一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置

技术领域

本发明涉及石油化工技术领域，具体地是涉及一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置。

技术背景

乙苯是生产苯乙烯的原料，主要通过脱氢来生产苯乙烯。乙苯的生产技术路线主要有液相法和气相法，液相法通常采用纯乙烯路线，气相法通常采用稀乙烯干气法路线。乙苯原料的来源关系到企业的经济效益和发展，充分利用炼厂自有的含乙烯干气来生产乙苯，对提高企业的经济效益，促进乙苯-苯乙烯工业的快速发展是有益的。

炼厂催化干气作为催化装置的尾气，通常直接作为燃料气烧掉，利用率低。催化干气中富含乙烯，作为燃料气烧掉会造成乙烯资源的严重浪费，利用催化干气中的乙烯制乙苯可以提高催化干气的利用率，同时能有效降低乙苯装置的生产成本。气相法工艺反应温度高，副反应较多，产物中二甲苯、丙苯等杂质组分多，乙苯产品质量相对较差、能耗大。液相法工艺反应条件温和，比气相法工艺生产的乙苯产品质量好、能耗低。催化干气除含一定量的乙烯组分外，还含有较多的氢气、甲烷、乙烷、氮气等组分，较难实现烷基化反应器在液相条件下操作，液相法工艺催化剂在有气相存在时，极容易结焦失活。目前国内已工业化的催化干气制乙苯装置多采用气相法工艺路线。

CN101665398A提出了一种用于乙烯制乙苯工艺的含乙烯原料气的精制方法，该方法顺序设置吸收塔、乙烯解吸塔和丙烯解吸塔三塔流程，吸收塔以苯作为吸收剂，吸收原料气中丙烯后的饱和吸收剂依次进入乙烯解吸塔和丙烯解吸塔，乙烯解吸塔顶的气体又返回到吸收塔入口，在丙烯解吸塔中解吸后的吸收剂返回到吸收塔循环使用。该方法可在原料气中丙烯体积含量高达3％的工况下，将原料气中的丙烯脱除率提高至98％以上，乙烯损失率小于2％。解决了现有技术对乙烯原料气预处理流程非连续操作、乙烯损失率高、丙烯脱除率低等缺点。

CN102746084A提出了一种含乙烯原料制乙苯工艺的原料处理方法，含乙烯原料气经吸收-解吸装置后，气体进入乙苯反应部分，解吸气经冷却后进入分液装置，分液后含吸收剂及重烃的凝液一部分返回吸收-解吸装置作为循环吸收剂使用，另一部分送至产品分离部分处理，该方法工艺流程简单，投资低，适合现有干气制乙苯工艺流程。

CN106278797A提出了催化干气生产乙苯的方法，该方法为气相法制乙苯工艺，含乙烯的催化干气经换热后分N股进入烷基化反应器各段催化剂床层，每股流量相同；原料苯全部由烷基化反应器第一段加入或分N股分段加入烷基化反应器，每股流量相同。乙烯与苯在各段催化剂床层接触反应，每段催化剂床层入口温度为300～400℃，床层温升为10～25℃。该方法通过控制催化干气入口温度，解决了以往工艺(如CN200510105256.X、CN1557794A等)中由于催化干气所含乙烯浓度变化大造成反应器床层温升不均匀、乙烯回收率低和催化剂利用率低等问题。但该工艺方法存在苯烯比高、乙烯转化率低、反应温度高、副产物多、能耗高且苯入口需要加热炉加热等问题。

催化干气液相法制乙苯工艺流程主要为两种。一种是鼓泡床工艺，催化剂完全浸没在苯中，催化干气以鼓泡的形式通过被苯完全浸没的催化剂，并与苯反应生成乙苯，然后再通过后续分离得到乙苯产品。另一种是采用催化精馏工艺，催化干气和新鲜苯分别由塔底和塔顶进入，苯在催化精馏塔内一边吸收催化干气一边进行烷基化反应，催化精馏塔通常采用板式塔或填料塔，催化剂分布在塔内，反应后的尾气(主要为氢气、甲烷、乙烷、氮气等组分)由塔顶排出，塔底得到乙苯和苯的混合物，再进入后续装置分离得到乙苯产品。鼓泡床工艺将催化剂完全浸没，可以在一定程度上保护催化剂，但由于鼓泡床的吸收效率低，该工艺存在转化率低、选择性差及催化剂用量大等缺点。催化精馏工艺吸收效率高、转化率高、选择性好、催化剂用量少，但该工艺不能保证催化剂完全不与气相接触，催化剂的寿命不能得到保证。

