本发明属于催化裂解产品气分离
技术领域：
，涉及一种催化裂解产品气的中冷分离装置与工艺，可将产品气分离为高浓度乙烯气及其它副产品进行中冷分离。
背景技术：
：配置催化裂解装置的炼厂可将炼厂轻烃、石脑油转化为高附加值的乙烯、丙烯、低碳烯烃(c4c5)、芳烃等产品。其产品气组成根据炼厂选择的裂解方式不同，存在一定差异，其中一些裂解装置的产品气与常规乙烯装置比较，其中乙烯占比低、丙烯占比高，且含氧气较多(其与氮氧化物、有机物在-80℃以下可生成硝基树脂，有发生堵塞、爆炸的风险)。目前，各类裂解转化装置的分离流程均采用与常规乙烯装置一致的思路，其裂解气经急冷、压缩、深冷分离等单元分离得氢气、甲烷、聚合级乙烯、聚合级丙烯、芳烃汽油等产品，其中乙烯下游通常为生产各牌号聚乙烯产品。对于一些催化裂解装置的产品气，采用上述流程的能耗较高，在乙烯含量较低的情况下并非最优选择。而且由于催化裂解产品气含氧较多，如选用深冷流程，为避免生成硝基树脂，需使用价格昂贵的专利催化剂及设备除氧，又进一步增加了投资。专利cn107827692a公开一种高浓度乙烯气生产乙苯的方法。该专利采用液相法反应制取乙苯，在反应压力2.8-3.6mpa的条件下，将乙烯气中的乙烯分步吸收至液相并反应，其乙苯产品中二甲苯含量低于100ppm，品质较常规干气制乙苯高，可满足高纯度苯乙烯或po/sm装置的原料需求。该专利生产时原料气中的丙烯在乙苯反应器中将与苯生成二甲苯，该专利实施例中原料乙烯气中丙烯含量为0.01％(mol)，而一些工程应用也证明原料气中的丙烯含量需加以控制，否则其乙苯产品将不符合下游需求。专利cn107417484a公开一种裂解装置生产高浓度乙烯制乙苯的工艺流程，其富乙烯气至乙苯装置生成乙苯。该专利的分离采取了吸收解吸工艺，这种使用质量分离剂的分离方式受平衡限制，产品指标水平相对较低，丙烯含量约为1％(mol)，这会导致下游乙苯产品中二甲苯较多，不符合生产高纯度苯乙烯等用途的要求。综上，通过该法所得高浓度乙烯气生产的乙苯品质较低，下游可进一步开展的产业路线较窄。专利wo2005/026085a2公开一种裂解装置生产高浓度乙烯，并利用高浓度乙烯生产乙苯的方法。该专利前端流程采用常规乙烯装置深冷分离流程，通过在乙烯精馏塔前增设预闪蒸或乙烯精馏塔采侧线的方式，采出一股高浓度乙烯，通过该法可得到丙烯等杂质含量低的乙烯气，但该专利仅能降低乙烯精制部分的能耗，降低能耗及设备投资的效果均不显著。专利ca2528320a1是在上一篇专利的基础上，增加了高浓度乙烯与丁烯制丙烯的下游路线，存在与上一篇专利相同的不足。专利us2018073803a1报道一种催化干气、焦化干气等炼厂气的高浓度乙烯回收方法。该专利于脱乙烷塔将高浓度乙烯气与重组分分离，利用丙烯冷剂及塔顶高浓度乙烯气压缩制冷提供分离所需冷量，将炼厂气中c2及以下组分与c3及以上组分分离。由于产品气在生产过程中历经压缩-节流过程，故该专利的高浓度乙烯气出界压力为5-15bar，如下游配置类似cn107827692a中提供的液相法制乙苯装置，则还需重新增压，存在能量损失。综上，采用常规乙烯装置的深冷分离流程生产聚合级乙烯，并非各个炼厂、各类裂解转化装置最合理的配置，而上述生产高浓度乙烯气的方法均有各自的不足。技术实现要素：为解决上述问题，本发明旨在给出一种通过中冷分离将催化裂解产品气分离为高浓度乙烯气的工艺和装置，应用于催化裂解装置产品气分离
技术领域：
