在乙烯裝置中分離c的製作方法

2023-04-30 13:20:26

專利名稱：在乙烯裝置中分離c的製作方法
技術領域：
本發明涉及一種在乙烯裝置中分離C2/C3碳氫化合物的方法，在該方法中，將含有C2-/C3+碳氫化合物的粗煤氣壓縮，從安排在粗煤氣壓縮過程後面的預冷步驟中產生一種氣流及至少一種冷凝物流，並通過兩個處於不同工作壓力下的塔將C2-碳氫化合物和C3+碳氫化合物分離出來。
烯烴裝置(基於它的主要產品，又被稱為乙烯裝置)是各種石油化工全套設備的核心區段，它提供石油化工中間產品，這些中間產品在其它處理裝置中被加工成化工產品(聚乙烯、聚丙烯、ABS塑料、聚苯乙烯等)。
乙烯生產過程在獲取化工產品的鏈中處於中心位置，所以此過程有特別的意義。乙烯裝置是一種獲取烯烴類碳氫化合物的裝置。將從天然氣或石油中分離出的烷烴族(Paraffinische)或脂環族(naphtenische)Kohlenwasserstoffschnitte熱裂解，在裝置的分離部分中，從上述過程所產生的粗煤氣中分離出所需要的產品並使之淨化。
下面結合附圖對本發明進行進一步說明。


圖1示出了乙烯生產過程的簡化框圖。
圖2為優選且有利的前端脫乙烷塔法的示意圖。
圖3示出了本發明的帶有預冷級的雙塔系統(脫乙烷塔帶有C3+吸收器)。
正如從圖1所示的框圖所得知的那樣，乙烯生產過程可以分成從A到E的五個階段A裂解；B油分餾(Olfraktionierung)和水洗；C壓縮粗煤氣；D分離粗煤氣；以及EC3+後處理。
由飽和烴組成的原料1在水蒸汽參與的情況下被熱裂解(A)，接著被冷卻以便中斷反應。從該步驟得到的產品是粗煤氣2，它基本上由氫、飽和及不飽和烴和水蒸汽的混合物組成。
在油洗和水洗階段B，粗煤氣2被冷卻，並由油組份及重揮髮油組份(熱解油3)淨化。此外，裂解氣中的大部分水蒸汽被冷凝，並在為了裂解而再蒸發之後再被送回(未示出)。此後，對含重烴(C3+碳氫化合物)的冷凝物4進行分離，並進入C3+處理步驟E中。
經預淨化的氣體5在多級粗煤氣壓縮步驟C中被壓縮到高壓(例如被壓縮到約為36巴)，與此同時，通過深低溫工序將其分離成單一產品。同時，對含有C3+碳氫化合物的冷凝物6進行分離，並與冷凝物4一道進入C3+處理步驟E中。
在粗煤氣分離步驟D中，粗煤氣7經幾次深低溫分離步驟被分離出C3+餾分8以及以單一產品形式出現的乙烯12，乙烷11，甲烷10和氫9。通過使粗煤氣部分冷凝以及三次分餾實現分離，其中有一步是下面將要詳細描述的C2/C3分離，也就是所謂的脫乙烷塔。這一單元的重要部分仍是C2氫化作用，在氫化作用中，藉助於催化加氫，將乙炔轉變為乙烯12和乙烷11。
C3+後處理包括處理C3碳氫化合物和重烴，這些碳氫化合物被分離成丙烯13，丙烷14，C4碳氫化合物15，以及熱解揮髮油16(Pyrolysebenzin)。
對於裝置框圖A至C及E而言，工序實現原則與公知的乙烯生產工序在很大程度上是相同的，其差別通常僅在具體實施的細節方面。
最重要的工序步驟是乙烯裝置的粗煤氣分離部分D，尤其是該工序中的對C2-/C3+進行分離的過程。下面將描述在該工序步驟中幾種可能的安排。
粗煤氣分離工序D包括三個分離步驟[C1/C2分離(脫甲烷塔)，C2/C3分離(脫乙烷塔)，C2H4/C2H6分離]以及C2氫化作用和純化氫，在此工序中，存在幾種將這些過程步驟彼此組合的可能性。分離步驟和氫化作用的不同安排對裝置的特點也將產生影響。這些在附圖中都反映出來了，例如表述為「前端脫乙烷塔法」(「Front-end-Deethanizer」)或「前端脫甲烷塔法」(「Front-end-Demethanizer」)。
