采用精馏和吸收分离低碳烯烃混合气体的方法

摘要

本发明涉及一种采用精馏和吸收分离低碳烯烃混合气体的方法。利用烃类或含氧有机化合物吸收剂，分离甲烷与C2，利用精馏的方法分离C2～C4，从而得到聚合级乙烯和丙烯。本发明通过使用吸收剂的方法实现乙烯与甲烷的分离，不需要设置深冷设备(如冷箱和膨胀机等)，本工艺的最低操作温度为-40℃以上，设备的材料费用将会降低。通过吸收剂的使用，使乙烯在吸收塔中被吸收剂吸收下来，实现乙烯与甲烷的分离，由于吸收剂与乙烯的沸点相差较大，吸收剂与乙烯的分离比较容易，溶剂损失少，且吸收剂不经过其他塔，不会与C5等产生共沸致使分离不完全。

说明书

技术领域

本发明属于低碳烯烃精制领域，涉及一种分离甲醇经由流化床反应器制备烯烃的方法。

背景技术

乙烯、丙烯是石油化工重要的平台化合物及基础化工原料，全世界年需求量近2亿吨。 未来数年国内乙烯、丙烯的生产仍存在很大缺口。现有的乙烯、丙烯生产技术对石油资源依 赖严重。乙烯生产普遍采用的是轻质油裂解法，丙烯的生产约97％来自裂解制乙烯的联产和 炼油厂副产。采用轻质油裂解方法制备乙烯、丙烯的原料成本占生产成本的60～80％。现有 的丙烯生产技术(裂解制乙烯联产及炼厂副产)虽然成熟度高，但是产品结构受到严重限制， 无法满足丙烯消费量快速增长的要求。

我国具有相对丰富的天然气和煤资源。已探明的煤炭储量为7650亿吨，天然气储量为 38×10¹²立方米。随着造气技术的发展，造气成本大大降低。利用煤或天然气可以大量制得廉 价的合成气，经由合成气可制取甲醇，进而由甲醇制取低碳烯烃具有现实意义。甲醇转化制 取低碳烯烃是是近年来发展起来的以甲醇为原料，经过催化剂催化直接生成低碳烯烃混合气 体的新工艺。中国专利CN 01144188.7、CN00802040.X、CN96115333.4、CN 99815451.2披 露了甲醇转化制取低碳烯烃的方法。

中国专利CN96115333.4披露了以甲醇、二甲醚为原料制取低碳烯烃的方法，反应产生的 工艺气体直接经入乙烯/丙烯分离工段；中国专利CN200610144290.2披露了流化床催化裂解 制取丙烯的方法，以甲醇/二甲醚为原料，通过流化床转化制取丙烯就形成了FMTP工艺。 FMTP工艺的最终产品为丙烯，乙烯和丁烯及C5组份作为中间产品，返回反应器继续反应转 化成丙烯。

传统的低碳烯烃分离采用以顺序流程、前脱乙烷流程和前脱丙烷流程为代表的深冷流程。 需要用冷箱在-100℃左右下对甲烷和乙烯进行分离，设备成本高，中国专利CN200610017775.5 公布了一种甲醇转化制取低碳烯烃气体的分离方法，采用了改进的前脱乙烷分离流程分离甲 醇转化制取低碳烯烃气体。专利ZL200810052350.7一种低碳烯烃混合气体的分离方法，采用 了吸收流程分离低碳烯烃气体。但其中吸收剂全程使用，易与组分产生共沸，分离不彻底， 并且吸收剂用量高，对于中小规模的甲醇转化制取低碳烯烃成本大大提高。

发明内容

为了解决现有技术中存在的问题，本发明提供一种采用精馏和吸收分离低碳烯烃混合气 体的方法，解决现有技术中采用冷箱提高成本、分离不完全的问题。

本发明的技术方案是：

一种采用精馏和吸收分离低碳烯烃混合气体的方法，包括如下步骤：

(1)将来自压缩并干燥的低碳烯烃混合气体和液体通入高压脱丙烷塔，从所述高压脱丙烷 塔的底部收集到的富含C3的C4+进入低压脱丙烷塔，低压脱丙烷塔顶部液体经泵送入 高压脱丙烷塔；