CN102267859B提出了一种乙烯生产乙苯的方法，该方法为液相制乙苯方法，该方法烷基化反应器设有N个吸收段和N个反应段，含乙烯和惰性组分的混合物分为N份分别进入烷基化反应器的第N吸收段底部，与来自烷基化反应器顶部吸收剂入口的吸收剂在吸收段接触并溶解在吸收剂中，向下流动进入反应段反应生成乙苯和多乙苯。吸收剂在烷基化反应器中，依次经过各个吸收段和反应段，本发明可以显著提高乙烯的转化率和回收率，且可有效保障反应在液相条件下进行，避免气相乙烯与催化剂直接接触，但吸收剂在催化剂床层停留时间较长，副反应较多，反应器结构复杂制造困难。

综上所述，目前炼厂工业化应用的干气制乙苯工艺以气相法为主，气相法工艺存在乙烯回收率低、副产物多、能耗高等问题。

发明内容

为解决以上问题，本发明提供了一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，以解决现有干气法制乙苯工艺存在的能耗高、乙烯回收率低、副产物多、催化剂运行周期短等技术问题。

为实现上述目的，本发明采用的技术方案为：

一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，包括含乙烯干气预处理单元、脱丙烯单元、新鲜苯处理单元、烷基化反应单元和产品分离单元，各单元通过管线相连接，其特征在于：所述含乙烯干气预处理单元依次为水洗塔和干燥器；所述脱丙烯单元依次为吸收塔、乙烯解吸塔和丙烯解吸塔，三塔之间通过管线连接；所述新鲜苯处理单元依次为新鲜苯预处理器和保护床反应器；所述烷基化反应单元包括乙烯吸收塔、混合器、原料换热器、烷基化反应器、蒸汽发生器、产物闪蒸罐和脱乙烷塔，相互之间通过管线相连；

所述干燥器顶部与吸收塔下部相连；所述吸收塔顶部与乙烯吸收塔下部相连，乙烯解吸塔顶部分别与烷基化反应单元的混合器和新鲜苯处理单元的保护反应器相连；所述保护反应器与烷基化反应单元的混合器相连。

本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，其进一步特征在于：所述新鲜苯预处理器与保护床反应器相连通，保护床反应器与混合器相连通。

本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，其进一步特征在于：所述吸收塔底经吸收塔塔底泵与乙烯解吸塔中部相连，乙烯解吸塔塔底和丙烯解吸塔中上部相连；乙烯解吸塔顶分别与烷基化反应单元的混合器和新鲜苯处理单元的保护反应器相连；丙烯解吸塔底分别与吸收塔顶和乙烯解吸塔顶相连。

本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，其进一步特征在于：所述烷基化反应单元中乙烯吸收塔底通过增压泵与混合器相连，混合器通过原料缓冲罐和反应器进料泵与烷基化反应器相连；烷基化反应器底部物料经液力透平进入产物闪蒸罐，闪蒸罐顶部与脱乙烷塔下部相连，闪蒸罐底部分别与乙烯吸收塔和产品分离单元相连；所述脱乙烷塔底与烷基化反应器前的原料换热器相连。

本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，其进一步特征在于：原料缓冲罐底经反应器进料泵增压、原料第一换热器、第二换热器与烷基化反应器相连；烷基化反应器底部经原料第二换热器、蒸汽发生器、液力透平与反应产物闪蒸罐相连。

本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，其进一步特征在于：产物闪蒸罐罐底与原料第一换热器连通，并分为两路，一路与产品分离单元相连通；另一路通过循环吸收剂增压泵与循环吸收剂冷却器相连通；循环吸收剂冷却器出口与乙烯吸收塔相连通或者分两路分别与乙烯吸收塔和混合器相连通。

本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，其进一步特征在于：所述乙烯吸收塔塔顶与1#再接触系统相连通，1#再接触系统与产品分离单元相连通；所述脱乙烷塔塔顶与2#再接触系统相连通，2#再接触系统与产品分离单元相连通；脱乙烷塔塔底与原料第二换热器、烷基化反应器依次连通。