分離步驟安排的選擇基本上與三個因素有關。
第一應力圖降低成本。根據佔支配地位的過程參數(低溫約到-160℃，壓力約到40)，粗煤氣分離被認為是裝置中成本最高的部分。上述過程參數要求加入昂貴的原料和設備，其中包括製冷循環過程可能需要約50至60個設備。
第二應降低能耗，節省開支。在低溫條件下，粗煤氣分離需要高能量轉換，並要求在不同的溫度級上產生很大的冷量。對於每年300,000噸裂解氣體分離裝置而言，例如需要高於25MW的壓縮機功率以用於壓縮粗煤氣和製冷循環。
第三需要簡化運行方式。對此，在一切使過程完善所作的努力中必須注意的首要方面是裝置的安全性和運行可靠。應當避免影響裝置運行，且無抗幹擾能力的過程過於重疊。因此，首先應仔細考慮熱聚合(Warmeintegration)的最佳結果。選擇過程參數時應不產生不希望出現的副產品[聚合沉積物(Polymerablagerung)和綠油(Gruenoel)]且不影響裝置的運行時間。
因為成本和能耗有相反的趨勢，當然也給優化生產帶來了困難。因為附加的節約能量的措施需要添加較多的熱交換表面或者有較多的分離步驟，因此，必然導致成本提高。
在粗煤氣分離的範圍內，大體可實施兩種過程，這兩種過程的區別在於在過程進行中脫乙烷塔和C2氫化作用的安排彼此不同前端脫甲烷塔法和前端脫乙烷塔法。與前端脫甲烷塔法相比，前端脫乙烷塔法的優點是成本較低，因為尤其是與開式乙烯循環連接時設備的數目較少，而且總發熱面積較小；為分離氣體提供分離功率的三臺大型壓縮機的能耗約降低5％；粗煤氣的所有重組分在進入低溫部分之前被分離，因此，此裝置部分和甲烷塔沒有C3組分和重組分負載。從安全技術看來，這意味著，隨著低溫部分形成丁二烯或C5二烯烴(C5-Dienen)，通過NOx反應可能在很大程度上不會產生易爆樹脂；
與在純淨的C2流中的氫化作用中過程時間從6個月到一年相比，在本方法中，在全部C2-流中進行乙炔氫化作用(Acetylenhydrierung)具有多於5年的催化劑期限。此外，產生的綠油大大減少。氫化作用不需要加入純氫。因此，過程能很快進行。取消了甲烷中的C2流和氫的後淨化工序，因此，節約了工序步驟。
下面對圖2進行說明。
圖2為優選且有利的前端脫乙烷塔法的示意圖。
首先，粗煤氣5經壓縮(步驟C)。經壓縮步驟C後，粗煤氣7經預冷(包括在步驟D1中)被冷卻到約-30℃到-40℃。析出的冷凝物8和未被冷凝的氣體在第一分離步驟D1(脫乙烷塔)中分離成兩種餾分，一種餾分17包含C2碳氫化合物和輕質組分，而另一種餾分8由C3碳氫化合物和重質組分組成。再將C2碳氫化合物17導入加氫步驟D2中，在此步驟中，乙炔和氣體中的部分氫反應生成乙烯和乙烷。無乙炔流18在深冷步驟D3中被進一步冷卻並部分冷凝，直至實際所需要的氫量到達管道9中為止。析出的冷凝物被送入甲烷塔(同樣在級D3中)，並從C2碳氫化合物19中分離出甲烷10。該塔的底部產品(Sumpfprodukt)由清潔的C2碳氫化合物餾分19組成，該餾分在D4步驟中在後接的低壓C2分離器(Niederdruck-C2-Splitter)中被分離成乙烯產品流12和乙烷流11。由於進到C2分離塔(分離器)的C2碳氫化合物餾分沒有被甲烷和氫所汙染，C2分離器可經過一個熱泵迴路驅動，其壓縮機與乙烯冷卻循環的壓縮級相結合。
上述方法的關鍵步驟是「前端脫乙烷塔」，它可以加入「前端加氫」和開式乙烯循環流程一起使用。
