含乙炔和乙烯的待加氫餾分溶解于一種烴組合物稀釋劑中，然后將形成的液體與氫氣一起送入加氫反應(yīng)器，在反應(yīng)器中從上向下通過一個(gè)氧化鋁上負(fù)載鈀的催化劑床層進(jìn)行液相選擇加氫。所獲得的氣液混合物經(jīng)換熱器冷卻后送入閃蒸罐，在閃蒸罐中凈化后的氣體餾分與液體稀釋劑分離。分離后的液體稀釋劑可以循環(huán)使用。液體稀釋劑包括至少一種芳烴以及至少一種選自伯胺、仲胺和多元胺的胺化合物。

GB1175709A(1969)公開了一種用于苯加氫成環(huán)己烷的液相催化加氫設(shè)備。在該液體催化加氫設(shè)備中，氫氣和液體引入加氫反應(yīng)器，通過反應(yīng)器上部的催化劑床層和孔板，氣相在反應(yīng)器中部的氣體分相室中分離出來，通過管線排出反應(yīng)器，而液相繼續(xù)通過反應(yīng)器下部的催化劑床層和孔板，與逆向流動(dòng)的氫氣接觸，加氫后的液體從反應(yīng)器底部流出。由氣相分相室排出的氣體，依次經(jīng)過二個(gè)換熱器后通過冷卻器，混合物中氣化的液體組分在冷卻器 中被冷凝成液體，產(chǎn)生氣液兩相流，再進(jìn)入分離器。在分離器中，氣相與液相分離。

CN101139242B公開了一種碳三餾分液相選擇加氫的方法。含有丙炔和/或丙二烯的碳三餾分與氫氣混合后，所獲得的混合物由選擇加氫反應(yīng)器頂部進(jìn)入，從上至下通過反應(yīng)器內(nèi)的選擇加氫催化劑床層，與選擇加氫催化劑接觸。從選擇加氫反應(yīng)器底部引出的熱的出料(液體和氣體混合物)不經(jīng)過換熱器和/或冷卻器冷卻，直接進(jìn)入氣液分離罐進(jìn)行氣液分離。氣相部分進(jìn)入一個(gè)置于氣液分離罐上部或上方的冷凝器，并使冷凝后的液體引出作為產(chǎn)品進(jìn)入下一工序，未冷凝的氣相放空或送往燃料氣管網(wǎng)或送往壓縮機(jī)的二段、三段或四段入口，通過控制冷凝器內(nèi)的溫度和/或控制放空的氣相流量來調(diào)節(jié)選擇加氫反應(yīng)器內(nèi)的壓力。從氣液分離罐出來的液體物料中的一部分與新鮮的碳三餾分混合后，一起進(jìn)入加氫反應(yīng)器，另一部分作為產(chǎn)品送往丙烯精餾塔。

在傳統(tǒng)的烴蒸汽裂解分離工藝中，碳三餾分液相選擇加氫的方法是：從脫丙烷塔頂采出的含有丙炔和丙二烯的新鮮碳三餾分，經(jīng)配氫，進(jìn)入選擇加氫反應(yīng)器，加氫反應(yīng)器內(nèi)裝有碳三液相選擇加氫催化劑，進(jìn)料從上向下通過選擇加氫催化劑床層，選擇加氫反應(yīng)器底部的液體出料需要經(jīng)冷卻器降低溫度，降溫后的液體進(jìn)入氣液分離罐進(jìn)行氣相和液相的分離，分離后氣相放空或送往燃料氣管網(wǎng)或送往壓縮機(jī)的二段、三段或四段入口，一部分液相物流循環(huán)使用，同新鮮碳三餾分混合；另一部分液相物流作為產(chǎn)品采出，送往丙烯精餾塔進(jìn)行精制。傳統(tǒng)工藝一般是通過調(diào)節(jié)氣液分離罐氣相補(bǔ)氣量(或放空量)來調(diào)節(jié)加氫反應(yīng)器內(nèi)的壓力。

現(xiàn)有技術(shù)中，碳三餾分一般先經(jīng)脫水和脫砷處理后進(jìn)入選擇加氫反應(yīng)器。丙烯干燥器是乙烯裝置的關(guān)鍵設(shè)備，其作用是脫除碳三進(jìn)料中的水分，為碳三選擇加氫反應(yīng)器提供合格進(jìn)料。一般需要控制水含量低于1ppm。通常采用的干燥劑為3A分子篩或活性氧化鋁。

