一种富含轻烃的催化裂化反应油气的分离方法

摘要

一种高温、富含轻烃以及携带催化剂粉尘的催化裂化反应油气的分离方法，该方法将含催化剂粉尘的高温反应油气与催化裂化原料在急冷器中逆流直接接触，高温反应油气被冷却，催化裂化原料被加热，并抽出含有催化剂粉尘的油浆；柴油馏分通过一个精馏塔抽出；通过设置一个水洗塔，使轻烃和大部分汽油馏分分离。本发明提供的方法换热效率高，与常规催化裂化分离方法相比，降低了主分馏塔顶的冷却负荷，降低了反应油气至气压机入口的压降，从而降低了气压机能耗，减少了冷却器及精馏塔底的结焦，消除了主分馏塔顶部物料的乳化现象。

说明书

技术领域

本发明涉及石油烃类催化裂化产物的分离方法，更具体地说，涉及一种富含C₂～C₄烃类及携带催化剂粉尘的高温催化裂化产物的分离方法。

背景技术

利用石油烃类制取乙烯、丙烯的传统方法是蒸汽裂解，采用的原料是乙烷、天然气、石脑油或轻柴油。但是，随着原料油变重、轻质原料油短缺，利用重质原料油通过催化裂化的方法生产低碳烯烃，已经成为石油加工领域内的一种发展趋势。如：CN1004878B公开的一种制取低碳烯烃的烃类转化方法，丙烯和丁烯的总产率可以达到40重％；CN1218786A公开的重质油制取乙烯和丙烯的催化热裂解方法，乙烯和丙烯产率均超过18重％；CN1069016A公开的一种利用重质烃类以制取乙烯为主、兼产丙烯、丁烯和轻质芳烃的烃类转化方法，乙烯、丙烯和丁烯的总产率可达30～40重％。通常采用流化催化裂化制取低碳烯烃的方法具有反应注蒸汽量大、反应温度高、剂油比大、反应时间短、产物中气体产率大等特点，例如DCC工艺，裂化苛刻度大，产物中气体产率在50重％以上，大大超过了常规催化裂化工艺中气体产率(约20重％左右)。

常规催化裂化工艺中的反应产物经以下步骤分离：反应油气进入分馏塔底部，在分馏塔中分成不同的中间产品，塔顶为粗汽油和富气，侧线有柴油和回炼油，塔底为油浆。分馏塔顶的汽油和富气再经过吸收稳定系统进一步分离为干气、液化气和稳定汽油；侧线柴油经过汽提、换热后作为产品出装置。

和常规催化裂化反应油气相比，上述多产低碳烯烃的催化裂化过程的反应油气具有轻烃含量高，油气温度高，水蒸气含量高的特点。当采用常规催化裂化反应产物分离方法进行分离时，由于轻烃含量高，分馏塔气相负荷增大，需要设计处理量更大的分馏塔，同时也增大了塔顶冷凝冷却设备的负荷，反应油气至气压机入口处的压降增大；由于油气温度高，使得分馏塔底的结焦倾向增大；由于反应油气中水蒸汽含量高，分馏塔顶部的物料容易出现乳化现象。

蒸汽裂解制取乙烯的反应产物分离过程中，裂解炉出口的高温裂解气经废热锅炉回收热量后经急冷器用急冷油喷淋降温至220～230℃左右，冷却后的裂解气进入油洗塔，塔顶用裂解柴油喷淋，塔顶的液化气进入水洗塔，水洗塔顶用急冷水进行喷淋使塔顶温度降低至40℃后进入裂解气压缩机，水洗塔釜油水混合物经油水分离器分离出水和汽油，油洗塔塔釜抽出的液相烃类一部分经过冷却作为产品，另一部分经蒸汽稀释系统冷却后送至急冷器作为急冷油。

上述传统的蒸汽裂解制取乙烯的产物分离方法未考虑油气中含有催化剂颗粒的情况，油气中的催化剂颗粒如果不加处理，容易堵塞塔板。因此也不适于处理高温、富含轻烃及携带催化剂颗粒的催化裂化反应油气的分离过程。