此工序步驟的中心作用及其對於能耗和裝置運行的重要意義使得脫乙烷塔在這類方法的發展過程中反覆成為被研究和被改進的對象，其結果是反覆改變該工序步驟的表現形式。因此，圖2中示出的預冷、尤其是C2-/C3+碳氫化合物分離步驟D1對於方法的改進具有特殊意義。
在已公開的「前端脫乙烷塔節約能源」(K.D.Mikulla撰寫，碳氫化合物處理過程，1979年8月，第101頁至107頁)文獻中描述了這種前端脫乙烷塔法。早期，人們將脫乙烷塔建成單一塔的形式(參見上述公開文獻中的圖4)。該塔的輸入物由被泵送入塔上方的經預冷的冷凝物以及未被冷凝的粗煤氣組成。此塔的工作壓力全部為粗煤氣壓力。輸入物流在底部貯存槽中由蒸汽加熱，而其在塔頂被冷卻。對單塔系統的改進導致開發出雙塔系統。在多種乙烯裝置中，已證明雙塔系統的性能是良好的。其重要的改進在於C2和C3組分的分離是在將工作壓力分成兩級的塔中進行的(參見上述公開文獻的圖3)。冷凝物和未冷凝的粗煤氣被送入工作壓力全部是粗煤氣壓力的第一塔[吸收-解吸塔(Absorber-Stripper-Kolonne)]中。該塔完成兩個功能解吸出甲烷和輕質組分(C2碳氫化合物)以便分離C2-/C3+組分，以及從氣流中吸收C3碳氫化合物和重質組分。一種在沸騰器中被復熱的氣流為解吸氣。包含在粗煤氣中的C2組分的一部分隨底部產品一道流動。第一塔的底部甲烷產品被送入第二塔，該塔是真正的脫乙烷塔。在該塔中，在低壓的條件下將來自第一塔的物流分離成C2流和C3+流。由包含在輸入流中的C2組分組成的第二塔的頂部產品經低溫冷卻後一部分作為回流被送入第一塔的吸收段。C2循環流持續地流經上述兩個塔，在第一塔中，該循環流吸收上升的C3+組分，而在第二塔中又從C3+碳氫化合物中分離出來。因此，第二塔的頂部氣體在很大程度上不含甲烷，回流的冷凝物可以在高溫條件下流動，與單塔相比，此方案明顯地節約了能源。由於第二塔的塔壓低，與單塔相比，其底部產物溫度適當，在這種適當的溫度下，大大減少了不飽和組分聚合物的形成，而且在不進行清洗的情況下，可延長塔的運行時間。
與單塔相比，這種雙塔系統的優點已是公認的，但仍存在一個事實，即其成本比單塔法的成本高。尤其是對新裝置而言，在國際性競爭中，建造裝置要承擔額外的費用，因此，即使是一種對裝置運行進行改進的措施因其提高了成本而很難實施。
為此，本發明的任務在於提出一種如本說明書開關所提到的方法，該方法一方面能使乙烯裝置的成本較低，另一方面又能確保能耗較低，同時還能簡化運行。尤其是本方法應同時具有上述兩種方法(單塔法和雙塔法)在成本、能源和令人滿意的運行方面的優點，也就是說本方法應能集兩者的優點於一身，並能作出進一步改進。而且，本方法能確實有效地分離C2-/C3+碳氫化合物。
完成本發明任務的技術方案是將來自預冷卻步驟的氣態物流送入在高壓條件下運行的塔中，並將來自預冷卻步驟的每一種冷凝物流送入在低壓條件下運行的塔中。
按本發明所實現的方法的重要優點是與公知的雙塔系統相比，在相同的最大能耗的條件下，費用降低。在預冷步驟中省掉了一對冷卻泵，因為冷凝物在自身的壓力下被送入以低壓工作的第二塔中。同時，以低壓運行的塔(低壓塔)的底部溫度大體上與公知的以塔系統的底部溫度(Sumpftemperatur)一致。