本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，其进一步特征在于：所述脱乙烷塔理论塔板5～50层，塔顶压力为0.3～1.5MPag，塔顶温度为100～180℃，脱乙烷塔塔顶设有热水换热器和冷凝器。

本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，其进一步特征在于：所述液力透平出口压力为0.3MPag～1.5MPag，优选为0.40～0.65MPag，用于驱动反应器进料泵。

本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，其进一步特征在于：所述烷基化反应器为液相烷基化反应器，一个或N个并联，N个并联时烷基化反应器进料分为N股液相物料分别进入N个反应器(或反应床层)，N优选等分，1≤N≤10，根据含乙烯干气液相法制乙苯装置的工程设计规模大小确定N的个数。

本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，其进一步特征在于：所述液相烷基化反应器入口温度范围为150～280℃，压力范围为3～5MPag，烷基化反应器温升范围为5～60℃。优选烷基化反应器入口温度为200～210℃，压力为4.0～4.5MPag，烷基化反应器温升为10～25℃。所述烷基化反应单元进料的总苯/总乙烯摩尔比为1.2～4。

本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，其进一步特征在于：还包括产品分离单元，所述产品分离单元包括苯回收塔、乙苯精馏塔、丙苯塔、多乙苯塔、非芳塔及烷基转移反应器等，相互之间通过管线连接。来自烷基化反应单元的反应产物送往产品分离单元，分离得到乙苯产品、多乙苯及循环苯等。产品分离单元的循环苯返回至烷基化反应单元的混合器，也可以返回至新鲜苯处理单元的保护床反应器。

本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，其进一步特征在于：所述含乙烯干气中乙烯体积含量为5％～95％，还含有微量MDEA杂质以及H

本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，吸收剂在所述吸收塔与含乙烯干气逆流接触，吸收含乙烯干气中的丙烯及重组分，同时还吸收少量乙烯及其它轻组分。所述吸收剂是含苯、乙苯、甲乙苯和二乙苯中的一种或一种以上。所述吸收塔的理论塔板10～50层，塔顶压力为0.6～4.5MPag，优选为0.8～1.5MPag，吸收温度为5～60℃，优选为15～20℃。

本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，其进一步特征在于：通过调节吸收塔、乙烯解吸塔塔顶的吸收剂量控制吸收塔塔顶干气、乙烯解吸塔塔顶富乙烯气中的丙烯含量≯300ppm。

本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，其进一步特征在于：所述乙烯解吸塔的理论塔板10～50层，塔顶压力为0.6～4.5MPag，优选为0.8～1.5MPag，解吸温度为150～280℃，优选为160～230℃。

本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，其进一步特征在于：所述乙烯吸收塔为填料塔或板式塔，塔顶压力为0.5～4.5MPag，优选为0.7～1.5MPag，吸收温度为5～120℃，优选为10～40℃。乙烯吸收塔的循环吸收液为烷基化反应产物。

本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，其进一步特征在于：所述的脱乙烷塔塔顶富乙烷气经再接触系统回收携带的少量苯后，可直接作为乙烯裂解装置原料。

本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，其进一步特征在于：所述脱乙烷塔理论塔板5～50层，塔顶压力为0.3～1.5MPag，塔顶温度为100～180℃，脱乙烷塔塔顶设有热水换热器和冷凝器。

与现有技术相比，采用本发明的有益效果是：

1、本发明在原料含乙烯干气水洗后设置干燥器，脱除干气中的水分，控制干气中水含量≯300ppm，尤其控制干气中水含量≯100ppm，保证催化剂活性中心不受干气中水分的影响，使催化剂活性和寿命最大化。

2、本发明通过先吸收再液相增压混合溶解的方式将干气中的乙烯全部溶解，溶解后通过泵增压到反应所需压力，脱丙烯后的含乙烯干气进乙烯吸收塔不使用气体压缩机，大幅降低了装置投资、占地、能耗和运行成本，提高了装置的安全运行可靠性。

3、本发明采用液相烷基化反应生产乙苯，避免了气相乙烯与催化剂的直接接触，延缓了催化剂的结焦和失活。液相烷基化反应温度控制在200～210℃，减少了副反应的发生，尤其二甲苯的生成，降低了乙苯产品中二甲苯的含量，提高了乙烯的转化率，乙苯收率相应增加。