。通过该工艺生产的高浓度乙烯气杂质含量低，符合下游生产高品质乙苯，尤其是满足高浓度乙烯气液相法制乙苯的要求。为避免吸收-解吸方法所得乙烯气中重组分杂质多的问题，本发明通过精馏将高浓度乙烯气从产品气中分离。为避免深冷分离操作温度低，能耗高、除氧相关投资大的问题，本发明采用开式热泵技术，于脱乙烷塔顶冷凝器前设置产品气压缩机，从而使装置可在中冷条件下操作，同时还可满足一些下游生产所需的压力条件。本发明所得高浓度乙烯气杂质含量低，符合下游生产高品质乙苯的要求，尤其是满足高浓度乙烯气液相法制乙苯的要求。本发明的技术方案：一种催化裂解产品气的中冷分离装置，包括脱乙烷塔预冷换热器、脱乙烷塔进料分液罐、脱乙烷塔3、产品气压缩机4、脱乙烷塔顶冷凝器、脱乙烷塔顶回流罐6、乙烯气冷量回收换热器7和脱乙烷塔再沸器8；脱乙烷塔预冷换热器和乙烷塔进料分液罐相连通，乙烷塔进料分液罐顶部的气相出口和底部的液相出口均与脱乙烷塔3中部相连通；脱乙烷塔3顶部的气相出口与产品气压缩机4的入口相连，产品气压缩机4的出口与脱乙烷塔顶冷凝器的入口相连通；脱乙烷塔顶冷凝器的出口与脱乙烷塔回流罐6相连通，脱乙烷塔回流罐6顶部的气相出口与乙烯气冷量回收换热器7相连通，脱乙烷塔回流罐6底部的液相出口与脱乙烷塔3的顶部相连通；脱乙烷塔3底部的两个液相出口，一个与脱乙烷塔再沸器8连通，另一个与下游气分单元相连通，且脱乙烷塔再沸器8的出口与脱乙烷塔3的中部连通。所述的脱乙烷塔预冷换热器1和乙烷塔进料分液罐2可根据需求设置多个，相互间隔布置，依次串联；所述的脱乙烷塔顶冷凝器5可根据需求设置多个，相互串联布置。一种催化裂解产品气的中冷分离工艺，采用上述的中冷分离装置，具体步骤如下：(1)经上游单元处理后的产品气进入脱乙烷塔预冷换热器中进行预冷，预冷时产品气产生液相，预冷后的产品气进入脱乙烷塔进料分液罐进行气液分相，从而将产品气预分为脱乙烷塔3的多股进料并送入脱乙烷塔3中，脱乙烷塔3对进料进行c2和c3分离，从而生产高浓度乙烯气产品；(2)脱乙烷塔3塔顶的气相经产品气压缩机4压缩后进入脱乙烷塔顶冷凝器冷却，冷却后气液两相进入脱乙烷塔顶回流罐6中进行分凝；脱乙烷塔顶回流罐6中的不凝气为高浓度的乙烯气产品，经乙烯气冷量回收换热器7换热后采出，得到产品乙烯气，脱乙烷塔顶回流罐6中的液相送入脱乙烷塔作为回流液；(3)脱乙烷塔3塔底采出液相，一部分进入气分单元，气分单元的气相经c2汽提塔后采出含c2气相并送入脱乙烷塔3，另一部分进入脱乙烷塔再沸器8，汽化后送入脱乙烷塔3。所述的脱乙烷塔顶冷凝器的冷却介质为丙烯冷剂。具体工作原理如下：中冷分离流程上游流程与常规流程一致，原料经催化裂解后得到的产品气经急冷、多级压缩、脱硫、脱碳、干燥等脱杂单元处理后进入中冷分离单元。进入中冷分离单元的产品气压力在1-2mpag左右，其中主要为h2、c1-c3烃类及少量的c4、c5及更重组分。经压缩、脱杂处理的产品气经预冷器冷却后进入分液罐，分凝得气液两相分别于脱乙烷塔不同位置进料，脱乙烷塔中以c2/c3为关键组分进行精馏分离。为降低脱乙烷塔再沸器温度，从而降低其再沸器使用热源品级及用量，脱乙烷塔操作压力设置为0.5-2.0mpag，其压力设置参考上游产品气至该单元的压力，并控制脱乙烷塔塔釜温度不高于90℃。由于脱乙烷塔进料中含有部分h2、ch4等轻组分，故脱乙烷塔塔顶采出的露点温度较低，而丙烯冷剂能提供的冷量品位通常不低于-41℃，因此需对塔顶采出气相进行增压才可使塔顶气相分凝出充足的回流液相。本发明于脱乙烷塔顶设置一级产品气压缩机，将塔顶气相压缩至2.0-4.5mpag，其压力设置取决于塔顶气相可使用冷剂冷凝所需的最低压力(脱乙烷塔顶冷凝器数量及所用冷剂温度根据分离指标等用户需求设置)，压缩后气相利用经多台换热器冷却至约-38℃。