採用本發明的方法特殊的優點是在高壓條件下運行的塔(高壓塔)僅僅作為吸收C3+碳氫化合物的吸收塔運行。將冷凝物送入低壓塔導致本方法所存在的不足是可能限制高壓塔的功能，使其不能以令人意想不到的方式吸收C3+碳氫化合物。雖然在高壓塔中也吸收了部分C2碳氫化合物，可是高壓塔或吸收塔可以建造得非常小，很明顯這將節省開支，降低裝置的費用。由於實施本發明的方法，高壓塔的建造高度可以降低，通常甚至於只高於迄今為止所公知的分離C2-/C3+的雙塔法中的吸收和解吸塔的建造高度的三分之一。C3+碳氫化合物可以在高壓塔中毫無問題地被吸收，因此，可以從在高壓下運行的塔的頂部提取不含C3+組分的C2-碳氫化合物餾分。
本發明的方法繼續遵循在不同工作壓力條件下工作的雙塔系統的思想，不同的是高壓部分只起吸收C3+組分的作用。來自預冷步驟中的冷凝物與高壓塔的底部產品一道直接被送入低壓塔中。未冷凝的粗煤氣氣被導入吸收塔(高壓塔)的底部貯存槽中，流入高壓塔的低壓塔回流象公知的方法中一樣是從低壓塔的頂部產品流的部分流中獲取的。上述回流吸收高壓塔中仍存在粗煤氣中的C3+組分，然後作為底部產品從高壓塔流入低壓塔中。
可以在高壓塔(吸收塔)中省去對C2-組分的解吸。處於高壓塔的底部產品流中及包含在低壓塔中的C2-碳氫化合物在低壓塔中從液流中釋放出來，並從低壓塔的頂部流中提取。因此，在以高壓運行的塔中有利的是不對底部產物加熱，尤其是不由沸騰器加熱，這就使本發明的成本和運行費用降低。較為有利的是在以高壓運行的塔(高壓塔)中，將塔頂溫度和底部溫度之間的溫差調整到1K至20K，最好為3K和10K之間。
本發明的另外的設想中，將低壓塔的頂部物流冷卻，並使其至少部分被冷凝。可以通過一個板式熱交換器冷卻低壓塔的頂部物流。為此，可使低壓塔的頂部物流與冷丙烯和/或冷乙烯逆向流動進行間接熱交換而被冷卻，也可使其與高壓塔頂部蒸發的C2-碳氫化合物餾分逆流進行間接熱交換而被冷卻。此措施意味著可附帶地節約能源。
低壓塔的輸入物流除大體含有C3+組分外還含有C2-碳氫化合物，尤其含有甲烷。在低壓塔頂部物流的冷凝物中，這類輕質烴未被冷凝出，其結果是形成一小股氣態剩餘物流。優選的方案是將此股剩餘物流回送到粗煤氣壓縮級中，當然，最好是在預冷級中使之復熱後再送回到粗煤氣壓縮級中。上述富含甲烷的剩餘物流還包含惰性氣體並可達到約低於100kg/h的體積流速。
低壓塔還備有底部產物加熱裝置，最好配備一個沸騰器。藉此可確保在低壓塔(即脫乙烷塔)中解吸出C2-組分。因此，從低壓塔的底部產物中可提取大體由C3+碳氫化合物組成的液流，上述C3+碳氫化合物受C2-碳氫化合物汙染的量級為12ppm。
下面所描述的兩個塔中的運行條件證明了此方法的優越性高壓塔正常工作時，其壓力應在25和50(絕對壓力)之間，最好在30和40巴(絕對壓力)之間；頂部溫度在-60℃和-30℃之間，最好在-50℃和-40℃之間；底部溫度在-40℃和-20℃之間，最好在-40℃和-30℃之間。推薦高壓塔包括5至25塊塔板，最好包括10至15塊塔板。在低壓塔中，較為有利的是將其壓力調整在15和40巴(絕對壓力)之間，最好在20和30巴(絕對壓力)之間，低壓塔的頂部溫度和底部溫度之間的溫差為90K和120K，最好在100K和120K之間，頂部溫度在-40℃和-10℃之間，最好在-30℃和-20℃之間。底部溫度在+70℃和+110℃之間，最好在+80℃和+90℃之間。這種以低壓運行的塔推薦安裝的塔板數為50和75塊之間，最好安裝60和70塊塔板之間。
本發明的方法也可加入粗煤氣的處理工序，粗煤氣不僅來自液體的裂解，還來自進氣。
