基于原料乙烯含量上升的干气制乙苯装置扩产方法

摘要

本发明公开了一种基于原料中乙烯含量上升的干气制乙苯装置扩产方法，属于石油化工干气制乙苯装置技术领域。通过将干气精制工段富溶剂由两步再生合并为一步再生，消除了循环干气对进料干气的返混，使净化干气中杂质含量大幅度降低，烃化产物中甲苯、二甲苯及异丙苯等副产物量也大幅度降低。在乙苯精制工段，通过粗分塔顶采循环苯的方法，缓解了苯塔的负荷，提高了循环苯量，保证了烃化反应中苯烯比扩产前后不变，同时由于乙苯中杂质量的降低，使乙苯塔回流比降低，保证了乙苯塔的负荷。如此通过逐步消除瓶颈的系统策略，可实现在主体设备不更换、装置单耗不增加的情况下进行扩产。

说明书

技术领域

本发明属于干气制乙苯装置技术领域，涉及一种基于干气中乙烯含量上升，不更换装置主体设备，不增加装置单耗的情况下进行扩产的方法。

背景技术

乙苯是一种重要的化工原料中间体，主要用于进一步脱氢反应生成苯乙烯，而苯乙烯则通过聚合反应得到聚苯乙烯及其他各种共聚物，如丁苯橡胶等，这些聚合物在汽车行业、电气行业、日用品加工行业等各个领域使用都及其广泛。在国外主要通过气相法、液相法和催化蒸馏三种方法制备乙苯。在国内，由中科院大连化学物理研究所、中国寰球工程公司辽宁分公司、中石油抚顺石化等单位组成研发团队，综合考虑了如何合理利用炼厂气及如何提高乙苯产量满足苯乙烯生产需求的问题，联合研制开发了催化干气制乙苯技术。炼厂催化裂化干气中乙烯含量普遍偏高(10％～30％)，是很宝贵的化工原料，由于技术的不成熟，使得很多干气被当做燃料烧掉，既浪费资源，又污染环境，因此催化干气制乙苯技术的开发，可以提高炼厂的经济效益，意义十分重大。

目前第三代干气制乙苯技术，干气精制工段采用苯作溶剂，吸收干气中丙烯及以上组分，富溶剂采用两步再生的方法，第一步回收溶剂中的乙烯返回吸收塔，第二步解吸富丙烯气出装置，贫溶剂返回吸收塔。经吸收后的净化干气与苯进行烷基化反应，反应产物依次经过粗分塔，吸收塔、苯塔、乙苯塔、丙苯塔和二乙苯塔，其中粗分塔主要脱除反应中的惰性气体及轻组分，而不凝气物料去吸收塔，通过二乙苯塔来的二乙苯进行吸收后进入反烃化反应器，苯塔侧线采苯，与新鲜苯混合后当做反应物，乙苯塔和丙苯塔得到乙苯和丙苯产品。

涉及干气制乙苯装置的中国专利有CN 106278797A、CN 1250494C、CN 1020041C、CN 1319915C、CN 103073384A、CN 1939882A、CN 1315761C、CN 1292824C、CN 1230405C、CN102924220B、CN 1150142C、CN 1293178A、CN 103073384A、CN 1689688A、CN 101768043A。国外专利有US 6504071B2、US 5856607、US 4497972、US 4169111。

专利CN 1319915C公开了一种苯与干气烃化制乙苯节能的方法，主要通过苯与干气共同参与反应器段间急冷、粗分塔侧线采出部分苯、增加丙苯塔理论板数、苯塔增设中间再沸器进行热集成、乙苯塔采用双塔流程以及换热网络优化综合实现装置的节能。

专利CN 1250494C公开了一种催化干气制乙苯的工艺，包括水洗塔、粗分塔、吸收塔、苯塔、脱甲苯塔、乙苯塔、脱多乙苯塔、二乙苯塔、烃化反应器和反烃化反应器，该流程能耗达到了国内的最低水平。