在大多數(shù)原油中存在著各種形態(tài)的砷，包括砷化氫等。原油通過處理后一部分作為裂解原料進(jìn)行裂解分離時(shí)，這些砷化物會(huì)造成貴金屬催化劑中毒，影響催化劑的壽命和產(chǎn)品質(zhì)量。國內(nèi)外已經(jīng)公開了多種脫砷的方法。例如，CN86101838A公開了一種CuO/ZnO/Al₂O₃脫砷劑，該脫砷劑能脫除碳二和碳三等烴類和惰性氣體中的砷化物。CN1030440A及US4849577提出的NiO/Al₂O₃及NiO/PbO/Al₂O₃脫砷劑中，氧化態(tài)的NiO幾乎沒有脫砷活性。在300-450℃氫氣環(huán)境中預(yù)還原之后，雖有一定的脫砷活性，但還原態(tài)的Ni使裂解氣餾分中的不飽和烴加氫，改變了物料的組成，而且脫砷效果不穩(wěn)定。據(jù)悉，法國IFP公司生產(chǎn)的MEP191脫砷劑，以PbO為活性組分，能將物料中50-100ppb的砷脫除至小于5ppb，但是，對(duì)物料砷含量達(dá)1000-2000ppb的情況下，該脫砷劑的脫砷深度沒有報(bào)道。如上所述，現(xiàn)有技術(shù)中的脫砷劑以Cu、Zn、Pb、Fe、Co、Ni、Mn、Ag等為活性組分，以氧化鋁、二氧化鈦、氧化硅、分子篩、硅藻土、活性炭、硅鋁酸鹽或粘土等為載體，將活性組分負(fù)載在載體上，得到的脫砷劑對(duì)物料中砷的脫除有一定的效果。

隨著乙烯裝置規(guī)模的不斷增大，乙烯原料越來越重，導(dǎo)致進(jìn)入乙烯裝置分離流程中的物流潛在含有越來越多的雜質(zhì)，包括醇類如甲醇等。另外，在以煤或天然氣替代石油路線制乙烯或丙烯的工藝中，烯烴分離過程也存在微量的含氧化合物，包括甲醇等。這些雜質(zhì)對(duì)下游碳三液相選擇加氫催化劑的影響較大，能夠抑制催化劑的活性，降低催化劑的運(yùn)行壽命。因此，需要在分離過程中將這些雜質(zhì)除去，以更好地滿足碳三液相選擇加氫的過程。

現(xiàn)行的碳三餾分液相選擇加氫催化劑床層通常需要采用一段、二段、或三段串聯(lián)或并聯(lián)排列，這種加氫反應(yīng)器結(jié)構(gòu)復(fù)雜，并且只能將反應(yīng)器進(jìn)料中的丙炔和/或丙二烯脫除到1000ppm以內(nèi)。這種丙炔和/或丙二烯的脫除程度對(duì)大多數(shù)工廠都難于接受，工廠一般需要將丙炔和/或丙二烯脫除到200ppm以下。

綜上，現(xiàn)有碳三餾分液相選擇加氫的方法中存在工藝復(fù)雜、能耗大，催化劑運(yùn)行壽命短、性能差，不能有效脫除碳三餾分中的丙炔和/或丙二烯的缺陷。

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：

針對(duì)現(xiàn)有技術(shù)碳三餾分液相選擇加氫的方法不能有效脫除碳三餾分中的丙炔和/或丙二烯、催化劑運(yùn)行壽命短、催化劑活性低、碳三餾分液相選擇加氫工序復(fù)雜和能耗大的缺陷，本發(fā)明提供一種新的碳三餾分液相選擇加氫的方法。由本發(fā)明提供的方法，不僅簡化了碳三餾分液相選擇加氫工序，降低了反應(yīng)能耗，而且提高了催化劑的活性，延長了催化劑的使用壽命，進(jìn)而提升了丙炔和/或丙二烯的脫除效果。

本發(fā)明提供一種新的碳三餾分液相選擇加氫的方法，該方法包括以下步驟：

(1)將從丙烯生產(chǎn)工藝的脫丙烷塔采出的碳三餾分經(jīng)預(yù)處理得到新鮮碳三餾分a；

(2)將步驟(1)所得新鮮碳三餾分a、循環(huán)碳三物流b和氫氣c混合后在選擇加氫條件下，在選擇加氫反應(yīng)器中與選擇加氫催化劑接觸進(jìn)行選擇加氫；

(3)將步驟(2)所得加氫物料進(jìn)行氣液分離，得到含有丙烯、丙烷的氣相物流g和含有丙烯、丙烷的液相物流h；

(4)將所述含有丙烯、丙烷的液相物流h分成第一部分物流i和第二部分物流j，第一部分物流i作為所述循環(huán)碳三物流b；第二部分物流j返回到脫丙烷塔。

本發(fā)明提供的方法在簡化了碳三餾分液相選擇加氫工序，降低了反應(yīng)能耗的同時(shí)，提高了催化劑的活性，延長了催化劑的使用壽命，提升了丙炔和 /或丙二烯的脫除效果。

本發(fā)明的其它特征和優(yōu)點(diǎn)將在隨后的具體實(shí)施方式部分予以詳細(xì)說明。

附圖說明

附圖是用來提供對(duì)本發(fā)明的進(jìn)一步理解，并且構(gòu)成說明書的一部分，與下面的具體實(shí)施方式一起用于解釋本發(fā)明，但并不構(gòu)成對(duì)本發(fā)明的限制。在附圖中：