综上所述，有必要开发一种对富含轻烃的反应产物进行有效分离的方法。

中国专利CN1160748A公开了一种富含丙烯、丁烯的催化转化产物的分离方法，该方法将裂化产物引入分馏塔，从塔底同时抽出回炼油和油浆混合物，其热量直接作稳定塔重沸器的热源，分馏塔中段循环回流作脱吸塔重沸器热源；也可以将中段循环回流与回炼油和油浆混合物进行换热提高温位后，一次作为稳定塔重沸器和脱吸塔重沸器的热源。该方法仍然采用分馏塔对反应油气进行初步分离，解决了富含丙烯、丁烯的反应油气分离所需热量，而且降低了油浆中的固含量，减少了分馏塔底和油浆换热器的结焦。

中国专利CN1270206A公开了一种烃类流化催化转化反应产物的急冷塔和利用该急冷塔的急冷方法，适用于高温带催化剂粉尘的反应物流的急冷，其急冷方法为将高温反应产物(600～900℃)在急冷塔内与急冷液接触降温，急冷后温度为300～650℃，急冷后的反应产物引入产品分离部分进行分离。

发明内容

本发明的目的是提供一种适合于高温、富含轻烃以及携带催化剂粉尘的催化裂化反应油气的分离方法。

一种富含轻烃的催化裂化反应油气分离方法，分离步骤依次为：

(1)将高温反应油气引入急冷器下部，和急冷器上部引入的催化裂化原料逆流直接接触，并在急冷器底部通入蒸汽，经换热后，油浆从底部引出，带有反应油气中部分重馏分的催化裂化原料从侧线引出，未冷凝的油气由急冷器顶部引出；

(2)急冷器顶部引出的未冷凝的油气引入精馏塔下部，在精馏塔底部通入蒸汽，将下游分离出来的部分汽油馏分作为回流引入精馏塔的顶部，经精馏后，塔顶引出气体，中段抽出柴油馏分，底部抽出重馏分，该重馏分与急冷器侧线抽出的催化裂化原料混合引入催化裂化装置或加氢精制装置；

(3)将精馏塔顶出料的气体引入水洗塔，在水洗塔不同部位引入水洗水，经水洗后，酸性水从水洗塔底出料，携带少量酸性水的汽油馏分从水洗塔下部抽出，裂化气从水洗塔顶出料；

(4)携带少量酸性水的汽油馏分进入油水分离器分离出酸性水和汽油馏分，一部分汽油馏分作为回流被引入精馏塔顶部，另一部分被送往下游装置进行精制。

本发明提供的分离方法所述的急冷器的操作压力为0.1～0.3MPa，优选0.1～0.2MPa，温度为120～500℃，优选140～380℃；精馏塔的操作压力为0.1～0.3MPa，优选0.1～0.2MPa，温度为95～250℃，优选100～180℃；水洗塔的操作压力为0.1～0.3MPa，优选0.1～0.2MPa，温度为20～200℃，优选35～90℃；

本发明提供的方法步骤(1)中，为防止结焦，在急冷器底部通入蒸汽。在该急冷器的底部设置挡板，将急冷器底部的油浆换热后一部分循环至挡板上方，另一部分油浆出装置；在挡板上方设置集油箱，以抽出带有反应油气中部分重馏分的催化裂化原料。

本发明提供的方法适用于多产低碳烃类的催化裂化反应产物的分离，也适用于常规的催化裂化反应产物的分离。

本发明提供的方法可以处理的反应油气含有：2～30重％的C₂以下馏分，10～70重％的C₃～C₄，10～50重％的C₅和汽油，3～30重％的柴油，0～20重％的油浆。优选的反应油气组成为含有：10～30重％的C₂以下馏分，40～60重％的C₃～C₄，10～20重％的C₅和汽油，3～10重％的柴油，1～5重％的油浆。