专利CN 1292824C公开了一种从干气中吸收丙烯的方法，吸收剂包括苯、乙苯、二乙苯、三乙苯、三以上的乙基苯(多乙基苯)、柴油、汽油中的一种或几种的混合物，通过对流接触的方式进行吸收。

专利CN 102924220B公开了一种增产乙苯的方法，该方法主要集中于反应器中，通过氧化性气体将气相中的某些物质氧化为含乙烯的混合气体，该混合气体再与苯反应得到乙苯，实现乙苯的增产。

专利CN 101768043A公开了一种稀乙烯与苯反应制乙苯的方法。干气通过水洗和选择性脱除丙烯后分段进入烃化反应器，反应产物依次分离出循环苯、乙苯、丙苯、二乙苯和重组分，二乙苯与苯混合进入反烃化反应器进一步转化为乙苯。

发明内容

本发明涉及到一种干气制乙苯装置的扩产方法。关键点在于干气精制工段将富溶剂两步再生合并为一步再生，扩产前富溶剂第一步解吸出乙烯，不可避免带出部分丙烯，而循环干气返回至丙烯吸收塔进料处，导致丙烯的返混，降低了吸收效果，扩产后通过将两步再生合并为一步再生，消除了循环干气对进料干气的返混，提高了净化干气的品质，丙烯及以上组分的含量大幅度降低，使反应后甲苯、二甲苯等副产物量大幅度降低，乙苯精制工段各塔负荷有所下降，扩产后各塔仍能满足分离需求，但一步再生会增大乙烯的跑损量，可将富丙烯气送至催化裂化的吸收稳定系统，回收跑损的乙烯等物质。在反应工段，为保证反应苯烯比不变，扩产后需提高循环苯量，但考虑到苯塔能力受限，粗分塔能力相对富余，可通过粗分塔侧线采苯的方法提高循环苯量。

如此，通过强化净化干气的品质，粗分塔侧线采苯提高循环苯量，使反应后副产物含量降低，保证了乙苯精制工段各塔处理能力足够，在干气精制工段，由于进料干气中乙烯含量上升，而干气总量并不会增加，使得干气精制工段中各塔处理能力也足够。从而通过逐步消除瓶颈的系统策略，维持主体设备不变动，保证反应器中苯烯比不变，实现乙苯装置满负荷扩产，且改造前后产品单耗持平。如果装置还有设计裕量，可以继续增大进料干气处理量，实现乙苯装置的进一步扩产。

本发明的技术方案：

基于原料乙烯含量上升的干气制乙苯装置扩产方法，步骤如下：

催化干气A进入水洗塔1底部，通过水洗脱出MDEA，脱出MDEA的催化干气再经压缩机2加压，经深冷后进入丙烯吸收塔4底部，塔底富溶剂经过贫富溶剂换热器后进入脱丙烯塔5；脱丙烯塔5顶部的富丙烯气C至催化裂化装置的吸收稳定系统，脱丙烯塔5底部的贫溶剂经冷却后与新鲜苯B在贫溶剂罐3中混合后，最终经深冷进入丙烯吸收塔4顶部；丙烯吸收塔4顶部气相为净化干气，分四股，分别进入烃化反应器6的第一至第四床层，烃化反应器6从上到下共五层床层，循环苯进入烃化反应器6顶部；

