用於處理含氫氣和烴類的烴進料的方法與流程
2023-12-06 08:19:16
本發明涉及處理來自石油或石油化學品的轉化或精煉單元的流出物的領域，所述流出物含氫氣以及烴類例如甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、含5至11個碳原子（表示為C5-C11）的烴餾分和通常少量的任選較重質的烴類例如含12至30個碳原子（C12-C30）或更多個碳原子的烴類。本發明可以具體地涉及處理來自具有汽油範圍餾程的餾分（基本含6至11個碳原子）的催化重整或芳構化的流出物，這可用於提供芳族重整產品、富含氫氣的氣體和基本包含含三或四個碳原子的烴類（丙烷和/或丙烯和/或丁烷和/或丁烯類和/或丁二烯和它們的混合物）的液化石油氣（或「LPG」）。在催化重整流出物中存在C3和C4烴類，這主要與相伴脫氫反應發生的加氫裂化反應相關聯。本發明還可應用於脫氫流出物，例如丁烷或戊烷，或更高級烴類，例如基本包含含10至14個碳原子的烴類的餾分，該烴類的烯烴在下遊用於生產直鏈烷基苯。根據本發明的方法還可應用於任何烴餾分例如石腦油、汽油、煤油、輕瓦斯油、重瓦斯油、真空餾出物或減壓渣油的加氫處理（和/或加氫脫硫和/或加氫脫金屬和/或全部或選擇性氫化）。更一般來說，本發明可應用於包含氫氣、輕質烴類（甲烷和/或乙烷）、C3和C4烴類以及較重質烴類的任何流出物。
背景技術：
：已知現有技術文件US4673488公開了用於從獲自烴進料轉化反應的含氫氣的反應流出物中回收輕質烴類的方法，其包括：·將包含C5+烴類、甲烷、乙烷、丙烷、丁烷和氫氣的部分冷凝的流出物通入氣液分離區中，該氣液分離區包括至少兩個氣液分離器且在其中進行至少一個氣液再接觸步驟；·將氣液分離區之後獲得的流出物分離成富含氫氣的氣體物流和液體烴物流；·以使得回收重質烴物流、塔頂蒸氣和塔頂液體的方式，將該液體烴物流通入包括至少一個分餾塔的分餾區中；和·將該塔頂蒸氣物流的一部分再循環至所述氣液分離區。還已知文件FR2873710，其描述了用於處理包含液體烴相和富含氫氣的氣相的烴進料的方法，其中：a)將該進料分離成液體和氣體，b)壓縮該氣體的至少一部分，然後使其與所述液體的至少一部分以使得回收液體和富含氫氣的氣體的方式接觸，c)然後分餾獲自步驟b)的液體，以至少獲得：基本不含LPG和較輕質產物的穩定化的液體、基本包含LPG的輕質液體流出物和至少部分再循環的氣態物流，且其中使獲自步驟a)或步驟c)的氣態物流的至少一種與獲自步驟a)或b)的非穩定化的液體逆流接觸。然後將該非穩定化的液體過冷至低於其在接觸壓力下的泡點至少10℃。對於重整產品（或根據本發明的其它穩定化的液體）而言，術語「穩定化的」表示已蒸餾以消除主要部分的，且通常基本所有的含4個或更少碳原子（C4-）的化合物的重整產品（或其它液體）。本發明的一個目的是提供可用於使氫氣和C3和C4烴類的回收率最大化的方法，所述氫氣和C3和C4烴類可比在精煉廠中僅作為燃料消耗而言更好地被利用，且所述方法從能量觀點來看更經濟。技術實現要素：因此，本發明涉及用於處理烴進料的方法，所述烴進料含氫氣和包含C1至C4烴類的烴類，其包括下列步驟：a)將所述烴進料分離成氣相和含烴類的液相；b)使用冷卻裝置將獲自步驟a)的液相冷卻至45℃或更低的溫度；c)在逆流塔中使冷卻的液相與氣相進行第一再接觸步驟以回收富含氫氣的第一氣態流出物和第一液體烴流出物；d)使該液體烴流出物與再循環氣體進行第二再接觸步驟並分離富含C1和C2烴類的第二氣態流出物和第二液體烴流出物；e)以使得分離氣態塔頂餾分和包含含多於4個碳原子的烴類的液體底部餾分的方式，在分餾塔中分餾獲自步驟d)的第二液體烴流出物；f)將獲自步驟e)的氣態塔頂餾分冷凝並分離主要含C3和C4烴類的液相和再循環至步驟d)的氣相，其中，在冷卻步驟b)之前，通過在交換器中的熱交換將獲自步驟a)的液相預冷卻，所述交換器供有獲自步驟c)的第一氣態流出物和/或第一液體烴流出物。