CN103159581B - 一种吸收分离催化裂解产品气制聚合级丙烯的***及方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供一种吸收分离催化裂解反应产品气制聚合级丙烯的***及方法。在前脱丙烷塔和后脱丙烷塔之间顺序设置有脱丁烷塔、吸收塔、解吸塔，后脱丙烷塔后设置有丙烯塔；吸收塔和解吸塔之间设置有富气平衡罐；催化裂解产品气经前脱丙烷塔分离成碳三及更轻组分与碳四及更重组分；将碳四及更重组分经脱丁烷塔得到的碳四组分或碳五及更重组分作为吸收剂在吸收塔内对前脱丙烷塔塔顶气的碳三及更轻组分进行吸收，并通过解吸塔解吸后将碳三组分与碳二及更轻组分分离；之后解吸塔塔釜液送至后脱丙烷塔，后脱丙烷塔塔顶气经丙烯塔进行丙烷丙烯分离，于丙烯塔塔顶得到聚合级丙烯产品。本发明***及方法用油吸收法避免使用低温冷量，降低能耗，节省设备投资。

Description

一种吸收分离催化裂解产品气制聚合级丙烯的***及方法

技术领域

本发明涉及催化裂解反应产品气的油吸收分离方法。更具体地说，涉及用油吸收法代替传统深冷精馏分离法的吸收分离催化裂解产品气制聚合级丙烯的***及方法。

背景技术

主要含有甲烷、碳二、碳三、碳四和碳五及更重组分的催化裂解反应产品气一般通过增压并采用低温冷剂冷凝的传统深冷精馏分离方法进行分离。通常该方法的工艺流程见图1，是首先将催化裂解产品气用第一压缩机P1，压缩至1.0MPa-1.6MPa，然后将气相及压缩机段间凝液送至脱丙烷塔P2，将碳三及更轻组分与碳四及更重组分进行分离，再将碳三及更轻组分用第二压缩机P3压缩至3.4MPa-4.0MPa，送至乙烯塔P5脱除碳二及更轻组分，塔釜的碳三组分再送至丙烯塔P6，分离丙烯与丙烷，获得聚合级丙烯单体，碳四及更重组分送至脱丁烷塔P4分离，获得碳四和碳五及更重组分(粗裂解汽油)。这种常规的分离方法能耗较高且设备投资也较高，原因是：碳三及更轻组分需压缩才能进入乙烯塔进行分离，能耗较高，且需要增加一台压缩机或在产品气压缩机上增加专门的压缩段，设备投资增加；同时，乙烯塔顶需采用-15℃的冷剂冷凝，冷剂耗能高，若单独设置冷冻机组，则装置投资增加。

CN 101234946A公开了一种低碳烯烃混合气体的分离方法，包括如下步骤：将经换热冷却的低碳烯烃混合气体通入平衡塔或平衡罐，从所述平衡塔或平衡罐的上部收集到的气体通入吸收塔，从所述吸收塔上部通入吸收剂，经过传质，未被吸收剂吸收的C2及更轻组分从所述吸收塔的顶部收集，待再生吸收剂从吸收塔的底部输入所述平衡塔或平衡罐，经传质后，再由所述平衡塔或平衡罐的底部输出进入一级解吸塔，经过解吸传质后，将所述一级解吸塔顶部收集的C2组分气体输入所述平衡塔或平衡罐的底部，将所述一级解吸塔底部的液体输入二级解吸塔，经过解吸传质，将所述二级解吸塔顶部收集的液体输入到脱C3塔，所述脱C3塔内的物料经过传质后，将所述脱C3塔顶部收集的液体输入至C3分离塔，经传质分离，从所述脱C3塔的顶部收集得到丙烯，从所述脱C3分离塔的底部收集得到丙烷，将所述脱C3塔底部的液体输入到脱吸收剂塔，将所述脱吸收剂塔塔顶收集到得液体输入到脱C5塔，所述脱吸收剂塔塔底收集的液体和所述二级解吸塔底部收集的液体汇合后经过冷却换热后从吸收塔上部输入进行吸收剂循环，所述脱C5塔内的物料经传质分离，从所述脱C5塔顶部收集得到丁烯，底部得到C5及更重组分，中部侧线抽出丁烷，所述吸收剂为分子中碳原子数为1-4的醇类、醚类或酮类中至少一种。该方法的特点是采用碳原子数为1-4的醇类、醚类或酮类作为吸收剂，自***外引入，且可能在分离产品中以杂质形式残留。