圖1為實(shí)施例1中碳三餾分液相選擇加氫的流程圖；

圖2為對(duì)比例1中碳三餾分液相選擇加氫的流程圖。

具體實(shí)施方式

以下對(duì)本發(fā)明的具體實(shí)施方式進(jìn)行詳細(xì)說明。應(yīng)當(dāng)理解的是，此處所描述的具體實(shí)施方式僅用于說明和解釋本發(fā)明，并不用于限制本發(fā)明。

本發(fā)明提供了一種碳三餾分液相選擇加氫的方法，該方法包括以下步驟：

(1)將從丙烯生產(chǎn)工藝的脫丙烷塔采出的碳三餾分經(jīng)預(yù)處理得到新鮮碳三餾分a；

(2)將步驟(1)所得新鮮碳三餾分a、循環(huán)碳三物流b和氫氣c混合后在選擇加氫條件下，在選擇加氫反應(yīng)器中與選擇加氫催化劑接觸進(jìn)行選擇加氫；

(3)將步驟(2)所得加氫物料進(jìn)行氣液分離，得到含有丙烯、丙烷的氣相物流g和含有丙烯、丙烷的液相物流h；

(4)將所述含有丙烯、丙烷的液相物流h分成第一部分物流i和第二部分物流j，第一部分物流i作為所述循環(huán)碳三物流b；第二部分物流j返回到脫丙烷塔。

根據(jù)本發(fā)明，預(yù)處理的目的在于去除從丙烯生產(chǎn)工藝的脫丙烷塔采出的碳三餾分中的水、甲醇和砷以提高催化劑的使用壽命。

根據(jù)本發(fā)明，優(yōu)選地，步驟(1)所述預(yù)處理包括脫水工藝、脫甲醇工藝和脫砷工藝中的一種或多種。

優(yōu)選地，所述脫水工藝在水脫除器中進(jìn)行。

優(yōu)選地，所述的脫水工藝可以使用常用的干燥劑，所述干燥劑可以選自硅膠、粘土、纖維和分子篩中的一種或多種。

優(yōu)選地，所述脫甲醇工藝在甲醇脫除器中進(jìn)行。

優(yōu)選地，所述的脫甲醇工藝可以使用常用的吸附劑，所述吸附劑可以選自硅膠、活性氧化鋁、活性炭和分子篩中的一種或多種。

優(yōu)選地，所述脫砷工藝在常溫條件下，在砷脫除器中進(jìn)行，砷脫除器中裝有脫砷工藝常用的催化劑。

所述脫砷常用的催化劑優(yōu)選自CuO-ZnO、PbO/Al₂O₃、MnO₂、NiO和Ag中的一種或多種。

在本發(fā)明中，對(duì)于脫水工藝、脫甲醇工藝和脫砷工藝的順序沒有特別的限制，優(yōu)選為將從丙烯生產(chǎn)工藝的脫丙烷塔采出的碳三餾分依次通過脫水工藝、脫甲醇工藝和脫砷工藝。

根據(jù)本發(fā)明，優(yōu)選地，所述新鮮碳三餾分a含有丙烯、丙烷、丙炔和/或丙二烯，還可能含有少量環(huán)丙烷、少量碳四以上組分的碳三餾分。

根據(jù)本發(fā)明，優(yōu)選地，所述新鮮碳三餾分a中丙炔和/或丙二烯的摩爾含量為0.2-8％。

在本發(fā)明中，步驟(2)中優(yōu)選先將新鮮碳三餾分a和循環(huán)碳三物流b混合完成后，與氫氣c混合。

在本發(fā)明中，步驟(2)所得加氫物料可以直接引入到氣液分離罐進(jìn)行氣液分離，也可以將步驟(2)所得加氫物料首先在選擇加氫反應(yīng)器進(jìn)行預(yù) 分離后得到氣相物流和液相物流，并將氣相物流和液相物流分別引入氣液分離罐進(jìn)行氣液分離。

根據(jù)本發(fā)明，優(yōu)選地，步驟(3)中，將步驟(2)所得加氫物料進(jìn)行氣液分離包括：

1】將所得加氫物料在選擇加氫反應(yīng)器進(jìn)行預(yù)分離得到氣相物流e和液相物流f；

2】將所述氣相物流e和液相物流f分別引入氣液分離罐進(jìn)行氣液分離得到所述含有丙烯、丙烷的氣相物流g和含有丙烯、丙烷的液相物流h。

與現(xiàn)有技術(shù)相比，采用這種優(yōu)選方式，能夠使得步驟(2)所得加氫物料氣液分離效果更好。

在本發(fā)明中，所述氣相物流g可以含有少量的丙炔和/或丙二烯，也可以不含有丙炔和丙二烯。

在本發(fā)明中，所述液相物流h可以含有少量的丙炔和/或丙二烯，也可以不含有丙炔和丙二烯。

根據(jù)本發(fā)明，優(yōu)選地，所述選擇加氫反應(yīng)器包括位于中上部的選擇加氫催化劑床層，位于選擇加氫反應(yīng)器中下部的預(yù)分離罐，位于選擇加氫反應(yīng)器底部的液相物流f出口，位于中下部的氣相物流e出口和頂部進(jìn)料口，其中，將步驟(1)所得新鮮碳三餾分a、循環(huán)碳三物流b和氫氣c混合后從所述頂部進(jìn)料口進(jìn)入與所述選擇加氫催化劑床層接觸后，進(jìn)入氣液預(yù)分離罐進(jìn)行所述預(yù)分離。

