专利名称：一种低碳烯烃的生产方法
技术领域：
本发明涉及一种低碳烯烃的生产方法。
背景技术：
乙烯是重要的基本化工原料，有“石化行业之母”之称。世界上90%的乙烯是通过蒸汽裂解(即热裂解)法生产的。在现代石油化工企业中，乙烯蒸汽裂解系统通常由多台液体石油烃裂解炉和一台气体轻烃裂解炉组成，液体石油烃裂解炉通常包括石脑油裂解炉和多台重油裂解炉。蒸汽裂解生产乙烯的过程中，液体石油烃裂解炉与气体烃类裂解炉产生的裂解气汇总到裂解气总管中，裂解产物经汽油分馏塔油洗和水洗塔水洗后在后续的分离回收设备中分馏提纯，得到不同碳原子数的馏分，再从碳二、碳三馏分中分离出乙烯、丙烯产品。乙烯蒸汽裂解的原料通常为含乙烷、丙烷和丁烷中的至少一种的气态轻烃、液态的石脑油、加氢尾油和轻柴油等，其中，乙烯蒸汽裂解系统的气态轻烃一般来源两部分，一部分来自液体石油烃裂解炉产生的副产物经分离回收后得到的纯乙烷或纯丙烷等循环轻烃，分离回收后的乙烷或丙烷通常分别送入气体轻烃裂解炉，也可以混合后送入气体轻烃裂解炉。另一部分来自商购的乙烷、丙烷、丁烷中的一种或多种。虽然蒸汽裂解过程是现有的最有效的乙烯生产工艺，但是这个过程也是整个化学工业耗能最大的工艺过程，大约占整个化学工业总一次能耗的8 %。图1为目前乙烯蒸汽裂解系统的示意图，乙烯蒸汽裂解系统包括液体石油烃裂解炉1、液体石油烃裂解炉的急冷锅炉10和气体轻烃裂解炉8、气体轻烃裂解炉的急冷锅炉80、裂解气总管2、汽油分馏塔6、水洗塔7和分离回收设备3。液体石油烃100在液体石油烃裂解炉I裂解后产生裂解气，裂解气经液体石油烃裂解炉I的急冷锅炉10换热后送入裂解气总管2，经汽油分馏塔6进行油洗分离出裂解轻柴油和裂解燃料油、经水洗塔7进行水洗分离出裂解汽油后送入分离回收设备3进行分离回收，分离得到乙烯、丙烯产品及含乙烷和/或丙烷的循环轻烃200。含乙烷和/或丙烷的循环轻烃200经轻烃管线5送入轻烃裂解炉8，来自分离回收设备3的含乙烷和/或丙烷的轻烃200与外来的轻烃物流如来自炼厂的轻烃300在轻烃裂解炉8裂解后产生的裂解气经轻烃裂解炉8的急冷锅炉80换热后送入裂解气总管2，经汽油分馏塔6、水洗塔7送入分离回收设备3分离得到乙烯、丙烯产品。上述乙烯蒸汽裂解过程中，高温裂解工序是整个乙烯蒸汽裂解生产过程中能耗最高的工序。综上所述，如何降低乙烯蒸汽裂解系统的能耗，尤其是高温裂解工序的能耗成了当今乙烯蒸汽裂解系统的工程设计人员面对的最大挑战。目前，乙烯蒸汽裂解系统中所使用的管式炉，经过几十年的发展，其改进空间愈来愈小。与之相比，新的乙烯生产技术则发展很快， 其中以氧化裂解最引人注目。氧化裂解过程是在反应中引入氧气，通过部分原料的燃烧放热改进反应器的传热，来实现原料烃的裂解。其特点在于改变反应的热力学体系和热效应，使其成为内供热放热过程从而实现自热。同时该过程中使用的氧气可以减少反应过程中的积炭，延长反应装置的运转周期。美国明尼苏达大学的Schmidt小组1993年开始将独石催化剂应用于乙烷的氧化裂解过程。Schmidt 小组(参见文献 M Huff, L.D.Schmidt.Ethylene Formationby Oxidative Dehydrogenation of Ethane over Monoliths at Very Short ContactTimes.J.Phys.Chem.1993，97，11815-11822)报道了采用高气体透量的催化剂，如独石催化剂(monolith)，在大空速(通常情况下，超过3600001^为大空速)下进行氧化裂解反应，实现反应原料与催化剂IOms毫秒级的短停留时间。