與現有的雙塔法相比，本發明方法在運行方面的另一優點是系統的控制簡單。現有的雙塔系統的控制尤其在裝置開始運行時要求操作人員用手指經常觸模(Vie1 Fingerspitzengefiihl)，因為處於一方面存在甲烷冒出的危險另一方面又可能出現內部C2環流枯竭之間的高壓塔底部產物貯存槽中的封住的溫度檢測窗口比較狹長。在本發明的方法中，採用了高壓吸收器，甲烷不幹擾低壓塔，因此可穩定地進行控制。
下表1給出了本發明方法的一些特徵數據。給出的尺寸是針對一種用於年生產能力為300,000噸乙烯的原油裂解的乙烯裝置的一個實施例而言的。
下面根據表1中已經給出的實施例對本發明進行詳細說明。其中圖3示出了本發明的帶有預冷級的雙塔系統(脫乙烷塔帶有C3+吸收器)。
圖3中示出的流程框圖表示用於按表1的實施例的圖2中的步驟D1。
從壓縮機(參見圖2中壓縮級C)流出的粗煤氣7在冷卻器20中例如與丙烯一道被冷到+12℃，並被送到分離器21中。從分離器21流出的冷凝物經管道22流入粗煤氣冷凝物乾燥器23中，在此乾燥器中冷凝物由分子篩乾燥。從冷凝物乾燥器23流出的冷凝物經管道24、再經膨脹級25膨脹成低壓後經管道26流入低壓塔27。
從分離器21流出的氣流經管道28進入裝有分子篩的粗煤氣乾燥器29中。已乾燥的氣流經管道30進入預冷卻器31中。已冷卻的氣流經管道32進入分離器33中。從分離器33流出的冷凝物流34被膨脹級35膨脹，再經管道36流過預冷卻器31，使之在此過程中通過部分蒸發而釋放出冷量，然後進入低壓塔27。在預冷卻器31中，例如可利用惰性氣體流37、甲烷流10、氫氣流9和/或乙烷流11的冷量。上述乾燥氣流可附加地例如由三股丙烯流41，42和43冷卻，其中丙烯流41的溫度為0℃，丙烯流42的溫度為-20℃，丙烯流43的溫度為-35℃。
從分離器33中流出的已冷卻氣流44被送入吸收塔45中。碳氫化合物流經管道46被送入高壓塔45的頂部，以便除去C3+碳氫化合物。從高壓塔45的頂部經管道47提取大體由C2-碳氫化合物組成的溫度為-43℃的氣流。從高壓塔45的底部貯存槽(Sumpf)流出的液流48溫度約為-36℃，使之經膨脹級49膨脹後流入低壓塔27。
在低壓塔27的底部貯存區有一個例如用低壓蒸汽39加熱的沸騰器38，因此，可使低壓塔中底部的溫度為+86℃。從低壓塔27的底部貯存槽中流出的含有C3+碳氫化合物的液流經管道8抽出，並送入C3/C4分離級中，例如，正如圖1中步驟E所示的那樣，上述分離包括C3+後處理。
溫度為-24℃的低壓塔27頂部氣流經管道40由板式熱交換器50冷卻，並被送入分離器51中。同時附帶產生的管道52中的冷凝物經壓縮級53壓縮並分成部分物流54和55。部分物流54流經板式熱交換器50，然後，其中一部分經管道56流入低壓塔27的頂部，另一部分經管道46進入高壓塔45中。在板式熱交換器50中，上述部分物流與逆向流動的溫度為-35℃的丙烯流57以及溫度為-58℃的乙烯流58進行間接熱交換。從分離器51抽取的氣體餾分59例如可通過管道37流經預冷卻器31而送回到粗煤氣壓縮機中(參見圖1和圖2中的粗煤氣壓縮機C)。最好將氣體餾分59送入粗煤氣壓縮機的最後一級壓縮級(例如第五壓縮級)。
管道55中的冷凝物第二部分物流與管道47中的高壓塔45的頂部物流混合，然後經管道60進入未示出的C2加氫級。
如圖3所示，高壓塔45可以設置在低壓塔27的上方，或者也可以與之分開設置。
權利要求
1.在乙烯裝置中分離C2-/C3+碳氫化合物的方法，其中將含有C2-/C3+碳氫化合物的粗煤氣(5)壓縮，從緊接在粗煤氣壓縮級(C)下遊的預冷卻器(31)中產生一股氣流(44)和至少一股冷凝物流(26，36)，藉助於在兩個不同壓力下工作的塔(27，45)對C2-碳氫化合物(60)和C3+碳氫化合物(8)進行分離，其特徵在於將從預冷卻器(31)中流出的上述氣流(44)送入以高壓運行的塔(45)中，而將從預冷卻器(31)流出的各股冷凝物流(26，36)送入以低壓運行的塔(27)中。
