催化幹氣生產烯烴基衍生物的方法及所述衍生物的用途與流程

2023-05-29 10:29:39

本發明涉及一種催化幹氣生產烯烴基衍生物的方法及所述衍生物的用途。
背景技術：
：催化幹氣是石油工業催化裂化或催化裂解或熱裂解裝置的副產物，其主要組分為乙烯、丙烯、氫氣、乙烷等，隨著全球每年石油消費量的大幅增加，副產幹氣中含的乙烯資源急待轉化利用。此前由於技術和成本等原因，這部分寶貴資源基本上被作為燃料燒掉，在浪費資源的同時，還排放大量二氧化碳汙染環境。利用催化幹氣中的乙烯生產乙苯，國外在上世紀五十年代末就已開始探索，七十年代進入工業化實驗階段。其中有美國Mobil/Badger公司合作開發的以ZSM-5高矽沸石為催化劑生產乙苯的Mobil/Badger氣相分子篩工藝，UOP公司開發的以Al2O3-BF3為催化劑生產乙苯的ALKar工藝及其以後開發的催化蒸餾技術，另有Monsanto在其改良的純乙烯制乙苯工藝的基礎上開發的稀乙烯制乙苯工藝。以催化幹氣稀乙烯為原料生產乙苯，國外專利有US2939890、US369245、US702886、US3848012、US4107224、US4459426、GB827830等，這些技術對原料中的丙烯、H2S、H2O、O2、CO2等雜質含量有嚴格的要求，需將它們脫除至ppm級才可應用。近年來國內也開發了催化幹氣制乙苯技術，相關的專利有ZL200610046750.8、ZL200510105256.X、ZL200410037433.0、ZL200410021102.8、ZL201110105517.3等，這些技術雖然對催化幹氣中所含的H2S、H2O、O2、CO2等雜質含量要求放寬，但為保護催化劑和降低苯耗，工藝中都設有脫除丙烯流程。為得到更多乙苯，除乙烯和苯反應的烷基化反應器外，還設多乙苯和苯反應的烷基轉移反應器，分離單元除設苯分離塔外，還設乙苯塔、丙苯塔、多乙苯塔，流程複雜，能耗和投資非常高。技術實現要素：本發明所要解決的技術問題之一是現有技術中催化幹氣所含乙烯和丙烯難以完全利用的問題，提供一種新的催化幹氣生產烯烴基衍生物的方法。該方法具有可充分利用催化幹氣中的乙烯丙烯資源、裝置投資低、能耗低的特點。本發明所要解決的技術問題之二是提供一種為解決技術問題之一所採用的方法合成得到的烯烴基衍生物的用途。為了解決上述技術問題之一，本發明採用的技術方案如下：一種催化幹氣生產烯烴基衍生物的方法，包括以下步驟：a)提供含有乙烯和丙烯的催化幹氣；b)所述催化幹氣不經處理、直接與含苯原料物流進入烷基化反應器，反應後得到氣相物流；c)所述氣相物流進入反應氣吸收裝置，與吸收劑接觸後得到吸收液；d)所述吸收液進入苯分離塔，塔頂得到主要含苯的物流，塔釜得到含所述烯烴基衍生物的物流。上述技術方案中，優選地，所述催化幹氣中乙烯體積含量為5～95％，丙烯體積含量為0.5～10％，H2S體積含量＜1000ppm。上述技術方案中，優選地，所述含苯原料物流來源於石油裂解的石油苯或煤焦化的粗苯，其中苯質量含量大於90％，甲苯質量含量小於10％。上述技術方案中，優選地，所述苯分離塔塔頂得到的含苯的物流循環回烷基化反應器。上述技術方案中，優選地，所述氣相物流不進入烷基轉移反應器、乙苯分離塔、丙苯分離塔或多乙苯分離塔中的至少一個設備。上述技術方案中，優選地，所述烯烴基衍生物含乙苯、丙苯、二乙苯、甲乙苯和二甲苯。上述技術方案中，優選地，催化幹氣和苯烷基化反應為氣相反應，反應溫度250～450℃，反應壓力0.5～2.0MPaG，苯和乙烯摩爾比為1～6，乙烯重量空速為0.3～2.0小時-1。上述技術方案中，優選地，烷基化反應催化劑為SiO2/AlO3摩爾比為50～300的ZSM-5分子篩，優選範圍為80～120。上述技術方案中，優選地，烷基化反應器為軸向多段固定床反應器，催化劑分2～8段裝填。上述技術方案中，優選地，所述吸收劑為苯或者苯分離塔塔釜液，吸收溫度為0～40℃，壓力為0.5～2.0MPaG，吸收劑與所述氣相物流的流量質量比為1～5。