本发明提供的方法的优点为：

1.反应油气和催化裂化原料在急冷器中直接接触换热，换热效率高，使反应油气在很短的时间内迅速降温，同时提高了催化裂化原料的温度；

2.与常规催化裂化分离方法相比，降低了主分馏塔顶的冷却负荷，降低了反应油气至气压机入口的压降，有利于提高气压机的入口压力，从而降低了气压机的能耗；

3.由于反应产物油浆中含有的芳烃和二烯烃被稀释，同时在冷却器内迅速降温，减少了冷却器及精馏塔底结焦，并消除了分馏塔上部的物料的乳化现象；

4.反应油气中夹带的少量催化剂粉尘可以被洗涤下来，随同油浆从反急冷器底部引出。

附图说明

图1为本发明提供的方法的流程示意图；

其中：1-急冷器；2-精馏塔；3-水洗塔；4-油水分离器；5-混合罐；6～25-管线。

具体实施方式

下面结合附图对本发明提供的方法作进一步说明。

含催化剂粉尘的高温油气经管线7引入急冷器1的下部，催化裂化原料经管线8引入急冷器1的上部，二者逆流直接接触，催化裂化原料在向下流动的过程中被加热，反应油气在上升的过程中不断地被冷却冷凝，为防止结焦，经管线9从急冷器1底部通入蒸汽。夹带有催化剂粉尘的油浆经管线11从急冷器1底部抽出；在该急冷器的顶部经管线12引出未冷凝的反应油气(含有柴油以下馏分)；经管线10从位于挡板上方的集油箱抽出带有反应油气中重馏分的催化裂化原料。

从急冷器1顶部抽出的油气经管线12从下部进入精馏塔2，经管线13在精馏塔2底部通入汽提蒸汽，同时将油水分离器4分离出来的一部分汽油馏分作为回流经管线14引入精馏塔2的顶部，在精馏塔2的顶部经管线18引出含有汽油馏分的气体，在精馏塔2的中段经管线15抽出柴油馏分，在精馏塔2底部经管线16抽出重馏分，重馏分与急冷器1抽出的催化裂化原料在混合罐5混合后经管线17送至催化裂化反应器或加氢精制装置。

精馏塔2顶部引出的气体经管线18进入水洗塔3，在水洗塔3的上部经管线19、20从不同部位引入水洗水，在水洗水的作用下，气体被冷却，其中的大部分汽油馏分被洗下采，从水洗塔3的底部经管线21抽出大部分酸性水，携带少量酸性水的汽油馏分从水洗塔3底部的经管线23抽出，携带部分汽油馏分的裂化气经管线22从精馏塔顶部抽出，并被送往下游装置进行分离。

携带少量酸性水的汽油馏分经管线23引入油水分离器4中，经油水分离后，酸性水经管线25引出，汽油馏分经管线24引出，其中一部分经管线14引入到精馏塔2顶部作为回流，另一部分经管线6被送往下游装置进行精制。

下面的实施例将对本发明提供的方法予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。

实施例

从催化裂化装置来的携带少量催化剂粉尘的高温反应油气的组成见表1，采用本发明提供的方法对其进行分离，工艺流程如附图1所示，从灌区来的催化裂化原料的性质见表2，分离过程中急冷器、精馏塔和水洗塔的操作条件见表3，分离后得到的粗汽油、轻柴油、油浆以及换热后的原料的性质和组成列于表4。

表1

    催化裂化反应油气    温度，℃    压力，MPa    流量，kg/h    620    0.17    202221    组成，重％    H₂    N₂    O₂    H₂O    CO    CO₂    H₂S    CH₄    C₂H₆    C₂H₄    C₃H₈    C₃H₆    n-C₄H₁₀    i-C₄H₁₀    C₄H₈-1    iC₄H₈    c-C₄H₈-2    t-C₄H₈-2    C₅⁺汽油    柴油    油浆     0.31    0.70    0.08    29.67    0.00    0.20    0.29    5.01    2.84    9.80    2.07    21.63    0.54    1.20    2.02    4.36    1.87    2.57    10.51    3.09    1.24

表2

   温度，℃   流量，kg/h   比重，g/cm³   馏程，℃   初馏点   5％   10％   30％   50％    80    150000    0.8951     323    378    399    463    547

表3

    急冷器    精馏塔    水洗塔顶部温度，℃底部温度，℃顶部压力，MPa    168    360    0.16    108    160    0.15    40    80    0.14

表4

  汽油馏分    柴油馏分    油浆  换热后的  原料  温度，℃  比重，g/cm³  馏程，℃  初馏点  10％  30％  50％  70％  90％  终馏点   0.74  44  85  112  126  141  163  183     0.985    229    256    274    292    320    357    360     1.1    368    405    438    475    526    560    -  250  0.99  305  389  455  539  -  -  -

由表4可以看出，温度为620℃的反应油气进入急冷器和温度为80℃的催化裂化原料直接接触急冷，催化裂化原料的温度提高到250℃，柴油以下馏分被冷却到168℃，再经精馏塔冷却后，汽油以下馏分以108℃的温度被引出，在水洗塔内冷却到40～80℃。