经压缩、冷凝的塔顶气相于回流罐分凝，未冷凝气相作为高浓度乙烯气产品采出，出界前可经冷量回收换热器进行冷量回收，冷凝液相作为回流液返回脱乙烷塔。由于高浓度乙烯气产品于固定的温度压力下进行闪蒸，当产品气组成发生变化时可能造成脱乙烷塔底c2含量增加，故下游气分单元可与催化裂化装置下游气分装置采用相同的思路，通过设置c2汽提塔的方式将其中少量c2组分采出，采出c2组分可重新返回脱乙烷塔处理。脱乙烷塔再沸器温度为50-90℃，可选用急冷水、热媒水、低低压蒸汽等介质进行加热，脱乙烷塔底采出c3及重组分进入气分及丙烯精制单元。由上可见，中冷分离单元的预冷及塔顶均仅需丙烯冷剂的冷量，不需设置乙烯制冷机或通过工艺物流节流制冷，既能降低制冷机组功耗，又能减少的设备投资，还可满足液相法制乙苯对原料气的压力及杂质含量要求。同时，本流程中不会出现低于-80℃的设备，避免部分裂解气中氧气含量过高，生成硝基树脂堵塞爆炸的风险，从而使一些装置能节省除氧相关投资。与现有技术相比，本发明具有如下技术效果：(1)在装置能耗与设备投资方面，由于本发明在中冷温度下(本发明不低于-40℃)操作，本发明的能耗与投资均低于深冷分离流程；(2)在产品纯度及下游适应度方面，由于采用精馏方法分离，本发明生产的高浓度乙烯气杂质含量较吸收-解吸方法低，符合下游生产高品质乙苯的要求，尤其是满足高浓度乙烯气液相法制乙苯的要求。附图说明图1为本发明的一种催化裂解产品气的中冷分离工艺和装置，其中：1a第一脱乙烷塔预冷换热器；1b第二脱乙烷塔预冷换热器；2a第一脱乙烷塔进料分液罐；2b第二脱乙烷塔进料分液罐3脱乙烷塔；4产品气压缩机；5a第一脱乙烷塔顶冷凝器；5b第二脱乙烷塔顶冷凝器；6脱乙烷塔顶回流罐；7高浓度乙烯气冷量回收换热器；8脱乙烷塔再沸器；a经上游处理后的催化裂解产品气；b脱乙烷塔塔顶采出气相；c产品气压缩机出口气；d脱乙烷塔冷凝器出口物料；e高浓度乙烯气；f脱乙烷塔回流罐冷凝液相；g脱乙烷塔底采出液相；h气分单元采出含c2气相。具体实施方式下面将本发明的技术方案进行清楚、完整的描述。显然，所描述的实施例仅仅是本发明的一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明的实施例，本领域普通技术人员经改进或调整的所有其他实施例，都属于本发明的保护范围。以图1为例描述本发明提供的催化裂解产品气的中冷分离装置及工艺，其中，预冷换热器、分液罐、冷凝器可根据需求设置多个，本实施例中设为预冷换热器分液罐和冷凝器各两个：经上游处理后的催化裂解产品气a进入本发明提供的中冷分离单元后，具体流程如下：经上游处理后的催化裂解产品气a进入第一脱乙烷塔预冷换热器1a进行预冷，第一脱乙烷塔预冷换热器1a与第一脱乙烷塔进料分液罐2a、第二脱乙烷塔进料分液罐2b和第二脱乙烷塔预冷换热器1b顺次相连，第一脱乙烷塔进料分液罐2a和第二脱乙烷塔进料分液罐2b的出口的气液两相与脱乙烷塔3相连，经上游处理后的催化裂解产品气a经预冷及预分离后的多股气、液相产品气进入脱乙烷塔3。脱乙烷塔塔顶采出气相b进入产品气压缩机4，产品气压缩机出口气c依次进入脱第一脱乙烷塔顶冷凝器5a和第二脱乙烷塔顶冷凝器5b。脱乙烷塔冷凝器出口物料d进入脱乙烷塔回流罐6，脱乙烷塔回流罐6中的不凝气作为高浓度乙烯气e采出，高浓度乙烯气e送往下游装置前先送入高浓度乙烯气冷量回收换热器7进行冷量回收。脱乙烷塔回流罐冷凝液相f进入脱乙烷塔3顶部，脱乙烷塔底采出液相g一部分进入脱乙烷塔再沸器8，一部分进入下游气分单元，气分单元采出含c2气相h送入脱乙烷塔3中部。