CN 101445419A公开了一种精馏与溶剂吸收相结合的含轻质气体低碳烃的分离方法，该方法包括以下步骤：(1)将经过预处理的反应器出口气体冷却到10℃至-37℃后送到预切割塔，该塔塔顶产物包括甲烷、氢及其它轻质气体、部分碳二及相平衡的少量碳三，塔釜产品为其余碳二及更重组分；(2)将预切割塔出口气体送到一个吸收塔，用碳三或碳四或碳五或碳六或其烃类混合物作为吸收剂分离其中的碳一和碳二，吸收塔塔顶产物包括甲烷、氢和其它轻质气体及相平衡的少量碳二和吸收剂，塔釜产品为碳二以上组分及少量氢、甲烷；(3)吸收塔的塔底产品送到预切割塔，在该塔进一步吸收碳二馏分并脱除甲烷及更轻组分后送到脱乙烷塔进行碳二和碳三的清晰切割；脱乙烷塔塔顶得到碳二馏分，去乙烯精馏塔分离得到乙烯和乙烷，塔釜产品是碳三及更重组分；若进入预切割塔的进料中含有乙炔，则脱乙烷塔塔顶产品先脱乙炔再进入乙烯精馏塔，提纯到所需要的质量浓度。CN 101445419A方法的特点是采用溶剂吸收法将预切割塔塔顶产物(包括甲烷、氢及其它轻质气体、部分碳二及相平衡的少量碳三)分割为碳一及更轻组分和碳二、碳三组分，即该方法解决的是碳一与碳二分离的问题，和如何通过精馏与溶剂吸收相结合的方法得到乙烯的问题。

发明内容

针对现有技术中的问题，本发明采用油吸收的方法，提供一种用于对含有甲烷、碳二、碳三、碳四和碳五及更重组分的催化裂解反应产品气进行有效分离，既节能又可节省设备投资，且可获得聚合级丙烯的分离***及方法。

本发明的目的之一是提供一种吸收分离催化裂解产品气制聚合级丙烯的***。采用前脱丙烷塔、脱丁烷塔将催化裂解产品气分割为碳三及更轻组分、碳四组分和碳五及更重组分(粗裂解汽油)，并以碳四组分或碳五及更重组分为吸收剂，在吸收塔和解吸塔对碳三及更轻组分进行吸收和解吸，将其分离为碳三和碳二及更轻组分，再经丙烯塔最终得到聚合级丙烯产品。

进一步讲，本发明的吸收分离催化裂解产品气制聚合级丙烯的***，包括脱丙烷塔、脱丁烷塔及丙烯塔。其中脱丙烷塔包括前脱丙烷塔和后脱丙烷塔；在前脱丙烷塔和后脱丙烷塔之间顺序设置有脱丁烷塔、吸收塔、解吸塔，后脱丙烷塔之后设置有丙烯塔；并在吸收塔和解吸塔之间设置有富气平衡罐。

催化裂解产品气经前脱丙烷塔分离成碳三及更轻组分与碳四及更重组分；将碳四及更重组分经脱丁烷塔分离得到碳四组分和碳五及更重组分(粗裂解汽油)，将碳四组分或碳五及更重组分作为吸收剂在吸收塔内对前脱丙烷塔塔顶气的碳三及更轻组分进行吸收，并通过解吸塔解吸后将碳三组分与碳二及更轻组分分离；之后解吸塔塔釜液送至后脱丙烷塔，后脱丙烷塔塔顶气经丙烯塔进行丙烷丙烯分离，于丙烯塔塔顶得到聚合级丙烯产品。

从前脱丙烷塔塔顶来的碳三及更轻组分进入富气平衡罐，与解吸塔塔顶气及吸收塔塔釜液在富气平衡罐中混合后，气液分相，气相进入吸收塔塔釜，液相泵送至解吸塔顶，解吸塔塔顶气送至富气平衡罐。在此部分流程中，换热方式可选择以下三种：1)将解吸塔塔顶气经冷却器冷却后进入富气平衡罐，富气平衡罐罐顶气相不需冷却直接进入吸收塔塔釜；2)将富气平衡罐罐顶气相经冷却器冷却后进入吸收塔塔釜，而解吸塔塔顶气不需冷却，直接进入富气平衡罐；3)即用冷却器冷却进入富气平衡罐的解吸塔塔顶气，也同时用冷却器冷却进入吸收塔塔釜的富气平衡罐罐顶气。优选前两种换热方式。

所述前脱丙烷塔之前，通过压缩机将催化裂解反应产品气进行压缩；然后将气相及压缩机段间凝液送至前脱丙烷塔。

所述后脱丙烷塔釜液相经冷却后，一部分作为循环吸收剂，与脱丁烷塔塔顶或塔釜的吸收剂混合，返回吸收塔；一部分作为装置产品外送。

所述吸收塔塔顶气相经冷凝器冷凝后，冷凝液回流吸收塔，剩余气相作为装置副产品送出界外。

所述吸收塔的中上部还可以设置中间冷却器，自吸收塔引出一股物料经中间冷却器冷却后返回吸收塔。设置中间冷却器有利于增强吸收-解吸效果，此外还可以代替吸收塔顶外的冷却器。

具体地，本发明的***如下：

所述催化裂解产品气经压缩机压缩，将气相及压缩机段间冷凝液送至前脱丙烷塔；并经前脱丙烷塔分离成塔顶的碳三及更轻组分和塔釜的碳四及更重组分；碳四及更重组分进入脱丁烷塔进一步分割为碳四组分和碳五及更重组分；

当碳四组分作为吸收剂时，脱丁烷塔塔顶的碳四组分经冷凝得到液相碳四组分，一部分作为吸收剂进入吸收塔塔顶，一部分回流到脱丁烷塔塔顶，剩余气相送至催化裂解反应器入口；脱丁烷塔塔釜液的碳五及更重组分作为粗裂解汽油冷却后排出界外；当吸收剂为碳五及更重组分时，脱丁烷塔塔釜的碳五及更重组分经冷却后送至吸收塔塔顶；脱丁烷塔塔顶的碳四组分经冷凝器冷凝得到液相碳四组分，一部分排至界外，一部分回流到脱丁烷塔塔顶；剩余气相送至催化裂解反应器入口；