入烃化反应器6底部的烃化产物经换热后进入粗分塔8，粗分塔8顶部气相先经冷凝器9部分冷凝后，再进入循环苯罐10，液相作为循环苯采出，气相经后续冷凝后进入回流罐，回流罐的不凝气至吸收塔12底部，回流罐的液相作为粗分塔8的回流；吸收塔12塔顶进入来自二乙苯塔17的二乙苯，二乙苯作为吸收剂回收气相中的苯等有效成分，吸收塔12塔底物料作为反烃化反应器7的进料，塔顶气相D出装置；粗分塔8塔底物料进入苯塔13，苯塔13侧线采出循环苯，与粗分塔8来的循环苯混合后进入循环苯缓冲罐11，循环苯缓冲罐11中的一部分循环苯与吸收塔12塔底物料混合进入反烃化反应器7，反烃化反应器7中的反烃化产物再返回苯塔13，循环苯缓冲罐11中剩余的循环苯经苯塔13塔顶气相在循环苯蒸发器14中气化后，经后续加热后进入烃化反应器6。

苯塔13塔顶的不凝气返回粗分塔8充作热源，塔底物料进入乙苯塔15，塔顶得到乙苯产品E，塔底物料进入丙苯塔16，丙苯塔16视烃化反应程度决定开停状态，丙苯塔16塔顶得到丙苯产品F，塔底物料进入二乙苯塔17，塔顶得到二乙苯作吸收塔12的吸收剂，塔底得到高沸物G出装置。

随着催化干气中乙烯含量的上升，在保证进料干气量不变的情况下，进料中乙烯量增大，干气首先经过水洗塔，脱出干气中夹带的MDEA，然后进入丙烯吸收塔，与苯通过对流接触的方式进行吸收，丙烯吸收塔底的富溶剂直接进入脱丙烯塔实现溶剂的一步再生，塔顶的富丙烯气中乙烯跑损量会有所增加，将富丙烯气返回催化裂化吸收稳定系统，回收乙烯、丙烯等有效组分，塔底的贫溶剂返回丙烯吸收塔。

由于富溶剂采用一步再生的方法，取消了原来循环干气与进料干气的混合，消除了丙烯组分的返混，使得净化干气的品质大幅度增长，净化干气中C3及以上组分的含量可降低80％以上，对于烃化反应来说，反应后的甲苯、二甲苯等副产物量也会大幅度下降。

在烃化反应中，为保证苯烯比不变，扩产后需增大循环苯量，考虑到实际操作中，苯塔为满足循环苯的需求量，处理负荷基本已达到上限，但粗分塔处理能力相对富余，分析粗分塔各组分浓度分布规律，发现越靠近粗分塔顶，苯浓度越高，因此，在粗分塔顶增加一个热媒水换热器，通过循环苯的需求量来确定新增换热器的负荷，冷凝下的循环苯通过循环苯罐收集后，与苯塔的循环苯混合后送至烃化反应器，粗分塔顶其余气相经后续冷凝后进入回流罐，模拟计算结果表明，粗分塔采出苯完全满足循环苯纯度要求，所含杂质主要为惰性气体，基本不影响反应效果。

在乙苯精制工段，由于粗分塔采出部分循环苯，既满足了反应器的苯烯比要求，也使粗分塔和苯塔的操作在适宜操作区间内，由于循环苯量的增大，循环苯气化所需热负荷也会增大，气化热主要由苯塔顶气相提供，因此需增大苯塔顶气相采出量，提高苯塔顶气相的露点，增大苯塔顶气相的冷凝热，满足气化所需热量。对于乙苯塔，由于反应后副产物量大幅度降低，虽然乙苯塔的处理量增大，但可在乙苯产品指标不变的条件下，大幅度降低乙苯塔的回流比，使乙苯塔在适宜操作区间内。对于丙苯塔，由于反应后丙苯量的降低，可视情况决定丙苯塔的停开状态。

附图说明

图1为扩产后整个干气制乙苯装置的工艺流程图(省略了部分换热流程)。

图中：1水洗塔；2干气压缩机；3贫溶剂罐；4丙烯吸收塔；5脱丙烯塔；6烃化反应器；7反烃化反应器；8粗分塔；9粗分塔顶冷凝器；10循环苯罐；11循环苯缓冲罐；12吸收塔；13苯塔；14循环苯蒸发器；15乙苯塔；16丙苯塔；17二乙苯塔；A催化干气；B新鲜苯；C富丙烯气；D吸收尾气；E乙苯产品；F丙苯产品；G高沸物。