術語「再接觸」表示可藉助具有吸收能力的液相用於提取包含於氣相中的化合物的操作，其通過使這兩個相接觸。例如，再接觸可通過將液相和氣相在管線中混合以進行直接接觸或在專用再接觸裝置中進行。根據本發明的方法有利地利用在再接觸塔（或吸收塔）中進行的再接觸步驟中產生的氣態流出物或液體流出物中包含的千卡（frigories），以在液體烴相經歷冷卻之前將其預冷卻，這意味著可獲得用於再接觸步驟的所需溫度。因此，熱集成可用於大幅度減少冷公用工程（coldutilities）的消耗和因此減少該方法的總能量消耗。當必須將液體烴相冷卻至10℃或更低的溫度時，該熱集成更有利；該冷卻然後需要使用消耗大量能量的冷卻設備。根據一個實施方案，在冷卻步驟b)之前，在供有獲自再接觸（或吸收）塔的冷的第一氣態流出物的交換器中，獲自步驟a)的液相經歷熱交換，並在供有獲自該相同再接觸塔的冷的第一液體烴流出物的交換器中，獲自步驟a)的氣相經歷熱交換。可替代地，在冷卻步驟b)之前，在供有獲自再接觸塔的冷的液體烴流出物的交換器中，獲自步驟a)的液相經歷熱交換，並在供有獲自該再接觸塔的冷的氣態流出物的交換器中，獲自步驟a)的氣相經歷熱交換。這些實施方案通過有利地使用來自第一氣態流出物和液體流出物（獲自再接觸步驟c)的千卡以預冷卻步驟c)中涉及的氣相和液相改進所述方法的熱集成。在一個實施方案中，使用冷卻裝置將獲自步驟a)的液相冷卻至0℃或更低的溫度。根據另一個實施方案，使用冷卻裝置將獲自步驟a)的氣相冷卻至0℃或更低的溫度，應理解所述用於冷卻氣相的步驟在所述熱交換步驟之後進行，如果存在該熱交換步驟。根據一個優選的實施方案，將富含C1和C2烴類的第二氣態流出物的部分或全部再循環至第一再接觸步驟的上遊。優選地，將第二氣態流出物與獲自步驟a)的氣相在第一再接觸步驟的上遊混合。將第二氣態流出物再循環至第一再接觸步驟可特別改進C3和C4化合物以及氫氣的回收率。優選地，步驟d)中進行的分離藉助分離罐進行。第一再接觸步驟（步驟c)）通常在-20℃至55℃的溫度，優選-10℃至10℃的溫度下進行。第一再接觸步驟在1.6至4MPa的壓力下進行。優選地，第二再接觸步驟（步驟d)）在10℃至55℃的溫度下進行。優選地，不控制第二再接觸步驟的溫度，並且其由獲自穩定化步驟e)的氣相和獲自塔中的再接觸階段（步驟c)）的液體在混合後的熱力學平衡造成。優選地，用於逆流再接觸的塔包括5至15個理論板。優選進行本發明的方法以處理作為來自催化重整方法的流出物的烴進料。附圖說明本發明的進一步特徵和優點將從僅以非限制性舉例說明的方式給出並參考所附附圖的以下說明中變得明顯，其中：·圖1是根據第一實施方案的根據本發明方法的流程圖；·圖2是根據第二實施方案的根據本發明方法的流程圖；·圖3是不根據本發明的方法的流程圖，其代表專利FR2873710中所述的特定情況。類似元件通常由相同的附圖標記表示。此外，虛線或框表示任選的元件。發明詳述通過該方法處理的進料是例如來自催化重整單元的流出物、脫氫流出物例如丁烷或戊烷，或更高級烴類，例如基本包含含10至14個碳原子的烴類的餾分，該烴類的烯烴在下遊用於生產直鏈烷基苯（通常稱為LAB）。