根據(jù)本發(fā)明，優(yōu)選地，將預(yù)分離得到的氣相物流e從位于選擇加氫反應(yīng)器中下部的氣相物流e出口引出，預(yù)分離得到的液相物流f從位于選擇加氫反應(yīng)器底部的液相物流f出口引出。

根據(jù)本發(fā)明，優(yōu)選地，所述氣相物流e和液相物流f，不經(jīng)過冷卻器，分別引入到氣液分離罐進(jìn)行氣液分離。采用這種優(yōu)選方式，在保證技術(shù)效果 的同時(shí)，降低了能耗，操作更簡單。

根據(jù)本發(fā)明，優(yōu)選地，所述氣液分離罐的壓力為1-4MPa。

根據(jù)本發(fā)明，優(yōu)選地，所述第一部分物流i作為所述循環(huán)碳三物流b返回到選擇加氫反應(yīng)器時(shí)不經(jīng)過冷卻直接和新鮮碳三餾分a混合。

根據(jù)本發(fā)明，優(yōu)選地，所述新鮮碳三餾分a不需要經(jīng)過加熱器來提高溫度。

在本發(fā)明中，由于選擇加氫反應(yīng)器底部出料的液相物流直接進(jìn)入氣液分離罐沒有經(jīng)過熱交換過程，沒有降溫，所以選擇加氫反應(yīng)器底部出料的液相物流中的一部分經(jīng)氣液分離后循環(huán)至選擇加氫反應(yīng)器入口時(shí)，用于提高選擇加氫反應(yīng)器入口新鮮碳三餾分a溫度的可供熱量較多，因此，本領(lǐng)域技術(shù)人員可以通過調(diào)節(jié)循環(huán)碳三物流b與新鮮碳三餾分a的流量比來控制選擇加氫反應(yīng)器入口碳三餾分的溫度。

根據(jù)需要，如果循環(huán)碳三物流b提供的熱量不足，也可以通過加熱器對(duì)進(jìn)入選擇加氫反應(yīng)器的物料進(jìn)行加熱。采用本發(fā)明提供的方法大大提高了碳三餾分液相選擇加氫操作的靈活性

根據(jù)本發(fā)明，優(yōu)選地，步驟(2)所述循環(huán)碳三物流b與新鮮碳三餾分a的流量比為0.01-1：1，優(yōu)選為0.2-0.8：1。

在本發(fā)明中，步驟(4)將所述含有丙烯、丙烷的液相物流h分成第一部分物流i和第二部分物流j，第一部分物流i作為所述循環(huán)碳三物流b；第二部分物流j返回到脫丙烷塔。

第一部分物流i經(jīng)過泵輸送到選擇加氫反應(yīng)器入口以稀釋反應(yīng)器入口進(jìn)料中丙炔和/或丙二烯的含量，調(diào)節(jié)第一部分物流i的流量還可以控制選擇加氫反應(yīng)器進(jìn)口物料的流量和溫度。

第二部分物流j返回到脫丙烷塔，既能降低脫丙烷塔進(jìn)料中的丙炔和/或丙二烯的濃度，還能增加脫丙烷塔的分離效果，降低能耗。

本發(fā)明通過調(diào)節(jié)液相物流h在第一部分物流i和第二部分物流j之間的分配，從而能夠更加靈活的調(diào)節(jié)選擇加氫反應(yīng)器入口的碳三物流的流量、溫度和丙炔和/或丙二烯的含量，更有利于脫除碳三餾分中的丙炔和/或丙二烯。

在本發(fā)明中，本領(lǐng)域技術(shù)人員能夠通過具體需要對(duì)步驟(4)所述物流i與物流j的流量比進(jìn)行調(diào)節(jié)，以獲得所需要的選擇加氫反應(yīng)器入口的流量、溫度和丙炔和/或丙二烯的含量。

需要注意的是，應(yīng)該避免第二部分物流j的流量的較大波動(dòng)，以免引起脫丙烷塔的過度操作波動(dòng)。

根據(jù)本發(fā)明，優(yōu)選地，步驟(4)所述物流i與物流j的流量比為0.01-2：1，優(yōu)選為0.2-1：1。

在本發(fā)明中，優(yōu)選地，將氣液分離得到的含有丙烯、丙烷的氣相物流g引出到后續(xù)丙烯精餾塔進(jìn)一步處理。

根據(jù)本發(fā)明，優(yōu)選地，所述選擇加氫反應(yīng)器的壓力通過引出到后續(xù)丙烯精餾塔的氣相物流g的流量來調(diào)節(jié)。