在吸收塔及解吸塔之间设置有富气平衡罐；从前脱丙烷塔塔顶来的碳三及更轻组分进入富气平衡罐，与解吸塔塔顶气及吸收塔塔釜液在富气平衡罐中混合后，气液分相，气相进入吸收塔塔釜，液相泵送至解吸塔顶；

进入吸收塔塔顶的吸收剂，与塔釜上升气相接触，吸收其中的碳三组分后，由塔釜采出，用泵送至富气平衡罐，吸收塔塔顶采出碳二及更轻组分，经冷凝器冷凝后，冷凝液回流吸收塔，剩余气相作为装置副产品送出界外；

解吸塔塔顶采出的含碳三的碳二及更轻组分气相返回富气平衡罐，塔釜采出含有碳三组分的富吸收剂，用泵送至后脱丙烷塔中部以上；

后脱丙烷塔将富吸收剂分离为塔顶气碳三和塔釜液贫吸收剂，塔釜液冷却后一部分作为循环吸收剂返回至吸收塔塔顶，一部分作为装置产品外送；后脱丙烷塔塔顶气碳三组分送至丙烯塔进行丙烯丙烷分离，于丙烯塔塔顶得到聚合级丙烯产品，丙烯塔塔釜得到丙烷排出界外。

更详细地，根据所选吸收剂的不同，本发明的***具体描述如下：

碳四组分作为吸收剂：前脱丙烷塔顶碳三及更轻组分气相先进入富气平衡罐，与冷却后的解吸塔顶气及吸收塔釜液混合后，气液分相，气相进入吸收塔塔釜，用脱丁烷塔塔顶碳四和经冷却后的后脱丙烷塔釜液，作为吸收剂对富气中的碳三进行吸收；液相用泵送至解吸塔顶。吸收塔顶气相经冷凝器冷凝后，剩余气相作为装置副产品干气送出界外。解吸塔顶气相经解吸塔顶气冷却器冷却后，送至富气平衡罐；塔釜液相由泵送至后脱丙烷塔。后脱丙烷塔塔顶气相碳三送至丙烯塔，进行丙烯丙烷分离；后脱丙烷塔釜液相经冷却后，一部分作为循环吸收剂，与脱丁烷塔塔顶碳四混合，返回吸收塔；一部分作为装置产品外送。丙烯塔塔顶液相产品为本***主要产品-聚合级丙烯，塔釜产品为丙烷。

粗裂解汽油作为吸收剂：前脱丙烷塔顶碳三及更轻组分气相先进入富气平衡罐，与吸收塔釜液及不经冷却的解吸塔塔顶气混合后，气液分相，气相经冷却器冷却后进入吸收塔塔釜，用脱丁烷塔塔釜粗裂解汽油和经冷却后的后脱丙烷塔釜液，作为吸收剂对富气中的碳三进行吸收；液相用泵送至解吸塔顶。吸收塔顶气相经冷凝器冷凝后，剩余气相作为装置副产品干气送出界外。解吸塔顶气相送至富气平衡罐；塔釜液相由泵送至后脱丙烷塔。后脱丙烷塔塔顶气相碳三送至丙烯塔，进行丙烯丙烷分离；后脱丙烷塔釜液相经冷却后，一部分作为循环吸收剂，与脱丁烷塔塔釜粗裂解汽油混合，返回吸收塔；一部分作为装置产品外送。丙烯塔塔顶液相产品为本装置主要产品-聚合级丙烯，塔釜产品为丙烷。

以上，本发明***的优选方案是碳四组分作为吸收剂的***。

以上所述的吸收剂还可以部分或全部采用自所述***外引入的碳四、碳五、碳六、碳七、碳八和碳九及更重组分中的至少一种。

当吸收剂全部自所述***外引入时，脱丁烷塔塔顶的碳四组分经冷凝得到液相碳四组分，一部分回流到脱丁烷塔塔顶，一部分作为产品送出界外，剩余气相送至催化裂解反应器入口；脱丁烷塔塔釜液的碳五及更重组分作为粗裂解汽油冷却后排出界外。

本发明的另一目的是提供一种吸收分离催化裂解产品气制聚合级丙烯的方法。本发明方法的主要特点在于，采用装置自产的碳四组分或碳五及更重组分(粗裂解汽油)作为吸收剂对脱丙烷塔顶气进行吸收，将其中的碳三和碳二及更轻组分分开。

具体地，根据采用以上所述本发明的***吸收分离催化裂解产品气制聚合级丙烯的方法，本发明的方法包括分离碳三及更轻组分与碳四及更重组分、分离碳四组分与碳五及更重组分、分离碳三组分与碳二及更轻组分，及分离丙烯及丙烷制得丙烯；其特征在于：催化裂解产品气经前脱丙烷塔分离成碳三及更轻组分与碳四及更重组分；将碳四及更重组分经脱丁烷塔分离得到的碳四组分与碳五及更重组分，将碳四组分或者碳五及更重组分作为吸收剂在吸收塔内对前脱丙烷塔塔顶气的碳三及更轻组分进行吸收，并通过解吸塔解吸后将碳三组分与碳二及更轻组分分离；之后解吸塔塔釜液送至后脱丙烷塔，经后脱丙烷塔分离，塔顶气碳三组分经丙烯塔进行丙烷丙烯分离，于丙烯塔塔顶得到聚合级丙烯。