根據本發明的方法還可應用於來自任何烴餾分例如石腦油、汽油、煤油、輕瓦斯油、重瓦斯油、真空餾出物或減壓渣油的加氫處理單元（加氫脫硫、加氫脫金屬、全部或選擇性氫化）的流出物。更一般來說，其可應用於包含氫氣、輕質烴類（甲烷和/或乙烷）、LPG（丙烷和/或丁烷）和較重質烴類的任何流出物。優選地，根據本發明的方法可用於處理獲自催化重整單元的流出物。參考圖1，將包含含氫氣的氣相和烴相（包含C1、C2、C3和C4烴類）的烴進料經由管線1送至氣液分離裝置2，該氣液分離裝置可以是本領域技術人員已知的氣液分離器罐。分離裝置2允許分別從所述裝置2的頂部和底部回收氣相3和液體烴相4。如圖1中所示，可以將主要含有氫氣和輕質C1、C2、C3和C4烴類的頂部氣態餾分3分成兩個物流5和6。物流5作為再循環氣體再循環至處於上遊的反應單元，例如催化重整單元。使用壓縮機7將氣體物流6壓縮並然後送至冷卻系統8。通常將氣體6壓縮至0.6至1.0MPa的壓力。將壓縮氣體6任選與經由管線25供給的再循環氣體混合，該再循環氣體的來源在下文詳述。將所述氣體或氣體混合物冷卻至例如低於55℃的溫度。將獲自冷卻系統8（例如空氣或水冷卻器）的氣體或氣體混合物轉移至分離器罐以回收氣體10，其提純脫除已通過冷卻冷凝的液體烴類。使用壓縮機7將冷卻的氣體10壓縮至通常為1.6至4.0MPa的壓力。壓縮氣體10經歷在獲自氣液分離裝置2的液體烴相4的存在下進行的低溫再接觸步驟。如圖1中可見，將壓縮氣體最初使用冷卻器（空氣或水）12預冷卻，然後使用經由如下所述的冷物流所供應的交換器13經歷間接熱交換。然後可以使用冷卻裝置（未示出）例如冷凍機（chiller）有利地冷卻該氣體，以使該氣體達到0℃或更低的溫度。根據本發明，液體烴相4在再接觸步驟中用作吸附劑液體。因此，最初經由交換器11通過間接熱交換將液體烴相4預冷卻，所述交換器11供有如下所述冷物流。然後使用冷卻裝置15將預冷卻的液體烴相4冷卻至45℃或更低的溫度。取決於所需溫度，可使用各種類型的冷卻設備。例如，當目標溫度為20℃至45℃時，使用空氣或水冷卻器。優選地，當將該液體烴相冷卻至20℃或更低的溫度，優選至-10℃至20℃的溫度時，使用冷凍機。在可包括篩板或泡罩塔板或任何其它接觸板或甚至可填充有結構化或非結構化填充元件（鮑爾環、拉西環等）的再接觸（或吸收）塔16中，使氣體10和冷卻的液體烴相4逆流接觸。例如，該塔可具有5至15，優選7至10個理論分離板。再接觸由藉助冷卻的液體烴相吸收存在於氣體中的C1至C4烴類構成。通常，取決於在塔中接觸的氣相和液相的溫度，該再接觸步驟在-20℃至55℃，優選-10℃至10℃的溫度下進行。將富含氫氣的氣態流出物經由管線17從通常在1.6至4.0MPa的壓力下運行的再接觸塔16取出。冷的氣態流出物用作交換器11的熱流體，其如上所述與液體烴相4進行間接熱交換。從塔16的底部經由管線18排出的冷的液體流出物也用作熱流體，以供給交換器13以預冷卻氣相10。使用獲自再接觸步驟的冷流體意味著可大幅度上減少冷卻裝置14和15，且特別是冷卻裝置15的能量消耗，所述冷卻裝置15是必需的，以冷卻液體烴相，以增加其用作再接觸液體流體的吸收能力。當通過該方法處理的烴進料是催化重整流出物時，富含氫氣的氣體17在任選經過保護床20以吸附存在於氣體中的氯氣之後經由管線19從處理單元排出。根據該方法，獲自再接觸塔16的液體流出物18用作第二再接觸步驟中的再接觸流體，以改進C3和C4化合物（LPG）的回收率和從該方法中排出甲烷和乙烷，所述第二再接觸步驟由使所述液體流出物與經由管線21供應的氣態再循環流體接觸構成。