上述技術方案中，優選地，苯分離塔操作壓力為0.5～2.0MPaG，塔理論板數為20～50，回流比為1～6。為了解決上述技術問題之二，本發明採用的技術方案如下：所述烯烴基衍生物作為汽油調和組分。現有技術中，利用催化幹氣中的乙烯生產乙苯，乙苯是唯一目標產物，為此原料幹氣必須設較複雜的脫丙烯等預處理流程；為提高乙苯收率，減少生成二甲苯、二乙苯等副產物，烷基化反應必須在高苯烯摩爾比條件下操作，通常為6～8；分離流程中必須對苯、乙苯、丙苯、多乙苯進行精密分離；為得到更多乙苯，流程中還設多乙苯和苯反應的烷基轉移反應器。總體上看，這種技術造成設備投資和能耗非常高，同時僅利用了幹氣中的部分乙烯，乙烯利用率低於90％，丙烯沒有得到利用，經濟效益受到很大影響。本發明中，原料催化幹氣不需要進行處理直接進入烷基化反應器，對原料苯的要求也不苛刻，石油苯、焦化苯，或者含有較多甲苯的苯都可以作為原料與幹氣中的乙烯、丙烯反應得到乙苯、丙苯、甲乙苯、二甲苯、二乙苯等，這些產物都具有較高的辛烷值，是非常好的調和汽油原料，因此烷基化反應可以在較低的苯烯摩爾比(通常為1～5)下操作，分離流程僅到苯分離塔為止，不需要烷基轉移反應器，苯分離塔塔釜液即為我們需要的產品。採用本發明方法，原料幹氣中的乙烯和丙烯利用率可接近100％，能耗僅為傳統生產乙苯工藝的50％，投資僅為傳統乙苯工藝的40％，取得了較好的技術效果。附圖說明圖1為採用本發明方法的工藝流程。圖2為採用典型的催化幹氣生產乙苯現有技術工藝流程。圖1中，Ⅰ為烷基化反應器，Ⅱ為吸收裝置，Ⅲ為苯分離塔，1為催化幹氣原料，2為新鮮苯原料，3為烷基化反應器Ⅰ的苯進料，4為反應器出口氣，5為吸收裝置Ⅱ尾氣，6為吸收劑，7為吸收液，8為苯分離塔Ⅲ塔頂物流苯，9為苯分離塔Ⅲ塔釜液。圖1中，催化幹氣原料1與苯進料3混合直接進入烷基化反應器Ⅰ， 反應後的反應器器出口氣4進入吸收裝置Ⅱ，與吸收劑6逆流接觸，不能吸收的尾氣5排出界區，吸收下來的吸收液7進入苯分離塔Ⅲ，塔頂物流苯8與新鮮原料苯2混合進入烷基化反應器Ⅰ，塔釜液9作為產品輸出界區。圖2中，Ⅰ為烷基化反應器，Ⅱ為吸收裝置，Ⅲ為苯分離塔，Ⅳ為預處理系統，Ⅴ為乙苯塔，Ⅵ為丙苯塔，Ⅶ為多乙苯塔，Ⅷ為烷基轉移反應器，1為催化幹氣原料，2為新鮮苯原料，3為烷基化反應器Ⅰ的苯進料，4為反應器出口氣，5為吸收裝置Ⅱ尾氣，6為吸收劑，7為吸收液，8為苯分離塔Ⅲ塔頂物流苯，9為苯分離塔Ⅲ塔釜液，10為預處理後的催化幹氣，11為苯分離Ⅲ塔頂去反應系統循環苯物流，12為去烷基轉移反應器Ⅷ的苯物流，13為乙苯塔Ⅴ塔頂物流乙苯，14為乙苯塔Ⅴ塔釜液，15為丙苯塔塔頂物流丙苯，16為丙苯塔塔釜液，17為多乙苯塔Ⅶ塔頂物流多乙苯，18為多乙苯塔Ⅶ塔釜高沸物，19為烷基轉移反應器進料，20為烷基轉移反應器出料。圖2中，催化幹氣原料1先經預處理系統Ⅳ，脫除丙烯等雜質後的物流10與苯進料3混合進入烷基化反應器Ⅰ，反應後的反應器器出口氣4進入吸收裝置Ⅱ，與吸收劑6逆流接觸，不能吸收的尾氣5排出界區，吸收下來的吸收液7進入苯分離塔Ⅲ，塔頂物流苯8分為2股，其中1股物流11與新鮮原料苯2混合進入烷基化反應器Ⅰ，另一股物流12與多乙苯塔塔釜液17混合進入烷基轉移反應器Ⅷ，反應後的物流20返回苯分離塔Ⅲ，苯分離塔塔釜液9進入乙苯塔Ⅴ，塔頂得到乙苯13，塔釜液14進入丙苯塔Ⅵ，丙苯塔塔頂得到丙苯15，塔釜液16進入多乙苯塔Ⅶ，多乙苯塔塔釜液為高沸物18。下面通過實施例對本發明作進一步闡述。具體實施方式【實施例1】某10萬噸/年催化幹氣生產烯烴基衍生物裝置(年操作時數8000小時)，其原料催化幹氣組成和流量見表1，苯採用石油苯，純度99.8％，採用圖1的工藝，主要操作條件和經濟指標見表2。苯分離塔塔釜液辛烷值為108，可作為汽油調和組分。