其中，从前脱丙烷塔塔顶来的碳三及更轻组分与解吸塔塔顶气及吸收塔塔釜液在富气平衡罐中混合，富气平衡后气液分相，气相进入吸收塔塔釜，液相泵送至解吸塔顶，解吸塔塔顶气送至富气平衡罐。

优选地，本发明的方法，其中所述催化裂解反应产品气经压缩升压至1.0-2.1MPa，并冷却至36-60℃后送至前脱丙烷塔，压缩机段间凝液用泵增压至1.0-2.1MPa送至前脱丙烷塔；

所述的前脱丙烷塔操作压力为0.9-2.0MPa，塔顶温度为36-60℃，塔釜温度为60-120℃；

所述的脱丁烷塔操作压力为0.2-1.4MPa，塔顶温度为36-60℃，塔釜温度为100-150℃；

所述的吸收塔操作压力为0.2-1.9MPa，塔顶温度为36-60℃，塔釜温度为40-90℃；

所述的富气平衡罐操作压力为0.2-1.9MPa，操作温度为40-95℃；

所述的解吸塔操作压力为0.2-1.9MPa，塔顶温度为40-95℃，塔釜温度为100-150℃；

所述的后脱丙烷塔操作压力为0.9-2.5MPa，塔顶温度为36-60℃，塔釜温度为100-150℃。

所述的丙烯塔操作压力为1.0-2.5MPa，塔顶温度为36-60℃，塔釜温度为40-90℃。

此外，所述的吸收塔中上部可设置中间冷却器，自吸收塔引出一股物料经中间冷却器冷却至36-60℃后返回吸收塔。

所述解吸塔塔顶气经冷却至36-60℃后进入富气平衡罐，富气平衡罐罐顶气相不需冷却直接进入吸收塔塔釜；或者将富气平衡罐罐顶气相经冷却至36-60℃后进入吸收塔塔釜，而解吸塔塔顶气不需冷却，直接进入富气平衡罐；或者既将解吸塔塔顶气经冷却至36-60℃后进入富气平衡罐，也同时冷却富气平衡罐罐顶气至36-60℃后进入吸收塔塔釜的。优选以下两种：

当碳四组分作为吸收剂时，解吸塔塔顶气经冷却至36-60℃后进入所述富气平衡罐；富气平衡罐罐顶气相不经冷却直接进入吸收塔塔釜；

当吸收剂为碳五及更重组分时，解吸塔塔顶气不经冷却直接进入富气平衡罐；富气平衡罐罐顶气相经冷却至36-60℃后进入吸收塔塔釜。

当吸收剂为脱丁烷塔塔釜的碳五及更重组分时，碳五及更重组分经冷却器冷却至36-60℃送入吸收塔。

后脱丙烷塔塔釜液的贫吸收剂经冷却后，一部分与脱丁烷塔塔顶或塔釜的吸收剂混合，作为循环吸收剂返回吸收塔；一部分作为装置产品外送。其冷却温度优选至36-60℃。本方法保留调整***内物流换热网络流程的优化权利，贫吸收剂的余热可用于与其它物流换热，如贫吸收剂与催化裂解反应进料换热以回收余热，从而达到节能降耗的目的。

本发明的一种吸收分离催化裂解产品气制聚合级丙烯的***及方法的优点和有益效果如下：

1.降低能耗

本发明从如下几个方面减少了能耗：①本发明用吸收塔、解吸塔和后脱丙烷塔取代了传统分离方法所采用的乙烯塔，通过优化操作条件，上述三塔塔顶操作温度可控制在36-60℃，可使用循环冷却水进行冷却、冷凝；而传统分离方法采用的乙烯塔塔顶温度在0℃以下，需采用冷冻水甚至丙烯冷剂冷凝，因此本发明方法可以避免使用低温冷剂，大大降低能耗；②本发明方法中吸收塔、解吸塔和后脱丙烷塔操作压力在0.2MPa-2.5MPa之间，较传统分离方法所采用的乙烯塔操作压力大大降低，而优化操作后，可使前脱丙烷塔顶操作压力大于吸收塔操作压力，因此前脱丙烷塔顶气相不需压缩就可进入吸收塔，从而大幅度降低压缩功，降低电耗。

2.节省设备投资

①由于本发明方法可以避免使用低温冷剂，因此采用本发明方法的装置可不必设置冷冻机组，从而节省大量的设备投资。②本发明方法中，前脱丙烷塔顶操作压力大于吸收塔操作压力，前脱丙烷塔顶气相不需压缩就可进入吸收塔，因此可避免设置专门的压缩机或在产品气压缩机上设置专门的压缩段，从而降低压缩机组的复杂性，降低投资。③本发明方法用吸收塔、解吸塔和后脱丙烷塔取代了传统分离方法所采用的乙烯塔，此三塔操作条件温和，可避免使用价格较贵的耐低温、高压的特种钢材，因此可以降低设备材料费。