如圖1中所示，第二再接觸步驟通過在管線中混合液體流出物18與再循環氣體21而直接接觸進行。第二再接觸步驟在比第一再接觸步驟的溫度高的溫度下進行，其通常為10℃至55℃。該溫度由液體18和蒸氣21的吸收之間的熱力學平衡造成。優選地，不使用溫度控制裝置（例如熱交換器類型）。經由管線22將氣/液混合物轉移至分離器罐23，該分離器罐以使得氣態氫氣和C1和C2烴類的頂部回收率最大化的方式運行。將該含氫氣和C1和C2烴類的氣態流出物經由管線24取出，以經由管線25將其全部或部分再循環至該方法。所述含氫氣和C1和C2烴類的氣態流出物的不再循環的部分經由管線26從該方法排出。該氣態流出物可特別用作精煉廠中的燃料氣。例如如圖1中所示，將含氫氣和C1和C2烴類的氣態流出物的全部或一部分作為與獲自分離器罐2的壓縮氣體6的混合物再循環至第一再接觸步驟的上遊具有改進第一再接觸步驟期間的氫氣的回收率的有利效果。現在參考圖1，經由分離器罐23的底部回收基本包含含三個或多於三個碳原子的烴類（C3+）和較少程度的C1和C2烴類的液體流出物27。加熱該液體流出物27，然後將其送至穩定化單元，所述穩定化單元以使得回收穩定化的液體烴流出物和主要含C3和C4烴類的餾出物的方式運行。該穩定化單元包括底部配備有循環管線的蒸餾塔28，該循環管線配有包括再沸器（未示出）和用於排出穩定化的液體流出物的管道29的再循環迴路。將來自塔28的塔頂氣體移入與冷凝系統連接的管道30中，所述冷凝系統包括塔頂氣體冷卻裝置31和回流罐32。在回流罐32中分離的冷凝液體經由管線33排出並分成兩個物流，將一個物流經由管線34再循環至塔28，而未再循環的互補物流作為LPG物流經由管線35從該方法排出。未冷凝並潛在包含不可忽略量的C3和C4烴類的從回流罐32的頂部取出的殘餘氣體經由管線21排出，並再循環至該方法，以經歷如上所述具有獲自再接觸塔16的液體流出物18的再接觸步驟。還參考圖1，從蒸餾塔28的底部回收的穩定化的液體流出物29有利地用於進料至間接熱交換器系統36、37，以在液體流出物27進入蒸餾塔28之前將其預熱。該熱集成因此可用於減少必須供給再沸器以運行蒸餾塔28的熱能。如圖1中所示，在蒸餾塔28的上遊提供保護床38是有利的，配置該保護床用於在通過該方法處理的烴進料是催化重整單元流出物的情況下捕捉可能存在於液體流出物27中的任何氯氣。圖2展現根據第二實施方案的根據本發明方法的流程圖。第二實施方案與圖1的實施方案的不同點在於，一方面，通過供有冷流體（其為獲自再接觸塔16的液體流出物18）的交換器11中的熱交換將液體烴相4預冷卻，並且另一方面，使用供有從再接觸塔16頂部取出的富含氫氣的氣態流出物17的交換器13通過間接熱交換將壓縮氣體10預冷卻。這一結構意味著，更易於根據需要和/或預冷卻在塔中接觸的氣相和液相的千卡的可用性，使供應至交換器11和13的氣態流出物和液體流出物的流量平衡。具體實施方式實施例1實施例1（對比）舉例說明圖3中所示的處理方法的功能，其中在氣相6和液體烴相4在再接觸塔16中進行逆流接觸之前，使用兩個冷凍機將其冷卻至0℃的溫度。還應注意，不將在第二再接觸步驟中產生的氣態流出物24再循環至第一再接觸步驟。經處理的烴進料是獲自催化重整的流出物（或重整產品）並具有表1中給出的組成：表1：重整產品的組成Kg/h重整產品H27200C11540C22540C34660支鏈C42840直鏈C42860C5+178360總量Kg/h200000最初在分離器罐2中處理所述烴進料，以分離主要含氫氣的氣相6和含烴類的液相4。