(2)由所述高压脱丙烷塔上部收集到的气体通入压缩机，升压后的气体经冷却进入脱甲烷 塔，脱甲烷塔塔顶气体进入吸收塔底部；

(3)从所述吸收塔上部通入吸收剂，经过传质，未被吸收剂吸收的C1及更轻组份从所述 吸收塔的顶部收集，待生吸收剂从吸收塔的底部输出经过与贫吸收剂换热回收冷量后 进入再生塔，在所述再生塔中将C2与吸收剂实现分离，吸收剂经回收热量后循环使 用；所述吸收剂为分子中含有氧原子的、碳原子数为1-4的醇类、醚类或不含氧原子 的碳原子数为3-5的烃类中至少一种；

(4)将所述脱甲烷塔底部所得到的C2～C3送入脱乙烷塔，在所述脱乙烷塔中实现C2与 C3的分离，C3进入丙烯塔，在所述丙烯塔顶部得到丙烯产品，塔底得到丙烷副产品；

(5)将所述脱乙烷塔顶部C2产品输入乙烯塔，在所述乙烯塔中大量乙烯在塔顶得到，与 所述再生塔顶部的C2气体一同经回收热量后送反应系统；

(6)在所述乙烯塔底部得到乙烷和少量乙烯送入乙烷塔，在所述乙烷塔顶部得到聚合级乙 烯，塔底得到乙烷，乙烷与所述吸收塔顶气体一同作为燃料气经回收冷量后送出；

(7)将所述低压脱丙烷塔底部得到的C4+分成两股，一股送C4塔，在所述C4塔中将C4 与C5+分离，C4与丙烷作为液化气送罐区，C5+作为汽油产品送罐区，另一股返回反 应系统。

所述醇类优选为甲醇、乙醇或丁醇。

所述醚类优选为乙醚或二甲醚。

所述烃类优选为丙烷、丁烷或戊烷。

所述低碳烯烃混合气体中丙烯和丁烯在混合气体中的体积百分含量为5％～95％。

本发明技术可以实现煤制烯烃的分离，可以得到燃料气、乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、液 化石油气以及汽油等产品，实现混合烯烃的完全分离，经本技术分离得到的乙烯和丙烯可以 作为原料生产均聚或共聚聚丙烯，同时，还可生产聚乙烯、聚氯乙烯、乙二醇、丙烯腈、丙 烯酸及酯等多种下游产品，对于煤制烯烃下游产业链的拓展和发展提供可靠的保证。

目前，煤制烯烃的分离技术主要有前脱丙烷技术和顺序分离技术。本技术为前脱丙烷与 吸收技术，同其它分离技术相比，本技术具有以下优点：

1)通过吸收的方法实现乙烯与甲烷的分离，不需要设置深冷设备(如冷箱和膨胀机等)， 本工艺的最低操作温度为-40℃以上，设备的材料费用将会降低。通过吸收剂的使用，使乙烯 在吸收塔中被吸收剂吸收下来，实现乙烯与甲烷的分离，由于吸收剂与乙烯的沸点相差较大， 吸收剂与乙烯的分离比较容易，溶剂损失少，且吸收剂不经过其他塔，不会与C5等产生共 沸致使分离不完全。