此外，由于烃类氧化反应放热，可实现反应自热。上述文献还报导了当催化剂采用负载Pt的泡沫型陶瓷独石催化剂时，可获得80 %的乙烷转化率和64 %的乙烯选择性，反应过程中的放热可实现部分反应自热，反应原料的进料温度为200°C，反应放热后反应器温度达900°C，反应原料与泡沫陶瓷独石催化剂的接触时间IOms左右。为了提高乙烯收率,在C.Yokoyama, S.Bharadwaj, andL.D.Schmidt, " Pt-Sn and Pt-Cu for Autothermal Oxidative Dehydrogenation ofEthane to Ethylene" ，Catalysis Letters 38,181-188 (1996)的文献中，Schmidt 小组于1996年开发了 Pt-Sn双金属负载的独石催化剂，采用的负载了 Pt-Sn双金属的独石催化齐U，比单独负载Pt独石催化剂乙烯选择性提高了 5%。尽管目前乙烷氧化裂解制乙烯的研究很多，但目前这些研究都停留在制 备得到含乙烯的混合气体的阶段，没有技术将氧化裂解后产生含乙烯的混合气分离提纯制备纯乙烯产品。并且这些实验均停留在小试阶段，没有人将低碳烷烃氧化裂解制备低碳烯烃应用到工业化生产中，更没有技术将低碳烷烃氧化裂解制备低碳烯烃的技术应用到蒸汽裂解生产乙烯的系统中，结合蒸汽裂解的分离回收方法来制备纯乙烯、丙烯产品等低碳烯烃的报道。
发明内容
本发明的目的在于克服现有技术中，乙烯蒸汽裂解系统中的轻烃蒸汽裂解制低碳烯烃需要高温从而造成能耗高的缺点，提供一种在低能耗的低碳烯烃的方法。本发明的发明人经过研究发现，以氧化裂解反应代替原蒸汽裂解系统中的轻烃蒸汽裂解，由于在轻烃的氧化裂解过程中，只会生成水、乙烯、甲烷、碳氧化物以及少量的碳三以上烃类，不含有酸、酯和醇等有机氧化物，其组分种类与蒸汽裂解产物相似，所以，轻烃的氧化裂解物流可送入蒸汽裂解装置的分离回收设备，与液体烃裂解炉产生的裂解气一起进行后续的分离回收工艺。在上述研究的基础上，本发明提供一种低碳烯烃的生产方法，该方法包括以下步骤:(1)将液体石油烃进行蒸汽裂解，得到裂解气；(2)在氧化裂解反应条件下，将轻烃和含氮气和氧气的气体与氧化裂解催化剂接触，得到富含乙烯的氧化裂解物流；(3)将步骤⑴所得裂解气和步骤(2)所得富含乙烯的氧化裂解物流一起分离回收，得到含乙烷和/或丙烷的循环轻烃和低碳烯烃产品。本发明还提供一种低碳烯烃的生产方法，该方法在乙烯蒸汽裂解系统中进行，所述乙烯蒸汽裂解系统按照物料流向包括依次连通的至少一台液体石油烃裂解炉、裂解气总管、汽油分馏塔、水洗塔和分离回收设备，其中，该裂解系统还包括设置于液体石油烃裂解炉炉体之外的至少一台氧化裂解设备，所述氧化裂解设备的出料口与裂解气总管、汽油分馏塔、水洗塔和分离回收设备中的至少一者相连，所述方法包括以下步骤:
(1)将液体石油烃在液体石油烃裂解炉中进行蒸汽裂解，得到裂解气；(2)在氧化裂解反应条件下，将轻烃和含氮气和氧气的气体与氧化裂解设备中的氧化裂解催化剂接触，得到富含乙烯的氧化裂解物流；(3)将步骤(I)所得裂解气依次经裂解气总管、汽油分馏塔、水洗塔和步骤(2)所得富含乙烯的氧化裂解物流经裂解气总管、汽油分馏塔、水洗塔中的至少一者后一起分离回收，得到含乙烷和/或丙烷的循环轻烃和低碳烯烃产品。与现有的乙烯蒸汽裂解系统制低碳烯烃的方法相比，本发明提供的低碳烯烃的制备方法，可以在不损失乙烯收率的情况下，有效地降低了整个现有乙烯蒸汽裂解系统的能耗和成本。例如，相对于对比例I的低碳烯烃的生产方法，实施例1中的氧化裂解设备的乙烯收率比对比例I中的乙烷裂解炉的乙烯收率提高了 8%左右；而且实施例1中的氧化裂解设备的原料进料温度由乙烷裂解炉的613°C降至200°C，依赖氧化裂解反应的自热效果，使反应温度上升至900°C左右，完成裂解，因此氧化裂解设备的能耗只有原有乙烷裂解炉的能耗的7%，有效地降低了整个乙烯蒸汽裂解系统的能耗和成本，进而提高了经济效益。
附图用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式
一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中:图1是现有技术中乙烯蒸汽裂解系统生产低碳烯烃的流程示意图。图2是本发明低碳烯烃的生产方法流程示意图。附图标记说明1液体石油烃裂解炉2裂解气总管3分离回收设备4氧化裂解设备4a氧化裂解设备的进料口4b氧化裂解设备的出料口5轻烃管线6汽油分馏塔7水洗塔8轻烃裂解炉10液体石油烃裂解炉的急冷锅炉 80轻烃裂解炉的急冷锅炉100液体石油烃200含乙烷和/或丙烷的循环轻烃300轻烃400含氧气和氮气的气体500富含乙烯的氧化裂解物流
具体实施例方式根据本发明的低碳烯烃的生产方法，该方法包括以下步骤:(1)将液体石油烃进行蒸汽裂解，得到裂解气；(2)在氧化裂解反应条件下，将轻烃和含氮气和氧气的气体与氧化裂解催化剂接触，得到富含乙烯的氧化裂解物流；(3)将步骤⑴所得裂解气和步骤(2)所得富含乙烯的氧化裂解物流一起分离回收，得到含乙烷和/或丙烷的循环轻烃和低碳烯烃产品。根据本发明的低碳烯烃的生产方法，优选地，步骤(2)所述轻烃至少部分为步骤
(3)所得含乙烷和/或丙烷的循环轻烃。
根据本发明的低碳烯烃的生产方法，该方法在乙烯蒸汽裂解系统中进行，所述乙烯蒸汽裂解系统按照物料流向包括依次连通的至少一台液体石油烃裂解炉、裂解气总管、汽油分馏塔、水洗塔和分离回收设备，其中，该裂解系统还包括设置于液体石油烃裂解炉炉体之外的至少一台氧化裂解设备，所述氧化裂解设备的出料口与裂解气总管、汽油分馏塔、水洗塔和分离回收设备中的至少一者相连，所述方法包括以下步骤:(I)将液体石油烃在液体石油烃裂解炉中进行蒸汽裂解，得到裂解气；(2)在氧化裂解反应条件下，将轻烃和含氮气和氧气的气体与氧化裂解设备中的氧化裂解催化剂接触，得到富含乙烯的氧化裂解物流；(3)将步骤(I)所得裂解气依次经裂解气总管、汽油分馏塔、水洗塔和步骤(2)所得富含乙烯的氧化裂解物流经裂解气总管、汽油分馏塔、水洗塔中的至少一者后一起分离回收，得到含乙烷和/或丙烷的循环轻烃和低碳烯烃产品。根据本发明的低碳烯烃的生产方法，优选地，所述氧化裂解设备的进料口与分离回收设备通过轻烃管线相连，步骤(2)所述轻烃至少部分为步骤(3)所得含乙烷和/或丙烷的循环轻烃。相对于现有的乙烯蒸汽裂解制低碳烯烃产品的工艺，本发明的主要贡献在于发现能够将现有液体石油烃蒸汽裂解得到的裂解气以及轻烃通过氧化裂解工艺后的得到产物能够一起送入现有乙烯蒸汽裂解系统的分离回收设备中，进行后续的分离回收工艺，从而能够在现有乙烯蒸汽裂解系统的基础上采用氧化裂解设备代替其中的气体轻烃裂解炉，即可实现液体石油烃的高温蒸汽裂解与气体轻烃的氧化裂解工艺的集成，从而大大降低了乙烯蒸汽裂解工艺的能耗。由此可见，本发明提供的低碳烯烃的生产工艺主要改进在于将气体轻烃的高温蒸汽裂解用氧化裂解工艺代替，而液体石油烃的高温裂解工艺及其分离回收得到低碳烯烃产品和含乙烷和/或丙烷的循环轻烃的工艺 以及轻烃的氧化裂解工艺本身和使用的氧化裂解催化剂可以参照现有技术进行，例如可以参照上述背景技术描述的内容进行。例如，所述分离回收一般包括将待分离物料(步骤(I)的蒸汽裂解气和/或步骤