3.保持较高的丙烯回收率和纯度

本发明方法，丙烯的回收率可达98.5wt％以上，丙烯产品纯度可达99.5wt％以上，上述指标达到传统分离方法的水平，即采用本发明方法不会降低产品收率及纯度。

本发明的***和方法可应用于碳四烯烃催化裂解制丙烯(OCC)装置，及类似的采用前脱丙烷分离流程生产聚合级丙烯产品的化工装置。

附图说明

下面结合附图对本发明作进一步详细描述：

图1：现有技术采用低温冷剂冷凝的传统深冷精馏分离方法的流程示意图。

图2：本发明采用碳四组分作为吸收剂的流程示意图。

图3：本发明采用粗裂解汽油作为吸收剂的流程示意图。

如图2和/或图3所示，本发明所述***依次包括下述主要设备：压缩机1，催化裂解产品气1-1，压缩机出口气相1-2，压缩机段间凝液1-3，段间凝液泵2，前脱丙烷塔3，脱丁烷塔4，脱丁烷塔冷凝器5，脱丁烷塔釜液泵6，脱丁烷塔釜液冷却器7，富气平衡罐8，吸收塔9，吸收塔顶冷凝器12，吸收塔釜泵11，解吸塔顶冷却器10a(图2)，富气平衡罐顶冷却器10b(图3)，解吸塔进料泵13，解吸塔14，后脱丙烷塔进料泵15，后脱丙烷塔16，后脱丙烷塔釜液冷却器17，丙烯塔18。

具体实施方式

结合以上附图及下面的具体实施方式详细说明本发明，但本发明的权利范围不受具体实施方式限制。

本发明的***和方法可采用化工工程技术领域通用的PRO II或ASPENPLUS模拟软件进行模拟试验以得模拟试验结果。

如图2所示，催化裂解反应产品气经压缩机1压缩至1.5MPa，出口气相冷却至45℃和经段间凝液泵2增压1.5MPa后的段间凝液均送至前脱丙烷塔3中上部，前脱丙烷塔3将催化裂解反应产品气分离为碳三及更轻组分和碳四及更重组分。前脱丙烷塔3操作压力为1.3MPa，塔顶温度为36℃，塔釜温度约为90℃。前脱丙烷塔3塔釜的碳四及更重组分送至脱丁烷塔4分离成碳四组分和碳五及更重组分。所述的脱丁烷塔操作压力为0.8MPa，塔顶温度为57℃，塔釜温度为122℃。脱丁烷塔4塔顶气为碳四组分，根据催化裂解反应的不同要求，可将部分碳四以气相或液相返回至催化裂解反应单元，以提高反应转化率；将脱丁烷塔4塔顶气冷凝得到的液相碳四一部分作为塔顶回流，一部分采出送至吸收塔9做吸收剂。脱丁烷塔4塔釜采出碳五及更重组分，为装置副产品-粗裂解汽油。前脱丙烷塔3塔顶的碳三及更轻组分气相送至富气平衡罐8，与冷却后的解吸塔14塔顶气及吸收塔9塔釜液混合后，气液分相，气相进入吸收塔9塔釜。富气平衡罐操作压力为1.1MPa，操作温度为52℃。吸收塔9中脱丁烷塔4塔顶碳四组分和经冷却至45℃后的后脱丙烷塔16釜液，作为吸收剂对富气中的碳三进行吸收；吸收塔9操作压力为1.0MPa，塔顶温度为36℃，塔釜温度约为60℃。富气平衡罐8底液相用解吸塔进料泵13送至解吸塔14塔顶，解吸塔14操作压力为1.2MPa，塔顶温度为45℃，塔釜温度约为90℃。吸收塔9塔顶气相经吸收塔顶冷凝器12冷凝后，剩余气相作为装置副产品干气送出界外。解吸塔14塔顶气相经解吸塔顶气冷却器10a冷却至45℃后，送至富气平衡罐8；解吸塔14塔釜液相由后脱丙烷塔进料泵15送至后脱丙烷塔16；后脱丙烷塔操作压力为1.9MPa，塔顶温度为45℃，塔釜温度约为110℃。后脱丙烷塔16塔顶气相碳三组分送至丙烯塔18，进行丙烯丙烷分离；后脱丙烷塔16釜液相经后脱丙烷塔釜液冷却器17冷却45℃后，一部分作为循环吸收剂，与脱丁烷塔4塔顶碳四混合，返回吸收塔9；一部分作为装置产品外送。丙烯塔18塔顶液相产品为本***主要产品-聚合级丙烯，塔釜产品为丙烷。丙烯塔操作压力为1.8MPa，塔顶温度为42℃，塔釜温度约为54℃。