2.如權利要求1所述的方法，其特徵在於以高壓運行的塔(45)只作為吸收塔運行，以便吸收C3+碳氫化合物。
3.如權利要求1或2所述的方法，其特徵在於以高壓運行的塔(45)中不對底部產物進行加熱，尤其是不由沸騰器加熱。
4.如權利要求1至3中任一項所述的方法，其特徵在於對以低壓工作的塔(27)的頂部物流(40)進行冷卻，並使其至少部分冷凝(51)。
5.如權利要求4所述的方法，其特徵在於藉助於一個板式熱交換器(50)使以低壓工作的塔(27)的頂部物流(40)冷卻。6、如權利要求4或5所述的方法，其特徵在於上述以低壓運行的塔(27)的頂部物流(40)由逆向流動的丙烯、乙烯和/或已蒸發的C2-碳氫化合物(60)冷卻。
7.如權利要求4至6中任一項所述的方法，其特徵在於低壓塔(27)的頂部物流(50，51)被冷凝之後留下的氣態剩餘物流(59)被送往粗煤氣壓縮級(C)中，最好是使其在預冷卻器(31)中復熱之後送入壓縮級。
8.如權利要求1至7中任一項所述的方法，其特徵在於以高壓運行的塔(45)的塔頂物流(47)主要包含C2-碳氫化合物而不含C3+碳氫化合物。
9.如權利要求1至8中任一項所述的方法，其特徵在於從以低壓運行的塔(27)的底部貯存槽中抽取大體由C3+碳氫化合物組成的液流(8)，上述液流不含C2-碳氫化合物。
10.如權利要求1至9中任一項所述的方法，其特徵在於以高壓運行的塔(45)中的壓力被調整為25和50巴(絕對壓力)之間，最好處於30和40(絕對壓力)之間。
11.如權利要求1至10中任一項所述的方法，其特徵在於以高壓運行的塔(45)中，塔(45)的頂部溫度與其底部溫度之間的溫差為1K至20K，最好在3K和10K之間。
12.如權利要求1至11中任一項所述的方法，其特徵在於以高壓運行的塔(45)中，塔頂溫度為-60℃和-30℃之間，最好在-50℃和-40℃之間，其底部溫度在-40℃和-20℃之間，最好在-40℃和-30℃之間。
13.如權利要求1至12中任一項所述的方法，其特徵在於以高壓運行的塔(45)中，安裝的塔板數為5和25塊之間，最好在10和15塊塔板之間。
14.如權利要求1至13中任一項所述的方法，其特徵在於以低壓運行的塔(27)中，其壓力被調整在15和40巴(絕對壓力)之間，最好在20和30巴(絕對壓力)之間。
15.如權利要求1至14中任一項所述的方法，其特徵在於以低壓運行的塔(27)中，塔(27)的頂部溫度與底部溫度之間的溫差為90K至120K，最好在100K和120K之間。
16.如權利要求1至15中任一項所述的方法，其特徵在於以低壓運行的塔(27)中，將頂部溫度調節在-40℃和-10℃之間，最好在-30℃和-20℃之間，底部溫度被調節在+70℃和+110℃之間，最好在+80℃和+90℃之間。
17.如權利要求1至16中任一項所述的方法，其特徵在於以低壓運行的塔(27)中，安裝的塔板數為50和75塊之間，最好在60和70塊塔板之間。
全文摘要
本發明涉及一種在乙烯裝置中分離C
文檔編號C10G70/04GK1119635SQ9510601
公開日1996年4月3日 申請日期1995年5月18日 優先權日1994年5月19日
發明者羅蘭·沃爾茲爾, 法姆·杜克·圖亞特 申請人:林德股份公司