(2)的富含乙烯的氧化裂解物流送入图1中现有乙烯蒸汽裂解系统的分离回收设备3中，得到低碳烯烃产品和含乙烷和/或丙烷的循环轻烃。本发明中，步骤⑵的轻烃可以全部来自于步骤(3)分离回收得到的循环轻烃，也可以部分来自于步骤(3)分离回收得到的循环轻烃，剩余部分由外界提供，具体视步骤(2)中所用氧化裂解设备的产能而定。本发明中，术语“轻烃”指碳原子数为2-4的烷烃。“裂解气”是指裂解原料经裂解炉的辐射段高温裂解所产生的气体，含有裂解产物和裂解副产物，所述裂解原料的定义在前文中已有描述，在此不再赘述。裂解产物通常含有裂解燃料油、裂解轻柴油、裂解汽油、碳二产品等；裂解副产物通常含有乙烷和/或丙烷等低碳烷烃的混合物。“循环轻烃”是指在蒸汽裂解系统中，裂解炉产生的裂解气中的副产物低碳烷烃经分离回收得到的轻烃，通常为纯的乙烧、丙烧和丁烧中的一种，也可为乙烧、丙烧和丁烧的混合物。根据本发明低碳烯烃的生产方法，所述含氧气和氮气的气体中氧气的含量优选不低于15体积％，可以为由氧气和氮气组成的混合气体，也可以为空气，还可以为空气与氧气的混合气体。
根据本发明的方法，轻烃物流可以是预先与含氧气和氮气混合后送入所述的氧化裂解设备，也可以不经预先混合，单独地送入氧化裂解设备。根据本发明的方法，本发明对步骤(2)的氧化裂解反应条件没有特殊要求，优选地，步骤(2)所述氧化裂解反应条件包括:轻烃/氧气的体积比为1.4-2.2，优选为1.6-2 ；轻烃与含氧气和氮气的气体的进料温度为常温_300°C ;反应压力为0.1-0.2MPa，优选为
0.12-0.18MPa ;体积空速为 300，000-3000，OOOtT1，优选为 360，000-1000，OOOh'根据本发明的方法，其中，一种优选的情况下，所述轻烃与含氧气和氮气的气体的进料温度为100-300°C使得所述轻烃与含氧气和氮气的气体反应后，所述氧化裂解设备的温度升高至800°C至1000°C。更进一步优选地，轻烃与含氧气和氮气的气体的进料温度为150-250°C。根据本发明的方法，本发明对所述氧化裂解催化剂没有特别的限制。现有技术中的氧化裂解催化剂都可以用于本发明的方法。优选地，当所述轻烃为乙烷时，所述氧化裂解催化剂是负载Pt或Pt-Sn的泡沫型陶瓷催化剂。更优选地，所述氧化裂解催化剂是负载Pt的a -Al2O3泡沫陶瓷催化剂，其中，以催化剂的总量计，Pt含量为3-6重量％。上述氧化裂解催化剂均可以参照背景技术中提及的乙烷氧化裂解制乙烯的文献进行制备，本发明在此不再赘述。优选情况下，当步骤(2)得到的富含乙烯的氧化裂解物流中一氧化碳、酸性气体、氧气和氮气含量较高时，本发明提供的低碳烯烃生产方法还包括脱除步骤(2)得到的富含乙烯的氧化裂解物流中至少部分一氧化碳、酸性气体、氧气和氮气的步骤，并将脱除至少部分一氧化碳、酸性气体、氧气和氮气后的物流与步骤(I)所得蒸汽裂解产物一起进行分离回收。上述脱除一氧化碳、酸性气体、氧气和氮气的步骤一般可以通过一氧化碳脱除装置、酸性气体脱除装置、脱氧装置和脱氮装置来实现。