如图3所示，催化裂解反应产品气经压缩机1压缩至1.5MPa，出口气相冷却至45℃和经段间凝液泵2增压至1.5MPa后的段间凝液均送至前脱丙烷塔3中上部，前脱丙烷塔3将催化裂解反应产品气分割为碳三及更轻组分和碳四及更重组分。前脱丙烷塔3操作压力为1.3MPa，塔顶温度为36℃，塔釜温度约为90℃。前脱丙烷塔3塔釜碳四及更重组分送至脱丁烷塔4分离成碳四组分和碳五及更重组分。所述的脱丁烷塔操作压力为0.8MPa，塔顶温度为57℃，塔釜温度为122℃。脱丁烷塔4塔顶气为碳四组分，根据催化裂解反应的不同要求，可将部分碳四以气相或液相返回至反应单元，以提高反应转化率，将脱丁烷塔4塔顶气冷凝的液相碳四一部分作为塔顶回流，一部分作为装置副产品采出。脱丁烷塔4塔釜采出碳五及更重组分，经换热器7冷却至45℃后，作为吸收剂送至吸收塔9塔顶。前脱丙烷塔3塔顶碳三及更轻组分气相送至富气平衡罐8，与解吸塔14塔顶气及吸收塔9釜液混合后，气液分相，气相经富气平衡罐顶冷却器10b冷却至45℃后，进入吸收塔9塔釜。富气平衡罐操作压力为1.1MPa，操作温度为55℃。脱丁烷塔4塔釜粗裂解汽油冷却后和经冷却至45℃后的后脱丙烷塔16釜液，作为吸收剂对富气中的碳三进行吸收；吸收塔9操作压力为1.0MPa，塔顶温度为36℃，塔釜温度约为60℃。富气平衡罐8罐底液相用解吸塔进料泵13送至解吸塔14塔顶；解吸塔14操作压力为1.2MPa，塔顶温度为45℃，塔釜温度约为90℃。吸收塔9塔顶气相经吸收塔顶冷凝器12冷凝后，剩余气相作为装置副产品干气送出界外。解吸塔14塔顶气相送至富气平衡罐8；解吸塔14塔釜液相由后脱丙烷塔进料泵15送至后脱丙烷塔16；后脱丙烷塔操作压力为1.9MPa，塔顶温度为45℃，塔釜温度约为110℃。后脱丙烷塔16塔顶气相碳三送至丙烯塔18，进行丙烯丙烷分离；后脱丙烷塔16釜液相经后脱丙烷塔釜液冷却器17冷却45℃后，一部分作为循环吸收剂，与脱丁烷塔4塔釜粗裂解汽油混合，返回吸收塔9；一部分作为装置产品外送。丙烯塔18塔顶液相产品为本装置主要产品-聚合级丙烯，塔釜产品为丙烷。丙烯塔操作压力为1.8MPa，塔顶温度为42℃，塔釜温度约为54℃。

对比图2、图3所示两种流程，除因所用吸收剂不同造成的差异外，进入吸收塔9的富气的冷却流程也不同，一种是解吸塔14塔顶气经冷却后进入富气平衡罐8，与前脱丙烷塔3塔顶气混合，气液分相后，气相不再冷却，直接进入吸收塔9塔釜；一种是解吸塔14塔顶气不冷却直接进入富气平衡罐8，与前脱丙烷塔3塔顶气混合，气液分相后，气相再经冷却器10冷却后，进入吸收塔9塔釜。此两种冷却方法对于碳四吸收流程和粗裂解汽油吸收流程均适用，并可以同时使用。但优选图2和图3所示的换热流程。

工业实施例：

年产8万吨丙烯的碳四烯烃催化裂解制丙烯(OCC)装置的催化裂解反应产品气典型组成见表一。

表一OCC催化裂解反应产品气组成

其催化裂解反应产品气流量为74733.3kg/hr。

本实施例采用如图2所示碳四组分做吸收剂流程的***及方法，采用PRO II模拟软件进行模拟试验，得到如表二所示的模拟试验结果。

由表二所示结果可知：

1.降低能耗

吸收塔、解吸塔和后脱丙烷塔操作温度控制在36-60℃，可使用循环冷却水进行冷却、冷凝，无需采用低温冷剂，可降低能耗；吸收塔、解吸塔和后脱丙烷塔操作压力在0.2MPa-2.5MPa之间，较传统分离方法所采用的乙烯塔操作压力大大降低，而优化操作后，可使前脱丙烷塔顶操作压力大于吸收塔操作压力，因此前脱丙烷塔顶气相不需压缩就可进入吸收塔，从而大幅度降低压缩功，降低电耗。

2.节省设备投资

①采用本发明方法不必设置冷冻机组，从而节省大量的设备投资。②本发明方法中，前脱丙烷塔顶操作压力大于吸收塔操作压力，前脱丙烷塔顶气相不需压缩就可进入吸收塔，因此可避免设置专门的压缩机或在产品气压缩机上设置专门的压缩段，从而降低压缩机组的复杂性，降低投资。③本发明方法用吸收塔、解吸塔和后脱丙烷塔取代了传统分离方法所采用的乙烯塔，此三塔操作条件温和，可避免使用价格较贵的耐低温、高压的特种钢材，因此可以降低设备材料费。

3.保持较高的丙烯回收率和纯度

本发明方法，丙烯的回收率可达98.5wt％以上，丙烯产品纯度可达99.5wt％以上，上述指标达到传统分离方法的水平，即采用本发明方法不会降低产品收率及纯度。

Claims (15)

1.一种吸收分离催化裂解产品气制聚合级丙烯的装置***，包括脱丙烷塔、脱丁烷塔及丙烯塔；其特征在于：

脱丙烷塔包括前脱丙烷塔和后脱丙烷塔；在前脱丙烷塔和后脱丙烷塔之间顺序设置有脱丁烷塔、吸收塔、解吸塔，后脱丙烷塔之后设置有丙烯塔；并在吸收塔和解吸塔之间设置有富气平衡罐；