具体实施方式

以下结合技术方案和附图，详细叙述本发明的具体实施方式。

催化干气A进入水洗塔1底部，通过水洗脱出MDEA，脱出MDEA的催化干气再经压缩机2加压，经深冷后进入丙烯吸收塔4底部，塔底富溶剂经过贫富溶剂换热器后进入脱丙烯塔5；脱丙烯塔5顶部的富丙烯气C至催化裂化装置的吸收稳定系统，脱丙烯塔5底部的贫溶剂经冷却后与新鲜苯B在贫溶剂罐3中混合后，最终经深冷进入丙烯吸收塔4顶部；丙烯吸收塔4顶部气相为净化干气，分四股，分别进入烃化反应器6的第一至第四床层，烃化反应器6从上到下共五层床层，循环苯进入烃化反应器6顶部；

入烃化反应器6底部的烃化产物经换热后进入粗分塔8，粗分塔8顶部气相先经冷凝器9部分冷凝后，再进入循环苯罐10，液相作为循环苯采出，气相经后续冷凝后进入回流罐，回流罐的不凝气至吸收塔12底部，回流罐的液相作为粗分塔8的回流；吸收塔12塔顶进入来自二乙苯塔17的二乙苯，二乙苯作为吸收剂回收气相中的苯等有效成分，吸收塔12塔底物料作为反烃化反应器7的进料，塔顶气相D出装置；粗分塔8塔底物料进入苯塔13，苯塔13侧线采出循环苯，与粗分塔8来的循环苯混合后进入循环苯缓冲罐11，循环苯缓冲罐11中的一部分循环苯与吸收塔12塔底物料混合进入反烃化反应器7，反烃化反应器7中的反烃化产物再返回苯塔13，循环苯缓冲罐11中剩余的循环苯经苯塔13塔顶气相在循环苯蒸发器14中气化后，经后续加热后进入烃化反应器6。

苯塔13塔顶的不凝气返回粗分塔8充作热源，塔底物料进入乙苯塔15，塔顶得到乙苯产品E，塔底物料进入丙苯塔16，丙苯塔16视烃化反应程度决定开停状态，丙苯塔16塔顶得到丙苯产品F，塔底物料进入二乙苯塔17，塔顶得到二乙苯作吸收塔12的吸收剂，塔底得到高沸物G出装置。

具体步骤如下：

(1)干气精制工段处理能力不变：由于催化干气中乙烯含量上升，进料乙烯量增大的同时可保证进料干气总量不变，保证了干气精制工段的处理能力不变；

(2)富溶剂采用一步再生法：干气精制工段丙烯吸收塔底的富溶剂直接进入脱丙烯塔进行一步再生，贫溶剂纯度保证在98.7％以上，由于消除了原流程中循环干气对进料干气的返混，使净化干气中的杂质含量大幅度降低；

(3)富丙烯气进行回收：由于富溶剂采用一步再生的方法，使得脱丙烯塔顶的富丙烯气中乙烯跑损量增加，将富丙烯气送至催化裂化装置的吸收稳定系统，实现乙烯、丙烯等有效组分的回收；

(4)烃化反应苯烯比保持不变：烃化反应器中的进料苯烯比应保证在6～9之间，应保证与扩产前的苯烯比相同，因此需增大循环苯量，保证了扩产后烃化反应的效果；

(5)粗分塔顶采出循环苯：为保证相同的苯烯比，需增大循环苯量，由于苯塔处理能力受限，可通过粗分塔顶气相部分冷凝，液相作为循环苯采出，气相经后续冷凝后进回流罐，粗分塔顶采出的循环苯纯度可达到所需要求，杂质主要为惰性气体，对反应影响可忽略，通过粗分塔采循环苯保证了扩产后苯塔可正常操作；