优选依次脱除一氧化碳、酸性气体、氧气和氮气。脱除的程度优选使一氧化碳体积含量优选低于400ppm、酸性气体的体积含量优选低于lppm、氧气的体积含量低于lppm、氮气的体积含量优选低于lppm。脱除上述气体的方法和具体操作和条件已为本领域技术人员所公知，现有技术中脱除一氧化碳的方法都可以用于本发明的方法。优选地，所述的一氧化碳脱除方法可以为中温变换法换和/或低温变换法，更优选地，所述的一氧化碳脱除方法采用中温变换法换和低温变换法。根据本发明的方法，本发明对所述脱除酸性气体的方法没有特别的限制。现有技术中脱除酸性气体的方法都可以用于本发明的方法。优选地，本发明对所述脱除酸性气体的方法为乙醇胺法和/或碱吸收法，优选为乙醇胺法和碱吸收法。本发明中，对脱除氧气的方法没有特别的限制。现有技术中脱除氧气的方法都可以用于本发明的方法。优选地，本发明对所述脱除氧气的方法为:在脱氧条件下，在脱氧催化剂的存在下，将富含乙烯的氧化裂解物流与脱氧催化剂接触。本发明对所述脱氧催化剂没有特殊限制，现有技术中脱氧催化剂均可实现发明目的，优选地，所述脱氧催化剂为活性氧化铝为载体的负载型钯催化剂。本发明对所述脱氧条件没有特殊限制，现有技术中脱氧反应的条件均可实现发明目的，优选地，脱氧反应的条件可以包括:体积空速300-100001^，优选 500-2000 1^，脱氧温度为 25°C至 180°C，优选为 120_160°C。根据本发明的方法，本发明对所述脱除氮气的方法没有特别的限制。现有技术中脱除氮气的方法都可以用于本发明的方法。优选地，所述脱除氮气的方法为压缩分离法、变压吸附法、油吸收法中的一种或多种，优选为压缩分离法和变压吸附法。根据本发明的低碳烯烃的生产方法，由于脱除一氧化碳、酸性气体、氧气和氮气的富含乙烯的氧化裂解物流的气体组分可以使其进入裂解气总管、汽油分馏塔、水洗塔和分离回收设备的至少一者，优选地，该方法可以包括将经过脱除一氧化碳、酸性气体、氧气和氮气的富含乙烯的氧化裂解物流同时送入裂解气总管、汽油分馏塔、水洗塔和分离回收设备中。采用该方法，可以充分挖掘现有乙烯蒸汽裂解系统的裂解气总管、汽油分馏塔、水洗塔和分离回收设备的生产潜力。根据本发明的乙烯蒸汽裂解系统，如图2所示，所述乙烯蒸汽裂解系统按照物料流向包括依次连通的液体石油烃裂解炉1、液体石油烃裂解炉的急冷锅炉10、裂解气总管
2、汽油分馏塔6、水洗塔7和分离回收设备3，其中，该裂解系统还包括氧化裂解设备4，所述氧化裂解设备4的进料口 4a通过轻烃管线5与分离回收设备3相连，氧化裂解设备4的出料口 4b与裂解气总管2、汽油分馏塔6、水洗塔7和分离回收设备3中的至少一者直接连通，从而实现分离回收设备3对氧化裂解设备4提供循环轻烃200，氧化裂解设备4对裂解气总管2提供富含乙烯的氧化裂解物流500。优选地，该系统还包括按物料流向依次连接的一氧化碳脱除装置、酸性气体脱除装置、脱氧装置和脱氮装置，所述一氧化碳脱除装置的进料口与所述氧化裂解设备4的出料口 4b连通，所述脱氮装置的出料口与裂解气总管2、汽油分馏塔6、水洗塔7和分离回收设备3中的至少一者连通。下面结合图2所示的乙烯蒸汽裂解系统对本发明提供的低碳烯烃生产方法的工艺流程的一种优选实施方式进行更详细的说明。如图2所示，液体石油烃100在液体石油烃裂解炉I裂解后产生的裂解气经急冷锅炉10送入裂解气总管2，再经汽油分馏塔6、水洗塔7送入分离回收设备3分离得到乙烯、丙烯产品及含乙烷和/或丙烷的循环轻烃200。