催化裂解产品气经前脱丙烷塔分离成碳三及更轻组分与碳四及更重组分；将碳四及更重组分经脱丁烷塔分离得到碳四组分和碳五及更重组分，将碳四组分或碳五及更重组分作为吸收剂在吸收塔内对前脱丙烷塔塔顶气的碳三及更轻组分进行吸收，并通过解吸塔解吸后将碳三组分与碳二及更轻组分分离；其中从前脱丙烷塔塔顶来的碳三及更轻组分进入富气平衡罐，与解吸塔塔顶气及吸收塔塔釜液在富气平衡罐中混合后，气液分相，气相进入吸收塔塔釜，液相泵送至解吸塔顶；解吸塔塔顶气送至富气平衡罐，解吸塔塔釜液送至后脱丙烷塔，后脱丙烷塔塔顶气经丙烯塔进行丙烷丙烯分离，于丙烯塔塔顶得到聚合级丙烯产品。

2.如权利要求1所述的装置***，其特征在于：

所述后脱丙烷塔釜液相经冷却后，一部分作为循环吸收剂，与脱丁烷塔塔顶或塔釜的吸收剂混合，返回吸收塔；一部分作为装置产品外送。

3.如权利要求1所述的装置***，其特征在于：

所述吸收塔塔顶气相经冷凝器冷凝后，冷凝液回流吸收塔，剩余气相作为装置副产品送出界外。

4.如权利要求1所述的装置***，其特征在于：

所述吸收塔中上部设置中间冷凝器，自吸收塔引出一股物料经中间冷却器冷却后返回吸收塔。

5.如权利要求1所述的装置***，其特征在于：

当吸收剂为碳四组分时，脱丁烷塔塔顶的碳四组分经冷凝得到液相碳四组分，一部分作为吸收剂进入吸收塔塔顶，一部分回流到脱丁烷塔塔顶，剩余气相送至催化裂解反应器入口；脱丁烷塔塔釜液的碳五及更重组分作为粗裂解汽油冷却后排出界外；

当吸收剂为碳五及更重组分时，脱丁烷塔塔釜的碳五及更重组分经冷却后送至吸收塔塔顶；脱丁烷塔塔顶的碳四组分经冷凝器冷凝得到液相碳四组分，一部分排至界外，一部分回流到脱丁烷塔塔顶；剩余气相送至催化裂解反应器入口。

6.如权利要求1所述的装置***，其特征在于：

从前脱丙烷塔塔顶来的碳三及更轻组分进入富气平衡罐，与冷却后的解吸塔塔顶气及吸收塔塔釜液在富气平衡罐中混合后，气液分相，气相不经冷却直接进入吸收塔塔釜，液相泵送至解吸塔顶；

或者，从前脱丙烷塔塔顶来的碳三及更轻组分进入富气平衡罐，与吸收塔塔釜液及不经冷却的解吸塔塔顶气在富气平衡罐中混合后，气液分相，气相经冷却后进入吸收塔塔釜，液相泵送至解吸塔顶。

7.如权利要求1所述的装置***，其特征在于：

所述前脱丙烷塔之前，通过压缩机将催化裂解反应产品气进行压缩；然后将气相及压缩机段间凝液送至前脱丙烷塔。

8.如权利要求1所述的装置***，其特征在于：

所述的吸收剂部分或全部采用自所述***外引入的碳四、碳五、碳六、碳七、碳八和碳九及更重组分中的至少一种；

当吸收剂全部自所述***外引入时，脱丁烷塔塔顶的碳四组分经冷凝得到液相碳四组分，一部分回流到脱丁烷塔塔顶，一部分作为***副产品送出界外，剩余气相送至催化裂解反应器入口；脱丁烷塔塔釜液相碳五及更重组分作为粗裂解汽油冷却后送出界外。

9.如权利要求1～8之任一项所述的装置***，其特征在于包括：

压缩机、前脱丙烷塔、脱丁烷塔、吸收塔***、富气平衡罐、解吸塔、后脱丙烷塔、丙烯塔；

所述催化裂解产品气经压缩机压缩，将气相及压缩机段间冷凝液送至前脱丙烷塔；并经前脱丙烷塔分离成塔顶的碳三及更轻组分和塔釜的碳四及更重组分；碳四及更重组分进入脱丁烷塔进一步分离为碳四组分和碳五及更重组分；

当碳四组分作为吸收剂时，脱丁烷塔塔顶的碳四组分经冷凝得到液相碳四组分，一部分作为吸收剂进入吸收塔塔顶，一部分回流到脱丁烷塔塔顶，剩余气相送至催化裂解反应器入口；脱丁烷塔塔釜液的碳五及更重组分作为粗裂解汽油冷却后排出界外；在吸收塔及解吸塔之间设置有富气平衡罐，从前脱丙烷塔塔顶来的碳三及更轻组分进入富气平衡罐，与冷却后的解吸塔塔顶气及吸收塔塔釜液在富气平衡罐中混合后，气液分相，气相不经冷却直接进入吸收塔塔釜，液相泵送至解吸塔顶；