以某裂解装置为例，采用本发明所述工艺，流程见图1。经上上游处理后的催化裂解产品气a进入本发明提供的中冷分离单元，其产品气量为86.3t/h，温度为40℃，压力为1.68mpag，组成见表1。产品气进入脱乙烷塔3前先进行预冷，本实施例采用两次预冷，先使用6℃丙烯冷剂将其冷却至10℃，10℃的气液混合物进入脱乙烷塔进料分液罐2a，闪蒸气相再使用-16℃丙烯冷剂冷却至-13℃，-13℃的气液两相进入脱乙烷塔进料分液罐2b，以此方法对脱乙烷塔的进料进行预冷及预分离。脱乙烷塔进料产品气经冷却与分凝后共有三股进料，分别为一股来自第二脱乙烷塔进料分液罐2b顶端的-13℃的气相进料，一股为来自第二脱乙烷塔进料分液罐2b底端的-13℃的液相进料，一股为来自第一脱乙烷塔进料分液罐2a底端的10℃的液相进料。脱乙烷塔3操作压力为1.50mpag，塔顶采出气相71.3t/h，该气相经产品气压缩机4增压至3.12mpag。该气相经增压后的温度为2.8℃，使用-16℃与-41℃丙烯冷剂分两步将其冷却至-38℃，-38℃的气液混合物进入脱乙烷塔顶回流罐6，罐内冷凝液相作为脱乙烷塔回流液返塔，罐内不凝的34.3t/h的气相即为高浓度乙烯气产品，其组成见表2。-38℃的高浓度乙烯气出界压力为3.1mpag，其至下游装置前与丙烯制冷机组内的高温冷剂进行换热至6℃，从而回收这部分冷量，降低制冷机组功耗。脱乙烷塔底采出重组分52.7t/h，其中含有0.25t的c2组分，这部分c2在气分单元的c2汽提塔中进行汽提，得到0.7t的气相作为进料返回脱乙烷塔3，从而回收其中的c2及c3组分。脱乙烷塔再沸器8的温度为55℃，采用炼厂热媒水进行加热。表1中冷分离单元原料产品气组成表2高浓度乙烯气组成组分质量分数流量kg/h体积分数h21.90％651.618.36％o20.04％14.00.02％n21.51％516.81.05％co0.17％56.80.11％ch427.87％9550.333.81％c2h449.45％16942.334.30％c2h619.06％6529.412.33％c3h6<1ppm<0.1<1ppmc3h80％00％本实施例中，催化裂解产品气通过开式热泵技术，在中冷操作条件下分离得到高浓度乙烯气，该乙烯气中丙烯已低于1ppm，从而最大限度的降低由于丙烯造成的下游乙苯产品中二甲苯含量高的问题，从而避免现有吸收-解吸流程的乙烯气中丙烯含量过大的问题。并通过工艺流程优化，达到节能及降低投资的目标，与现有深冷分离流程相比：1)冷区能耗可降低50％左右；2)无需设置乙烯制冷机、冷箱、除氧反应器(催化剂)等投资高昂的设备。当前第1页1 2 3
技术特征：1.一种催化裂解产品气的中冷分离装置，其特征在于，所述的中冷分离装置包括脱乙烷塔预冷换热器、脱乙烷塔进料分液罐、脱乙烷塔(3)、产品气压缩机(4)、脱乙烷塔顶冷凝器、脱乙烷塔顶回流罐(6)、乙烯气冷量回收换热器(7)和脱乙烷塔再沸器(8)；
脱乙烷塔预冷换热器和乙烷塔进料分液罐相连通，乙烷塔进料分液罐顶部的气相出口和底部的液相出口均与脱乙烷塔(3)中部相连通；脱乙烷塔(3)顶部的气相出口与产品气压缩机(4)的入口相连，产品气压缩机(4)的出口与脱乙烷塔顶冷凝器的入口相连通；脱乙烷塔顶冷凝器的出口与脱乙烷塔顶回流罐(6)相连通，脱乙烷塔顶回流罐(6)顶部的气相出口与乙烯气冷量回收换热器(7)相连通，脱乙烷塔顶回流罐(6)底部的液相出口与脱乙烷塔(3)的顶部相连通；脱乙烷塔(3)底部的两个液相出口，一个与脱乙烷塔再沸器(8)连通，另一个与下游气分单元相连通，且脱乙烷塔再沸器(8)的出口与脱乙烷塔(3)的中部连通。