将含乙烷和/或丙烷的循环轻烃200经轻烃管线5通过氧化裂解设备4的进料口 4a送入氧化裂解设备4，当循环轻烃200的供给量不足时，也可将来自外界轻烃300送入氧化裂解设备4，同时向氧化裂解设备4中通入含氧气和氮气的气体400，生成富含乙烯的氧化裂解物流500，富含乙烯的氧化裂解物流500经氧化裂解设备4的出料口 4b依次经过一氧化碳脱除装置、酸性气体脱除装置、脱氧装置、脱氮装置后，送入裂解气总管2、汽油分馏塔6、水洗塔7和分离回收设备3中的至少一者，与液体石油烃裂解炉I裂解后产生的依次经过裂解气总管2、汽油分馏塔6、水洗塔7的裂解气一起在分离回收设备3中进行分离回收得到低碳烯烃产品。通过以下实施例对本发明进行更详细的说明。本发明的范围不受这些实施例限制。本发明实施例中，乙烯收率是指得到的乙烯产品的重量/投料轻烃的重量X100%，其他收率与此类似。通过以下实施例对本发明进行更详细的说明。本发明的范围不受这些实施例限制。对比例I该对比例I为现有的乙烯蒸汽裂解系统低碳烯烃的生产方法。如图1所示乙烯蒸汽 裂解系统生产低碳烯烃的生产方法，该乙烯蒸汽裂解系统包括液体石油裂解炉和乙烷裂解炉。液体石油裂解炉的年投料量为36.32万吨石脑油，乙烷裂解炉的年投料量为19.35万吨循环乙烷。(1)将石脑油(密度0.7076g/cm3、馏程范围35 153°C、正构烷烃含量为28.34重量％、异构烷烃含量为30.31重量％、环烷烃为32.52重量％、芳烃含量为8.79重量％ )以45.4吨/小时的投料量与水蒸气以重量比1: 0.5通入石脑油裂解炉，石脑油裂解炉的入口的表压为0.22MPa，出口的表压为0.07MPa,裂解炉横跨段温度(XOT)为590°C，裂解炉出口温度(COT)为835 0C。 (2)乙烷裂解炉的裂解将乙烷以24.1875吨/小时的进料量送入乙烷裂解炉，乙烷裂解炉的横跨段温度(XOT)为613°C，出口温度(COT)为855°C，乙烷裂解炉的入口的表压为0.19MPa，出口的表压为 0.13MPa。本对比例中，乙烷裂解炉的乙烯收率为47.96重量％，其中，乙烷裂解炉的能耗为6144.81MJ/t 乙烷。实施例1采用图2所示的低碳烯烃生产方法，与图1所示低碳烯烃生产方法的差别在于使用氧化裂解设备4代替对比例1中的乙烷裂解炉，且实施例1与对比例I中相同的设备采用相同的操作条件，氧化裂解设备4及后续的脱除一氧化碳、酸性气体、氧气和氮气的操作条件如下。(1)将乙烷/氧气的按体积比为1.7/1送入氧化裂解设备4，同时通入基于氧气体积的20%的N2,乙烷的进料量为24.1875吨/小时。乙烷和含氧气和氮气的气体的进料温度为200°C，反应温度上升至900°C，反应压力(表压)为0.14MPa，体积空速为360，OOOtT1，得到富含有乙烯的氧化裂解物流500，富含有乙烯的氧化裂解物流中的乙烯含量为20.0重量％，0)含量为4.40重量％，C02的含量为5.02重量％。氧化裂解催化剂为Pt/泡沫陶瓷催化剂(按照CN101462695A中的催化剂的制备方法进行制备)，以催化剂的总量为基准，Pt的负载量为2.3重量％。(2)将富含乙烯的氧化裂解物流送至一氧化碳变换装置，一氧化碳变换装置包括中温变换单元和低温变换单元，富含乙烯的氧化裂解物流依次通过中温变换单元和低温变换单元，脱除绝大部分一氧化碳，得到物流a。