2)所有设备均为常规单元设备，可以实现国产化。

3)吸收剂用量小，用量仅为全程使用吸收剂分离工艺的10％左右，对于中小规模的甲醇 转化制取低碳烯烃成本大大降低，设备投资低。

4)吸收剂损失少，吸收、解吸容易，有利于优化分离的操作条件，对于需要将部分气体 (一般为乙烯)返回反应器继续反应的工艺形式，有利于分析吸收剂对于反应工段的影响。

5)工艺可靠，操作简单。

6)可以通过对操作条件的优化使吸收塔顶的气体中乙烯含量小于0.5％(V)。

本发明方法，特别是对于中小规模的甲醇转化制取低碳烯烃工艺，具有很强的经济实用 性。

附图说明

图1为本发明低碳烯烃混合气体的分离方法的工艺流程示意图；

其中：1-高压脱丙烷塔，2-低压脱丙烷塔，3-脱甲烷塔，4-吸收塔，5-再生塔，6 -脱乙烷塔，7-乙烯塔，8-乙烷塔，9-丙烯塔，10-C4塔，11-贫富吸收剂换热器，12 -工艺气压缩机，A-工艺气体，B-燃料气，C-C2，D-聚合级乙烯，E-聚合级丙烯，F -C4+，G-C5+，H-LPG。

具体实施方式

下面结合附图1对本发明的工艺流程通过具体的实施例来进一步描述。

采用精馏和吸收分离低碳烯烃混合气体的方法，包括如下步骤：将来自压缩并干燥的低 碳烯烃混合气体A和液体通入高压脱丙烷塔1，从高压脱丙烷塔1的底部收集到的富含C3 的C4+进入低压脱丙烷塔2，低压脱丙烷塔2顶部液体经泵送入高压脱丙烷塔1。由高压脱丙 烷塔1上部收集到的气体通入工艺气压缩机12，升压后的气体经冷却进入脱甲烷塔3，脱甲 烷3塔塔顶气体进入吸收塔4底部，从吸收塔4上部通入吸收剂，经过传质，未被吸收剂吸 收的C1及更轻组份B从吸收塔4的顶部收集，待再生吸收剂从吸收塔4的底部输出经过贫 富吸收剂换热器11回收冷量后进入再生塔5，在再生塔5中将C2与吸收剂实现分离，吸收 剂经回收热量后循环使用，将所述脱甲烷塔3底部所得到的C2～C3送入脱乙烷塔6，在所述 脱乙烷塔6中实现C2与C3的分离，C3进入丙烯塔9，在所述丙烯塔9顶部得到丙烯产品E， 塔底得到丙烷副产品H。将所述脱乙烷塔6顶部C2产品输入乙烯塔7，在所述乙烯塔7中大 量乙烯在塔顶得到，与所述再生塔5顶部的C2气体一同经回收热量后送反应系统。在所述 乙烯塔7底部得到乙烷和少量乙烯送入乙烷塔8，在所述乙烷塔8顶部得到聚合级乙烯D， 塔底得到乙烷，乙烷与所述吸收塔4顶气体一同作为燃料气回收冷量后送出。将所述低压脱 丙烷塔2底部得到的C4+F分成两股，一股送C4塔10，在所述C4塔10中将C4与C5+分离， C4与丙烷作为液化气送罐区，C5+G作为汽油产品送罐区，另一股返回反应系统。所述吸收 剂为甲醇、乙醇、丁醇、乙醚、二甲醚、丙烷、丁烷或戊烷中的一种或多种混合。所述低碳 烯烃混合气体中丙烯和丁烯在混合气体中的体积百分含量为5％～95％。

表1 中数据为进料气体的组份分布。

表2 中数据主要设备操作参数。

表1 某工艺中待分离的低碳烯烃混合气体组成

  产品组份   流量

  组份   分子式   分子量   Kg/h   (wt)％   氢气   H2   2   104.57   0.11   一氧化碳   CO   28   14.51   0.01   氮气   N2   28   390.86   0.40   甲烷   CH4   16   1101.16   1.13   乙烯   C2H4   28   27729.68   28.37   乙烷   C2H6   30   577.82   0.59   丙烯   C3H6   42   23375.17   23.92   丙烷   C3H8   44   2270.49   2.32   丁烯   C4H8   56   21308.03   21.80   丁二烯   C4H6   54   199.55   0.20   丁烷   C4H10   58   10360.76   10.60   戊烯   C5H10   70   6020.61   6.16   戊烷   C5H12   72   3079.76   3.15   己烯   C6H12   84   1201.76   1.23   总计   97734.73   100.00

表2 主要设备操作参数