在本發(fā)明中，對(duì)于選擇加氫反應(yīng)器中的選擇加氫條件沒有特殊的限定，可以為本領(lǐng)域常規(guī)的選擇加氫條件，優(yōu)選地，所述選擇加氫反應(yīng)器中的選擇加氫條件包括：氫炔摩爾比(即氫氣與碳三餾分中丙炔和/或丙二烯的摩爾比值)為0.5-2，反應(yīng)壓力為1-4MPa，入口溫度為5-50℃、出口溫度為20-80℃，氣相物流g中丙炔和/或丙二烯的摩爾含量為0-500ppm。

在本發(fā)明中，所述選擇加氫催化劑可以為本領(lǐng)域任何可用于碳三餾分液相選擇加氫的催化劑。

優(yōu)選地，所述選擇加氫催化劑包括載體和負(fù)載在載體上的主活性組分，所述載體選自氧化鋁、氧化硅、氧化鈦、氧化鋅、分子篩、碳化硅、碳酸鈣、高嶺土和堇青石中的一種或多種，所述主活性組分元素選自鈀、釕和鉑元素中的至少一種。

優(yōu)選地，所述選擇加氫催化劑還包括負(fù)載在載體上的助活性組分，所述助活性組分元素選自堿金屬元素、堿土金屬元素、過渡金屬元素、稀土元素和第VA族金屬元素中的一種或多種，優(yōu)選為銀、銅、鋅、鉀、鈉、鎂、鈣、鈹、錫、鉛、鎘、鍶、鋇、鐳、錳、鋯、鉬和鍺元素中的一種或多種。

根據(jù)本發(fā)明，優(yōu)選地，以選擇加氫催化劑的總量為基準(zhǔn)，以元素計(jì)，所述主活性組分的含量為0.01-1重量％，優(yōu)選為0.01-0.5重量％，所述助活性組分的含量為0.01-2重量％，優(yōu)選為0.01-1重量％。

與傳統(tǒng)的碳三餾分液相選擇加氫的方法相比，本發(fā)明的碳三餾分液相選擇加氫的方法優(yōu)點(diǎn)可歸納如下：

1、與傳統(tǒng)的碳三餾分液相選擇加氫工藝相比，本發(fā)明首先對(duì)從丙烯生產(chǎn)工藝的脫丙烷塔采出的碳三餾分進(jìn)行預(yù)處理，有效脫除選擇加氫反應(yīng)器進(jìn)料中的雜質(zhì)，有效防止了催化劑的中毒，延長了催化劑的使用壽命，提高了催化劑的活性，進(jìn)而提升了丙炔和/或丙二烯的脫除效果。

2、傳統(tǒng)的碳三餾分液相選擇加氫工藝中，選擇加氫反應(yīng)器底部出料經(jīng)過冷卻器冷卻，再進(jìn)入氣液分離罐進(jìn)行氣液兩相分離。由于出料先進(jìn)行了冷卻，采出的液體物料一部分進(jìn)入后續(xù)丙烯精餾塔后還需加熱，另一部分循環(huán)至選擇加氫反應(yīng)器入口的液體物料提高入口新鮮物料溫度的可供熱量較少，因而能量利用不合理，能耗較大，操作難度較大。本發(fā)明提供的碳三餾分液相選擇加氫的工藝中，選擇加氫反應(yīng)器底部熱的出料在進(jìn)入氣液分離罐之前，采用特殊的液相、氣相分別出料方式，保證了碳三選擇加氫反應(yīng)器處于滴流床運(yùn)行模式，通過反應(yīng)過程中碳三物料的氣化保持選擇加氫反應(yīng)器恒定的出口溫度，通過側(cè)部氣相出料來保證液位不超高，防止催化劑被浸沒。由于選擇加氫反應(yīng)器底部出料的液體直接進(jìn)入氣液分離罐沒有經(jīng)過熱交換過程，沒有降溫，所以選擇加氫反應(yīng)器底部出料的液體中的一部分經(jīng)氣液分離后循環(huán)至選擇加氫反應(yīng)器入口時(shí)，用于提高選擇加氫反應(yīng)器入口新鮮物料溫 度的可供熱量較多。因此，本發(fā)明的方法簡化了傳統(tǒng)工藝流程，能耗低，操作更加方便。

3、傳統(tǒng)的碳三餾分液相選擇加氫工藝中，采用氣液分離罐補(bǔ)氣的方式調(diào)節(jié)選擇加氫反應(yīng)器的壓力，一般采用氫氣進(jìn)行補(bǔ)氣，這樣有時(shí)會(huì)導(dǎo)致過多氫氣的帶入，不利于后續(xù)的丙烯精餾操作。本發(fā)明的方法是通過直接調(diào)節(jié)引出到后續(xù)丙烯精餾塔的氣相物流g的流量來調(diào)節(jié)選擇加氫反應(yīng)器的壓力，提高碳三餾分液相選擇加氫反應(yīng)過程的可控性。