(6)乙苯塔降回流比：由于强化了净化干气的品质，使反应后乙苯中甲苯、二甲苯量大幅度降低，乙苯塔回流比可由5降至3，保证了扩产后乙苯塔可正常操作；

(7)丙苯塔可停用：由于异丙苯量的降低，可停用丙苯塔，现场操作中可根据反应情况决定丙苯塔的停开状态；

(8)增大苯塔顶气相采出量：由于循环苯量的增大，循环苯气化所需热量增加，该热量由苯塔顶气相冷凝提供，因此增大苯塔顶气相采出量，提高循环苯蒸发器的热负荷，使循环苯全部气化。

若装置仍有设计裕量，可继续提高进料干气的量，并同时增加粗分塔循环苯的采出量以及苯塔顶气相的冷凝热，实现装置的进一步扩产。

实施例：

针对某石化公司6万吨/年干气制乙苯装置，进料催化干气中乙烯含量10.7％(体积分数，下同)，催化干气量15450kg/h，由于催化裂化装置改造，催化干气中乙烯含量提高至16.08％，在不更换主体设备，不增加单耗的条件下，将干气制乙苯装置由6万吨/年扩产至9万吨/年，扩产50％，具体如下：

扩产后进料干气量仍为15450kg/h，干气中乙烯含量为16.08％，通过水洗后进入丙烯吸收塔，塔底富溶剂经过脱丙烯塔后一步再生，塔底贫溶剂纯度保证跟设计值相同，塔顶富丙烯气至催化裂化装置的吸收稳定系统，塔底贫溶剂返回丙烯吸收塔，由于取消了扩产前循环干气的返混效果，使净化干气中的C3～C6含量由扩产前0.2％降低至扩产后0.0042％(降低了98％)。

丙烯吸收塔顶的净化干气分四股进入烃化反应器，为保证扩产前后相同的苯烯比，循环苯量需增加20400kg/h，该增量循环苯由粗分塔顶采出，由于净化干气中C3～C6含量的大幅度降低，使烃化反应后的甲苯、二甲苯、异丙苯等副产物量由扩产前0.112％降低至扩产后0.0165％(降低了85％)，表1为扩产前后烃化反应产物组成。

表1扩产前后烃化反应产物组成

烃化产物进入粗分塔，粗分塔顶气相经部分冷凝后，液相采出20400kg/h循环苯，与苯塔侧线采出的38320kg/h循环苯混合后，分两部分分别去反烃化反应器和烃化反应器，由于去烃化反应器的循环苯量增加，使循环苯气化所需热量增加，该热量由苯塔顶气相提供，因此需增大苯塔顶气相流出量，由400kg/h增加至1650kg/h，热负荷由3112kW增加至4644kW，满足了循环苯气化所需热量。对于乙苯塔，由于乙苯中甲苯、二甲苯等副产物含量的大幅度降低，保证乙苯产品指标不变的前提下，乙苯塔回流比由5降低至3。对于丙苯塔，由于异丙苯量的大幅度降低，丙苯塔可根据反应运行的好坏来决定开停状态。

最终扩产后乙苯产量由7500kg/h增加至11250kg/h，实现了干气制乙苯装置由6万吨/年扩产至9万吨/年，扩产50％。通过对装置所有反应器、塔、换热器、泵、燃气炉、压缩机、罐和管道等设备进行核算，仅有部分的换热器、泵、罐和管道需要更换，大型设备如塔、反应器、燃气炉和压缩机均不用更换，其他炼厂可根据自己实际情况更换部分塔内件、增加反应器等，但均能做到主体设备基本不用更换。最终经计算燃料气负荷下降2.74GJ/t乙苯、冷量下降了0.414GJ/t乙苯、电耗下降了81kWh/t乙苯、外送蒸汽量0.64t/t乙苯，表2为扩产前后装置单位能耗。

表2扩产前后装置单位能耗