2.根据权利要求1所述的一种催化裂解产品气的中冷分离装置，其特征在于，所述的脱乙烷塔预冷换热器和乙烷塔进料分液罐可根据需求设置多个，相互间隔布置，依次串联；所述的脱乙烷塔顶冷凝器可根据需求设置多个，相互串联布置。
3.一种催化裂解产品气的中冷分离工艺，采用权利要求1-2所述的中冷分离装置，其特征在于，具体步骤如下：
(1)经上游单元处理后的产品气进入脱乙烷塔预冷换热器中进行预冷，预冷时产品气产生液相，预冷后的产品气进入脱乙烷塔进料分液罐进行气液分相，从而将产品气预分为脱乙烷塔(3)的多股进料并送入脱乙烷塔(3)中，脱乙烷塔(3)对进料进行c2和c3分离，从而生产高浓度乙烯气产品；
(2)脱乙烷塔(3)塔顶的气相经产品气压缩机(4)压缩后进入脱乙烷塔顶冷凝器冷却，冷却后气液两相进入脱乙烷塔顶回流罐(6)中进行分凝；脱乙烷塔顶回流罐(6)中的不凝气为高浓度的乙烯气产品，经乙烯气冷量回收换热器(7)换热后采出，得到产品乙烯气，脱乙烷塔顶回流罐(6)中的液相送入脱乙烷塔作为回流液；
(3)脱乙烷塔(3)塔底采出液相，一部分进入气分单元，气分单元的气相经c2汽提塔后采出含c2气相并送入脱乙烷塔(3)，另一部分进入脱乙烷塔再沸器(8)，汽化后送入脱乙烷塔(3)。
4.根据权利要求3所述的一种催化裂解产品气的中冷分离工艺，其特征在于，所述的脱乙烷塔顶冷凝器的冷却介质为丙烯冷剂。
5.根据权利要求3或4所述的一种催化裂解产品气的中冷分离工艺，其特征在于，脱乙烷塔(3)的操作压力设置为0.5mpag-2.0mpag，其压力设置参考上游产品气至该单元的压力，并控制脱乙烷塔(3)的塔釜温度不高于90℃。
6.根据权利要求3或4所述的一种催化裂解产品气的中冷分离工艺，其特征在于，产品气压缩机(4)的出口压力设置为2.0-4.5mpag，其压力设置取决于塔顶气相可使用冷却介质冷凝所需的最低压力。
7.根据权利要求5所述的一种催化裂解产品气的中冷分离工艺，其特征在于，产品气压缩机(4)的出口压力设置为2.0-4.5mpag，其压力设置取决于塔顶气相可使用冷却介质冷凝所需的最低压力。
8.根据权利要求3、4或7所述的一种催化裂解产品气的中冷分离工艺，其特征在于，脱乙烷塔再沸器(8)温度为50-90℃。
9.根据权利要求5所述的一种催化裂解产品气的中冷分离工艺，其特征在于，脱乙烷塔再沸器(8)温度为50-90℃。
10.根据权利要求6所述的一种催化裂解产品气的中冷分离工艺，其特征在于，
脱乙烷塔再沸器(8)温度为50-90℃。
技术总结本发明公开一种催化裂解产品气的中冷分离装置与工艺，应用于催化裂解装置产品气分离技术领域。本发明包括如下工艺：经压缩、脱杂等处理的产品气经预冷、分凝后进入脱乙烷塔，脱乙烷塔压力设置为0.5‑2.0MPaG，塔釜温度不高于90℃；脱乙烷塔采用开式热泵技术，产品气压缩机的某一级设置在脱乙烷塔顶，脱乙烷塔顶气相经压缩后进入冷凝器冷却，冷却后的液相为脱乙烷塔回流液，不凝气为高浓度乙烯气产品。由于在中冷温度下操作，本发明的能耗与投资均低于深冷分离流程。由于采用精馏方法分离，本发明生产的高浓度乙烯气杂质含量较吸收‑解吸方法低，符合下游生产高品质乙苯的要求，尤其是满足高浓度乙烯气液相法制乙苯的要求。
技术研发人员：谭明松;张凤歧;朱炜玄;邹雄;韩志忠;董宏光;王克峰
受保护的技术使用者：大连理工大学
技术研发日：2020.02.11
技术公布日：2020.06.05