4、本发明烷基化反应器为一个或N个并联，N个并联时烷基化反应器进料需分为N股液相物料分别进入N个反应器或反应床层，1≤N≤10，N由乙苯规模确定，烷基化反应单元进料中总苯/总乙烯摩尔比1.2～4，每个反应器进料中的苯烯比＞15，乙烯转化率和选择性高，反应器或反应床层温升可控。

5、本发明反应部分，烷基化反应热得到了充分回收利用，反应部分基本不需要外来热量，与含乙烯干气的气相法制乙苯工艺相比，取消了循环苯加热炉等设施，大大降低了装置能耗。

6、本发明在烷基化反应单元设置了闪蒸罐，烷基化产物经液力透平做功减压后，在闪蒸罐中将溶解在反应物料中大部分不凝气(CH

7、本发明在烷基化反应单元设置了脱乙烷塔，回收闪蒸罐不凝气中夹带的苯、乙苯等，返回到反应进料中继续参与反应，脱乙烷塔塔顶的富乙烷气经再接触系统回收携带的少量苯，可直接作为乙烯裂解装置原料，提高了干气中乙烷的利用率。

下面结合附图和具体实施方式对本发明作进一步的详细说明，但并不限制本发明的使用范围。

附图说明

图1为本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置流程示意图；

图2为本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯用两个并联烷基化反应器的装置流程示意图；

图3为本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯用三个并联烷基化反应器的装置流程示意图。

其中所示附图标记为：1-水洗塔；2-干燥器；3-吸收塔；4-吸收塔塔底泵；5-乙烯解吸塔；6-丙烯解吸塔；7-新鲜苯预处理器；8-保护床反应器；9-乙烯吸收塔；10-乙烯吸收塔底增压泵；11-混合器；12-原料缓冲罐；13-反应器进料泵；14-原料第一换热器；15-原料第二换热器；16-备用蒸汽加热器；17-烷基化反应器；18-蒸汽发生器；19-液力透平；20-产物闪蒸罐；21-循环吸收剂增压泵；22-循环吸收剂冷却器；23-脱乙烷塔；24-产品分离单元；25-1#再接触系统；26-贫循环吸收液；27-反应产物去后续产品分离单元；28-混合器补充吸收液；29-2#再接触系统；Ⅰ-含乙烯干气预处理单元；Ⅱ-脱丙烯单元；Ⅲ-新鲜苯处理单元；Ⅳ-烷基化反应单元；Ⅴ-产品分离单元。

具体实施方式

下面结合附图对本发明作进一步说明。

如附图1所示，本发明一种含乙烯干气液相法制乙苯的装置，包括含乙烯干气预处理单元Ⅰ、脱丙烯单元Ⅱ、新鲜苯处理单元Ⅲ、烷基化反应单元Ⅳ和产品分离单元Ⅴ，各单元通过管线相连接；

来自上游的含乙烯干气首先进入含乙烯干气预处理单元Ⅰ，依次通过含乙烯干气预处理单元Ⅰ的水洗塔1和干燥器2，干燥后的含乙烯干气通过管线进入脱丙烯单元Ⅱ；

含乙烯干气在脱丙烯单元Ⅱ的依次通过吸收塔3、乙烯解吸塔5和丙烯解吸塔6，三塔之间通过管线连接；含乙烯干气自含乙烯干气预处理单元Ⅰ来，进入吸收塔3下部，经吸收塔3吸收后，吸收塔3塔底液相经吸收塔塔底泵4增压后通过管线进入乙烯解吸塔5，吸收塔3塔顶气相通过管线进入烷基化反应单元Ⅳ的乙烯吸收塔9；乙烯解吸塔5塔顶气相分别送往烷基化反应单元Ⅳ的混合器11和新鲜苯处理单元Ⅲ的保护床反应器8，塔底液相通过管线进入丙烯解吸塔6；丙烯解吸塔6塔顶富丙烯气送出装置，塔底液相通过管线返回吸收塔3和乙烯解吸塔5；