4、傳統(tǒng)的碳三餾分選擇加氫工藝調(diào)節(jié)手段少，特別是當(dāng)選擇加氫反應(yīng)器入口的丙炔和/或丙二烯含量較高時(shí)，目前尚沒有可以有效稀釋選擇加氫反應(yīng)器入口丙炔和/或丙二烯含量以保證合適的出口丙炔和/或丙二烯含量要求的措施。本發(fā)明通過調(diào)節(jié)液相物流h在第一部分物流i和第二部分物流j之間的分配，從而能夠更加靈活的調(diào)節(jié)進(jìn)入碳三選擇加氫反應(yīng)器入口的碳三物流流量、溫度和丙炔和/或丙二烯的含量，更有利于脫除碳三餾分中的丙炔和/或丙二烯。

5、本發(fā)明提供的方法可以用單段床加氫方式代替現(xiàn)有技術(shù)所采用的一段、二段、三段串聯(lián)或并聯(lián)加氫的方式，本發(fā)明提供的方法與傳統(tǒng)烴類裂解工藝中的碳三液相選擇加氫方法比較，具有能量利用更加合理，設(shè)備投資省，產(chǎn)品質(zhì)量可控等優(yōu)點(diǎn)。

以下通過具體實(shí)施例詳細(xì)說明本發(fā)明的實(shí)施過程和所產(chǎn)生的有益效果，旨在幫助閱讀者更清楚地了解本發(fā)明的精神實(shí)質(zhì)所在，但不能對(duì)本發(fā)明的實(shí)施范圍構(gòu)成任何限定。

實(shí)施例1

按照?qǐng)D1所示的本發(fā)明的碳三液相選擇加氫的流程。

將碳三物料f0在脫丙烷塔S0中反應(yīng)所得的由脫丙烷塔S0塔頂采出的 物料f1(流量為170t/h，丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為3％，水摩爾含量為25ppm，甲醇摩爾含量為170ppm，砷摩爾含量低于3ppb)經(jīng)泵S1依次經(jīng)過水脫除器S2、甲醇脫除器S9(S2和S9中均裝填有UOP公司生產(chǎn)的3A分子篩)和脫砷反應(yīng)器R2(反應(yīng)器內(nèi)裝填有BASF公司生產(chǎn)的R3-12催化劑，反應(yīng)溫度為37℃，反應(yīng)壓力為2.4MPa)，得到新鮮碳三餾分a(丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為3％，水摩爾含量低于5ppm，甲醇摩爾含量低于10ppm，砷摩爾含量低于3ppb)。

將新鮮碳三餾分a(流量為170t/h，丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為3％)、循環(huán)碳三物流b(流量為80t/h)混合后，與氫氣c混合(氫氣流量為360kg/h，氫氣純度為95％，其它雜質(zhì)為甲烷)經(jīng)S3換熱后，所獲得的混合物d由選擇加氫反應(yīng)器頂部進(jìn)入反應(yīng)器，從上至下通過選擇加氫反應(yīng)器內(nèi)的選擇加氫催化劑床層R1，與碳三液相選擇加氫催化劑接觸(催化劑為中石化北京化工研究院提供的BC-L-83)，反應(yīng)器壓力為2.40MPa，反應(yīng)器入口溫度為37℃，反應(yīng)器出口溫度為60℃。

進(jìn)行選擇加氫反應(yīng)后，將所得加氫物料在選擇加氫反應(yīng)器中的預(yù)分離罐S4中進(jìn)行預(yù)分離得到氣相物流e和液相物流f，將氣相物流e通過選擇加氫反應(yīng)器的中上部、液相物流f通過選擇加氫反應(yīng)器的底部分別引出到氣液分離罐S5進(jìn)行氣液兩相分離，氣液分離罐S5壓力為2.40MPa。氣液分離罐S5和再沸器S6合用，氣液分離得到的氣相物流g(丙炔和丙二烯摩爾含量小于100ppm)進(jìn)入丙烯精餾塔，氣相物流g的流量為85t/h，通過調(diào)節(jié)進(jìn)入丙烯精餾塔的氣相物流g的流量將選擇加氫反應(yīng)器的壓力調(diào)節(jié)至2.4MPa；氣液分離得到的液體物料h中的第一部分物流i作為循環(huán)碳三物流b(流量為80t/h)經(jīng)泵S7輸送與新鮮碳三餾分a混合進(jìn)入選擇加氫反應(yīng)器，氣液分離得到的液體物料h中的第二部分物流j返回到脫丙烷塔S0，液相物流j的流量為90t/h。

采用本實(shí)施例所提供的方法，在簡化了碳三餾分液相選擇加氫工序、降低了能耗的同時(shí)，使得氣液分離后所得氣相物流g中丙炔和丙二烯摩爾含量小于100ppm。采用該工藝方法后，選擇加氫催化劑運(yùn)行周期達(dá)到8個(gè)月以上。