表1原料催化幹氣規格組分原料催化幹氣(v％)氫氣27.4氮氣24.4氧氣1.0一氧化碳1.1二氧化碳3.3甲烷19.6乙烷9.0乙烯12.4丙烯1.1丙烷0.2碳四0.3碳五0.1流量(噸/小時)18表2主要操作條件和經濟指標烷基化反應器操作壓力MPaG0.8烷基化反應器操作溫度℃320烷基化反應器苯烯摩爾比4催化劑SiO2/AlO3摩爾比50烷基化反應器催化劑段數4吸收塔吸收劑苯塔塔釜液吸收塔吸收溫度℃10苯分離塔塔頂操作壓力MPaG0.7苯分離塔塔頂操作溫度℃151乙烯利用率％99.5丙烯利用率％99.0綜合能耗公斤標油/噸產品60裝置投資萬元7000苯分離塔塔釜液辛烷值108【實施例2】某10萬噸/年催化幹氣生產烯烴基衍生物裝置(年操作時數8000小時)，其原料催化幹氣組成和流量見表3，苯採用焦化苯，純度99.6％， 採用圖1的工藝，主要操作條件和經濟指標見表4。苯分離塔塔釜液辛烷值為108.4，可作為汽油調和組分。表3原料催化幹氣規格組分原料催化幹氣(v％)氫氣12.4氮氣20.2氧氣0.8一氧化碳1.0二氧化碳3.4甲烷19.7乙烷9.0乙烯31.2丙烯2.0丙烷0.1碳四0.1碳五0.1流量(噸/小時)8.0表4主要操作條件和經濟指標烷基化反應器操作壓力MPaG1.0烷基化反應器操作溫度℃340烷基化反應器苯烯摩爾比3.5催化劑SiO2/AlO3摩爾比200烷基化反應器催化劑段數5吸收塔吸收劑苯吸收塔吸收溫度℃5苯分離塔塔頂操作壓力MPaG0.9苯分離塔塔頂操作溫度℃170乙烯利用率％99.2丙烯利用率％98.5綜合能耗公斤標油/噸產品50裝置投資萬元5800苯分離塔塔釜液辛烷值108.4【實施例3】某10萬噸/年催化幹氣生產烯烴基衍生物裝置(年操作時數8000小時)，其原料催化幹氣組成和流量見表5，原料苯純度90％，含甲苯10％， 採用圖1的工藝，主要操作條件和經濟指標見表6。苯分離塔塔釜液辛烷值為109，可作為汽油調和組分。表5原料催化幹氣規格組分原料催化幹氣(v％)氫氣21.4氮氣19.2氧氣0.9一氧化碳1.2二氧化碳3.6甲烷20.7乙烷9.5乙烯21.4丙烯1.6丙烷0.3碳四0.1碳五0.1流量(噸/小時)9.5表6主要操作條件和經濟指標烷基化反應器操作壓力MPaG0.5烷基化反應器操作溫度℃400烷基化反應器苯烯摩爾比2.5催化劑SiO2/AlO3摩爾比300烷基化反應器催化劑段數4吸收塔吸收劑苯塔塔釜液吸收塔吸收溫度℃15苯分離塔塔頂操作壓力MPaG0.45苯分離塔塔頂操作溫度℃140乙烯利用率％99.1丙烯利用率％98.0綜合能耗公斤標油/噸產品40裝置投資萬元5500苯分離塔塔釜液辛烷值109【實施例4】某10萬噸/年催化幹氣生產烯烴基衍生物裝置(年操作時數8000小時)，其原料催化幹氣組成和流量見表7，原料苯純度99.6％，含甲苯0.4％， 採用圖1的工藝，主要操作條件和經濟指標見表8。苯分離塔塔釜液辛烷值為108.8，可作為汽油調和組分。表7原料催化幹氣規格組分原料催化幹氣(v％)氫氣18.6氮氣15.6氧氣0.9一氧化碳1.5二氧化碳4.2甲烷22.7乙烷10.8乙烯24.7丙烯0.8丙烷0.1碳四0.1碳五0流量(噸/小時)14.0表8主要操作條件和經濟指標烷基化反應器操作壓力MPaG2.0烷基化反應器操作溫度℃360烷基化反應器苯烯摩爾比2催化劑SiO2/AlO3摩爾比150烷基化反應器催化劑段數6吸收塔吸收劑苯塔塔釜液吸收塔吸收溫度℃0苯分離塔塔頂操作壓力MPaG1.0苯分離塔塔頂操作溫度℃180乙烯利用率％99.6丙烯利用率％99.1綜合能耗公斤標油/噸產品25裝置投資萬元5400苯分離塔塔釜液辛烷值108.8【比較例1】某10萬噸/年催化幹氣生產乙苯裝置(年操作時數8000小時)，其 原料催化幹氣組成和流量同表1，原料苯純度99.9％，含甲苯0.05％，採用圖2的工藝，主要操作條件和經濟指標見表9。表9主要操作條件和經濟指標烷基化反應器操作壓力MPaG1.0烷基化反應器操作溫度℃380烷基化反應器苯烯摩爾比7.0催化劑沸石乙烯利用率％85丙烯利用率％返回催化綜合能耗公斤標油/噸產品210裝置投資萬元16000當前第1頁1&nbsp2&nbsp3&nbsp