当吸收剂为碳五及更重组分时，脱丁烷塔塔釜的碳五及更重组分经冷却后送至吸收塔塔顶；脱丁烷塔塔顶的碳四组分经冷凝器冷凝得到液相碳四组分，一部分排至界外，一部分回流到脱丁烷塔塔顶；剩余气相送至催化裂解反应器入口；在吸收塔及解吸塔之间设置有富气平衡罐，从前脱丙烷塔塔顶来的碳三及更轻组分进入富气平衡罐，与吸收塔塔釜液及不经冷却的解吸塔塔顶气在富气平衡罐中混合后，气液分相，气相经冷却后进入吸收塔塔釜，液相泵送至解吸塔顶；

进入吸收塔塔顶的吸收剂，与塔釜上升气相接触，吸收其中的碳三组分后，由塔釜采出，用泵送至富气平衡罐，吸收塔塔顶采出碳二及更轻组分，经冷凝器冷凝后，冷凝液回流吸收塔，剩余气相作为装置副产品送出界外；吸收塔设置中间冷凝器，自吸收塔引出一股物料经中间冷却器冷却后返回吸收塔；

解吸塔塔顶采出气相返回富气平衡罐，塔釜采出含有碳三组分的富吸收剂，用泵送至后脱丙烷塔中部以上；

后脱丙烷塔将富吸收剂分离为塔顶气碳三和塔釜液贫吸收剂，塔釜液冷却后一部分作为循环吸收剂返回至吸收塔塔顶，一部分作为装置产品外送；后脱丙烷塔塔顶气碳三组分送至丙烯塔进行丙烯丙烷分离，于丙烯塔塔顶得到聚合级丙烯产品，丙烯塔塔釜得到丙烷排出界外。

10.采用根据权利要求1～9之任一项所述的装置***吸收分离催化裂解产品气制聚合级丙烯的方法，包括分离碳三及更轻组分与碳四及更重组分、分离碳四组分与碳五及更重组分、分离碳三组分与碳二及更轻组分，及分离丙烯及丙烷制得聚合级丙烯；其特征在于：

催化裂解产品气经前脱丙烷塔分离成碳三及更轻组分与碳四及更重组分；将碳四及更重组分经脱丁烷塔分离得到碳四组分和碳五及更重组分，将碳四组分或者碳五及更重组分作为吸收剂在吸收塔内对前脱丙烷塔塔顶气的碳三及更轻组分进行吸收，并通过解吸塔解吸后将碳三组分与碳二及更轻组分分离；其中从前脱丙烷塔塔顶来的碳三及更轻组分与解吸塔塔顶气及吸收塔塔釜液在富气平衡罐中混合，富气平衡后气液分相，气相进入吸收塔塔釜，液相泵送至解吸塔顶，解吸塔塔顶气送至富气平衡罐；之后解吸塔塔釜液送至后脱丙烷塔，经后脱丙烷塔分离，塔顶气碳三组分经丙烯塔进行丙烷丙烯分离，于丙烯塔塔顶得到聚合级丙烯。

11.如权利要求10所述的方法，其特征在于：

所述催化裂解反应产品气经压缩升压至1.0-2.1MPa，并冷却至36-60℃后送至前脱丙烷塔，压缩机段间凝液用泵增压至1.0-2.1MPa送至前脱丙烷塔；

所述的前脱丙烷塔操作压力为0.9-2.0MPa，塔顶温度为36-60℃，塔釜温度为60-120℃；

所述的脱丁烷塔操作压力为0.2-1.4MPa，塔顶温度为36-60℃，塔釜温度为100-150℃；

所述的吸收塔操作压力为0.2-1.9MPa，塔顶温度为36-60℃，塔釜温度为40-90℃；

所述的富气平衡罐操作压力为0.2-1.9MPa，操作温度为40-95℃；

所述的解吸塔操作压力为0.2-1.9MPa，塔顶温度为40-95℃，塔釜温度为100-150℃；

所述的后脱丙烷塔操作压力为0.9-2.5MPa，塔顶温度为36-60℃，塔釜温度为100-150℃。

所述的丙烯塔操作压力为1.0-2.5MPa，塔顶温度为36-60℃，塔釜温度为40-90℃。

12.如权利要求11所述的方法，其特征在于：

自所述吸收塔引出一股物料经中间冷却器冷却至36-60℃后返回吸收塔。

13.如权利要求11所述的方法，其特征在于：

解吸塔塔顶气经冷却至36-60℃后进入所述富气平衡罐；富气平衡罐罐顶气相不经冷却直接进入吸收塔塔釜；

或者，解吸塔塔顶气不经冷却直接进入富气平衡罐；富气平衡罐罐顶气相经冷却至36-60℃后进入吸收塔塔釜。

14.如权利要求11所述的获得聚合级丙烯的分离方法，其特征在于：

当吸收剂为脱丁烷塔塔釜的碳五及更重组分时，碳五及更重组分经冷却器冷却至36-60℃送入吸收塔。

15.如权利要求11所述的获得聚合级丙烯的分离方法，其特征在于：

所述的后脱丙烷塔塔釜贫吸收剂经换热器冷却至36-60℃，一部分与脱丁烷塔塔顶或塔釜的吸收剂混合，作为循环吸收剂返回吸收塔；一部分作为装置产品外送。