對(duì)比例l

按照?qǐng)D2所示的傳統(tǒng)的碳三液相選擇加氫的流程。

將碳三物料f0在脫丙烷塔S0中反應(yīng)所得的由脫丙烷塔S0塔頂采出的物料f1(流量為170t/h，丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為3％，水摩爾含量為25ppm，甲醇摩爾含量為170ppm，砷摩爾含量低于3ppb)經(jīng)泵S1依次經(jīng)過水脫除器S2(S2中裝填有UOP公司生產(chǎn)的3A分子篩)和脫砷反應(yīng)器R2(反應(yīng)器內(nèi)裝填有BASF公司生產(chǎn)的R3-12催化劑，反應(yīng)溫度為37℃，反應(yīng)壓力為2.4MPa)，得到新鮮碳三餾分a(丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為3％，水摩爾含量低于5ppm，甲醇摩爾含量為170ppm，砷摩爾含量低于3ppb)。

將新鮮碳三餾分a(流量為170t/h，丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為3％)、與氫氣c混合(氫氣流量為360kg/h，氫氣純度為95％，其它雜質(zhì)為甲烷)，所獲得的混合物d由選擇加氫反應(yīng)器R1頂部進(jìn)入反應(yīng)器，從上至下通過選擇加氫反應(yīng)器內(nèi)的選擇加氫催化劑床層，與碳三液相選擇加氫催化劑接觸(催化劑為中石化北京化工研究院提供的BC-L-83)，反應(yīng)器壓力為2.40MPa，反應(yīng)器入口溫度為37℃，反應(yīng)器出口溫度為60℃。

進(jìn)行選擇加氫反應(yīng)后，選擇加氫反應(yīng)器R1底部出料m先進(jìn)入一個(gè)冷卻器S9進(jìn)行冷卻，再進(jìn)入一個(gè)氣液分離罐S5進(jìn)行氣液兩相分離，氣液分離罐S5壓力為2.40MPa。氣液分離后的氣相物流g放空，從氣液分離罐S5出來的液體物流h中的一部分i作為碳三循環(huán)物料經(jīng)泵S7輸送，經(jīng)換熱器S8換熱后與新鮮的碳三餾分a混合進(jìn)入反應(yīng)器，碳三循環(huán)流量為80t/h；另一部分 n作為產(chǎn)品送往丙烯精餾塔進(jìn)行精制，液相物流n的流量為85t/h，液相物流n中丙炔和丙二烯摩爾含量約為1000ppm。采用該工藝方法時(shí)，碳三加氫反應(yīng)器催化劑運(yùn)行周期只能達(dá)到6個(gè)月左右。

實(shí)施例2

按照實(shí)施例1所述的方法，不同的是新鮮碳三餾分a的流量為190t/h，循環(huán)碳三物流b的流量為90t/h，氣相物流g的流量為105t/h，相應(yīng)的，通過調(diào)節(jié)進(jìn)入丙烯精餾塔的氣相物流g的流量將選擇加氫反應(yīng)器的壓力調(diào)節(jié)至2.45MPa。

采用本實(shí)施例所提供的方法，使得氣液分離后所得氣相物流g中丙炔和丙二烯摩爾含量小于100ppm。采用該工藝方法后，選擇加氫催化劑運(yùn)行周期達(dá)到8個(gè)月以上。

實(shí)施例3

按照?qǐng)D1所示的本發(fā)明的碳三液相選擇加氫的流程。

將碳三物料f0在脫丙烷塔S0中反應(yīng)所得的由脫丙烷塔S0塔頂采出的物料f1(流量為140t/h，丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為2.4％，水摩爾含量為25ppm，甲醇摩爾含量為150ppm，砷摩爾含量低于3ppb)經(jīng)泵S1依次經(jīng)過水脫除器S2、甲醇脫除器S9(S2和S9中均裝填有UOP公司生產(chǎn)的3A分子篩)和脫砷反應(yīng)器R2(反應(yīng)器內(nèi)裝填有BASF公司生產(chǎn)的R3-12催化劑，反應(yīng)溫度為39℃，反應(yīng)壓力為2.35MPa)得到新鮮碳三餾分a(丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為2.4％，水摩爾含量低于5ppm，甲醇摩爾含量低于10ppm，砷摩爾含量低于3ppb)。

將新鮮碳三餾分a(流量為140t/h，丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為2.4％)、循環(huán)碳三物流b(流量為70t/h)混合后，與氫氣c混合(氫氣流量 為240kg/h，氫氣純度為95％，其它雜質(zhì)為甲烷)經(jīng)S3換熱后，所獲得的混合物d由選擇加氫反應(yīng)器頂部進(jìn)入反應(yīng)器，從上至下通過選擇加氫反應(yīng)器內(nèi)的選擇加氫催化劑床層R1，與碳三液相選擇加氫催化劑接觸(催化劑為中石化北京化工研究院提供的BC-L-83)，反應(yīng)器壓力為2.35MPa，反應(yīng)器入口溫度為39℃，反應(yīng)器出口溫度為58℃。