自界区外来的新鲜苯在新鲜苯处理单元Ⅲ依次通过新鲜苯预处理器7和保护床反应器8，经处理后通过管线进入烷基化反应单元Ⅳ的混合器11；

自吸收塔3塔顶来的含乙烯干气进入烷基化反应单元Ⅳ的乙烯吸收塔9下部，经吸收后，乙烯吸收塔9塔顶气体经1#再接触系统25处理后送出装置，乙烯吸收塔9塔底富循环吸收液经乙烯吸收塔底增压泵10增压后通过管线依次通过混合器11、原料缓冲罐12、反应器进料泵13、原料第一换热器14、原料第二换热器15、烷基化反应器17，烷基化反应产物依次通过原料第二换热器15、蒸汽发生器18、液力透平19、产物闪蒸罐20；产物闪蒸罐20罐顶气体通过管线与脱乙烷塔23相连，脱乙烷塔23塔底液相返回原料第二换热器15，塔顶经2#再接触系统29处理后得到富乙烷气；产物闪蒸罐20罐底液体分为两股，第一股物料26经循环吸收剂增压泵21增压、循环吸收剂冷却器22冷却后大部分作为乙烯吸收塔9的贫循环吸收液由上部进入，另一少部分作为混合器的补充吸收液28进入混合器，第二股物料27作为产物送往后续产品分离单元24。

来自烷基化反应单元Ⅳ的反应产物在产品分离单元24分离得到乙苯、多乙苯及循环泵等产品。

与附图1不同的是，为适应更大规模乙苯生产装置，附图2的实施方式在烷基化反应单元Ⅳ增加一个并联烷基化反应器17及相应配套的换热、减压、闪蒸等系统；

与附图1不同的是，为适应更大规模乙苯生产装置，附图3的实施方式在烷基化反应单元Ⅳ增加两个并联烷基化反应器17及相应配套的换热、减压、闪蒸等系统；且因原料苯足够将乙烯解吸塔5塔顶来的富乙烯气完全溶解，混合器11不再设混合器补充吸收液28管线。

【实施例1】

某12万吨/年催化干气液相制乙苯装置，采用图1的流程。

其中：

吸收塔理论板15层，吸收压力0.9MPag，吸收温度15℃；

乙烯解吸塔理论板15层，解吸塔压力1.2MPag，塔顶温度29℃；

塔底温度187℃；

乙烯吸收塔采用填料塔，吸收压力0.85MPag，吸收温度15℃；

烷基化反应单元进料的总苯/总乙烯摩尔比为3.2:1；

烷基化反应器：设1个烷基化反应器，反应温度205℃，压力4.3MPag；

混合器补充吸收液流量：20t/h；

液力透平出口压力为0.55MPag；

脱乙烷塔采用8块理论塔板，塔顶压力为0.52MPag，塔顶温度为109℃。

工艺条件和原料数据如表1所示。

表1原料含乙烯干气组成

本实施例分离后的产品如表2所示。

表2主要产品产量及组成

根据计算，在本实施例中，乙烯转化率可达到99.95％以上，乙烯回收率达到99.5％以上。与同规模气相法工艺相比，装置能耗降低约25％。

【实施例2】

某40万吨/年催化干气液相制乙苯装置，采用图3的流程。

其中：

吸收塔理论板20层，吸收压力0.85MPag，吸收温度15℃；

乙烯解吸塔理论板20层，解吸塔压力1.2MPag，塔顶温度28℃；塔底温度191℃；

乙烯吸收塔采用填料塔，吸收压力0.82MPag，吸收温度40℃；

烷基化反应单元进料的总苯/总乙烯摩尔比为2:1；

烷基化反应器设3个并联进料反应器，反应入口温度205℃，压力4.3MPag；

液力透平出口压力为0.55MPag；

脱乙烷塔采用8块理论塔板，塔顶压力为0.52MPag，塔顶温度为129℃。

工艺条件和原料数据如表3所示。

表3原料含乙烯干气组成

本实施例分离后的产品如表4所示。

表4主要产品产量及组成

根据计算，在本实施例中，乙烯转化率可达到99.95％以上，乙烯回收率达到99.5％以上。与同规模气相法工艺相比，装置能耗降低约52％。

上面对本专利的实施方式作了详细说明，但是本专利并不限于上述实施方式，在本领域的普通技术人员所具备的知识范围内，还可以在不脱离本专利宗旨的前提下做出各种变化，例如等分或不等分N股液相烷基化反应进料等，例如乙烯吸收塔采用1个或多个等，例如N个液相反应器采用并联进料或串并联组合进料方式等，均在本发明专利的保护范围内。