通過具有對於壓縮機正確運行而言必要的中間冷卻步驟的壓縮機7壓縮獲自分離步驟的氣相6，並將其送至具有獲自分離步驟的液相4的第一再接觸步驟。使用冷卻設備14和15將分別具有大約100℃和40℃的最初溫度的氣相和液相冷卻至0℃的溫度。冷卻的氣相和液相在包括9個理論板的在3.1MPa的壓力下運行的再接觸塔16中逆流接觸。從再接觸塔取出富含氫氣的氣體17和含烴類的液相18。然後，液相18與來自蒸餾塔的回流罐的再循環氣相21接觸。第二再接觸步驟在管線中運行，且在分離器罐23中在1.6MPa的壓力下以使得提供不再循環至第一再接觸步驟的氣體24和液相27的方式分離混合物。在分餾塔28（或穩定化塔）中分餾液相27以便回收氣態塔頂餾分30和包含含多於4個碳原子的烴類的穩定化的液體底部餾分29。該塔在回流罐的1.6MPa的壓力和43℃的溫度下運行。在回流罐中冷凝氣態塔頂餾分30，從其中分離含冷凝的C3-C4烴類（LPG）的液相33和再循環至第二再接觸步驟的氣相21。表2記錄通過實施例1的方法產生的各種物流產物的回收率。表2實施例1（圖3）冷凍機14和15將氣相和液體烴相冷卻至0℃的消耗8.5MW在氣體(17)中源自物流4和6的氫氣的回收率99.3重量%在液體烴相(33)中源自物流4和6的C3和C4烴類的回收率82.2重量%在穩定化的物流(29)中源自物流4和6的C5+烴類的回收率99.7重量%實施例2實施例2舉例說明根據本發明的用於處理烴進料的方法並參考圖1做出。其與實施例1的不同點在於獲自第二再接觸步驟的氣體24以其全部再循環，且將壓縮氣相6經由交換器13通過間接熱交換冷卻，所述交換器13供有獲自再接觸塔16的液體流出物18，且將所述液體烴相使用供有獲自再接觸塔16的氣態流出物17的交換器11預冷卻，然後使用冷凍機15冷卻至0℃的溫度。液相和氣相在再接觸塔的入口處的溫度分別為0℃和40℃。在實施例1中提到的其它操作條件對於實施例2保持相同。表3提供通過實施例2的方法產生的各種物流產物的回收率。表3實施例2（圖1）冷凍機15將液體烴相冷卻至0℃的消耗2.8MW在氣體(17)中源自物流4和6的氫氣的回收率100.0重量%在液體烴相(33)中源自物流4和6的C3和C4烴類的回收率83.1重量%在穩定化的物流(29)中源自物流4和6的C5+烴類的回收率99.7重量%實施例3實施例3基於根據圖2的本發明方法。與圖1相比，實施例3的不同點在於，最初使用分別供有液體流出物18和氣態流出物17的熱交換器通過熱交換將液相4和氣相10預冷卻，然後使用冷凍機14和15冷卻以在再接觸塔16的入口處達到0℃的溫度。表4提供通過實施例3的方法產生的各種物流產物的回收率。表4實施例3（圖2）冷凍機14和15將氣相和液體烴相冷卻至0℃的消耗4.2MW在氣體(17)中源自物流4和6的氫氣的回收率100.0重量%在液體烴相(33)中源自物流4和6的C3和C4烴類的回收率83.9重量%在穩定化的物流(29)中源自物流4和6的C5+烴類的回收率99.7重量%比較實施例1的結果與實施例2和3的結果，可看出，使用獲自再接觸塔的冷流體預冷卻氣相和液相可顯著減少冷凍機14和15中的能量消耗。該方法還可用於改進液體物流33中的C3和C4烴類的回收程度和物流17中的氫氣的回收程度，這特別是通過將第二再接觸步驟後回收的流出物的氣/液分離之後獲得的氣體再循環。實施例2與實施例3的比較顯示出省略冷卻進入再接觸塔的氣相的冷卻裝置的重要性。該實施方案因此可用於限制冷公用工程的消耗，而不對C3和C4烴類的回收率具有顯著影響（在C3和C4烴類的回收率方面損失僅0.8重量%）。當前第1頁1 2 3