進(jìn)行選擇加氫反應(yīng)后，將所得加氫物料在選擇加氫反應(yīng)器中的預(yù)分離罐S4中進(jìn)行預(yù)分離得到氣相物流e和液相物流f，將氣相物流e通過選擇加氫反應(yīng)器的中上部、液相物流f通過選擇加氫反應(yīng)器的底部分別引出到氣液分離罐S5進(jìn)行氣液兩相分離，氣液分離罐S5壓力為2.35MPa。氣液分離罐S5和再沸器S6合用，氣液分離得到的氣相物流g(丙炔和丙二烯摩爾含量小于100ppm)進(jìn)入丙烯精餾塔，氣相物流g的流量為70t/h，通過調(diào)節(jié)進(jìn)入丙烯精餾塔的氣相物流g的流量將選擇加氫反應(yīng)器的壓力調(diào)節(jié)至2.35MPa；氣液分離得到的液體物料h中的第一部分物流i作為循環(huán)碳三物流b(流量為70t/h)經(jīng)泵S7輸送與新鮮碳三餾分a混合進(jìn)入選擇加氫反應(yīng)器，氣液分離得到的液體物料h中的第二部分物流j返回到脫丙烷塔S0，液相物流j的流量為70t/h。

采用本實(shí)施例所提供的方法，使得氣液分離后所得氣相物流g中丙炔和丙二烯摩爾含量小于50ppm。采用該工藝方法后，選擇加氫催化劑運(yùn)行周期達(dá)到8個(gè)月以上。

對(duì)比例2

按照?qǐng)D2所示的傳統(tǒng)的碳三液相選擇加氫的流程。

將碳三物料f0在脫丙烷塔S0中反應(yīng)所得的由脫丙烷塔S0塔頂采出的物料f1(流量為140t/h，丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為2.4％，水摩爾含量為25ppm，甲醇摩爾含量為150ppm，砷摩爾含量低于3ppb)經(jīng)泵S1依次 經(jīng)過水脫除器S2(S2中裝填有UOP公司生產(chǎn)的3A分子篩)和脫砷反應(yīng)器R2(反應(yīng)器內(nèi)裝填有BASF公司生產(chǎn)的R3-12催化劑，反應(yīng)溫度為39℃，反應(yīng)壓力為2.35MPa)，得到新鮮碳三餾分a(丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為2.4％，水摩爾含量低于5ppm，甲醇摩爾含量為150ppm，砷摩爾含量低于3ppb)。

將新鮮碳三餾分a(流量為140t/h，丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為2.4％)、與氫氣c混合(氫氣流量為240kg/h，氫氣純度為95％，其它雜質(zhì)為甲烷)，所獲得的混合物d由選擇加氫反應(yīng)器R1頂部進(jìn)入反應(yīng)器，從上至下通過選擇加氫反應(yīng)器內(nèi)的選擇加氫催化劑床層，與碳三液相選擇加氫催化劑接觸(催化劑為中石化北京化工研究院提供的BC-L-83)，反應(yīng)器壓力為2.35MPa，反應(yīng)器入口溫度為39℃，反應(yīng)器出口溫度為58℃。

進(jìn)行選擇加氫反應(yīng)后，選擇加氫反應(yīng)器R1底部出料m先進(jìn)入一個(gè)冷卻器S9進(jìn)行冷卻，再進(jìn)入一個(gè)氣液分離罐S5進(jìn)行氣液兩相分離，氣液分離罐S5壓力為2.35MPa。氣液分離后的氣相物流g放空，從氣液分離罐S5出來的液體物流h中的一部分i作為碳三循環(huán)物料經(jīng)泵S7輸送，經(jīng)換熱器S8換熱后與新鮮的碳三餾分a混合進(jìn)入反應(yīng)器，碳三循環(huán)流量為70t/h；另一部分n作為產(chǎn)品送往丙烯精餾塔進(jìn)行精制，液相物流n的流量為70t/h，液相物流n中丙炔和丙二烯摩爾含量約為800ppm。采用該工藝方法時(shí)，碳三加氫反應(yīng)器催化劑運(yùn)行周期只能達(dá)到6個(gè)月左右。

將實(shí)施例1和對(duì)比例1、實(shí)施例3和對(duì)比例2比較可以看出，本發(fā)明提供的碳三餾分液相選擇加氫方法不僅有效脫除了碳三餾分中的丙炔和/或丙二烯，延長了催化劑的使用壽命，同時(shí)降低了能耗，具有現(xiàn)有技術(shù)所不可比擬的優(yōu)越性。

以上詳細(xì)描述了本發(fā)明的優(yōu)選實(shí)施方式，但是，本發(fā)明并不限于上述實(shí)施方式中的具體細(xì)節(jié)，在本發(fā)明的技術(shù)構(gòu)思范圍內(nèi)，可以對(duì)本發(fā)明的技術(shù)方 案進(jìn)行多種簡單變型，這些簡單變型均屬于本發(fā)明的保護(hù)范圍。

另外需要說明的是，在上述具體實(shí)施方式中所描述的各個(gè)具體技術(shù)特征，在不矛盾的情況下，可以通過任何合適的方式進(jìn)行組合。為了避免不必要的重復(fù)，本發(fā)明對(duì)各種可能的組合方式不再另行說明。

此外，本發(fā)明的各種不同的實(shí)施方式之間也可以進(jìn)行任意組合，只要其不違背本發(fā)明的思想，其同樣應(yīng)當(dāng)視為本發(fā)明所公開的內(nèi)容。