中温变换单元中脱除一氧化碳的催化剂是以三氧化二铁为主催化剂，三氧化二铬为助催化剂(B116型)，中温变换单元中的反应温度为350-550°C，变换后含有2-4重量％的一氧化碳；低温变换单元中脱除一氧化碳的催化剂是氧化铜催化剂(B203型)，低温变换单元中的反应温度为180-260°C，物流a中的一氧化碳含量为 200-400ppm。(3)将物流a送至酸性气体脱除装置，脱除绝大部分一氧化碳和一氧化硫等酸性气体，获得脱除其中大部分酸性气体的物流b。酸性气体脱除工段包括吸收塔和碱洗塔，物流a顺序进入吸收塔和碱洗塔。其中吸收塔采用乙醇胺吸收酸性气体,吸收塔的温度为45°C，经过吸收塔后，酸性气体含量降至30-50ppm以下。控制碱洗塔的温度为42_49°C，压力为0.97-1.55MPa，碱洗塔内的碱液为浓度为10-12重量％的氢氧化钠溶液，经过碱洗塔，酸性气体降至Ippm以下。(4)将物流b送至脱氧装置，脱除绝大部分氧气，转化为物流C。脱氧装置中的催化剂为活性氧化铝为载体的负载型钯催化剂(大连科联新技术有限公司，506GQ型)，脱氧的温度为150°C,反应体积空速为800h-1经过脱氧装置,物流c中的氧气降至lppm。(5)将物流c送至脱氮装置，脱除绝大部分氮气。脱氮装置中包括压缩分离单元和变压吸附单元的方法，其中，压缩分离单元的压力为1.3MPa;变压吸附单元中的压力为
1.2MPa,氮气可脱至0.lppm。(6)将步骤(5)得到的物流c同时送入蒸汽裂解系统的裂解气集合总管、汽油分馏塔、水洗塔和分离回收设备中的裂解气压缩机的裂解气管道中，与石脑油裂解炉产生的裂解气一起在分离回收设备3中经分离回收得到乙烯、丙烯产品。按本实施例1中的工艺状况计算可得，氧化裂解设备4的年投料量为19.35万吨循环乙烷时，经过氧化裂解产生的乙烯收率达57.4重量％。本实施例中氧化裂解产生的乙烯收率相对于对比例1的乙烷裂解炉的乙烯收率有所提高，而且氧化裂解设备4的进料温度为200°C，远远低于乙烷裂解炉的横跨段温度(X0T)613°C。氧化裂解设备4的能耗为434.92MJ/t乙烧，只是对比例I中乙烷裂解炉能耗的7.0%，本实施例有效降低了现有蒸汽裂解系统的能耗和成本，进而提高了经济效益。实施例2按照实施例1的方法生产乙烯，不同的是，氧化裂解设备4的操作条件如下。将轻烃/氧气以体积比为1.4/1送入氧化裂解设备4，同时通入基于氧气体积20%的N2,乙烷的进料量为24.1875吨/小时。乙烷和氧气和氮气的预热温度为200°C，氧化裂解设备中的反应温度上升至960°C左右，反应压力(表压)为0.17MPa，体积空速为324，000h-1，得到富含有乙烯的氧化裂解物流，富含有乙烯的氧化裂解物流中乙烯含量为28.0重量％，CO含量为12.3重量％，C02的含量为3.90重量％。氧化裂解催化剂是的Pt/泡沫陶瓷催化剂(按照专利CN101462695A进行制备)，以催化剂的总量为基准，Pt的负载量为4.1重量％ 。按本实施例2的工艺状况计算可得，氧化裂解设备4的年投料量为19.35万吨循环乙烷时，经氧化裂解产生的乙烯收率达53.01重量％。本实施例中氧化裂解产生的乙烯收率相对于对比例1的乙烷裂解炉的乙烯收率有所提高，而且氧化裂解设备4的进料温度为200°C，远远低于乙烷裂解炉的横跨温度(即裂解炉的X0T)613°C。氧化裂解设备4的能耗为457.92MJ/t乙烷，只是对比例I中的乙烷裂解炉能耗的7.5%，有效降低了现有蒸汽裂解系统的能耗和成本，进而提高了经济效益。
权利要求
1.一种低碳烯烃的生产方法，该方法包括以下步骤: (1)将液体石油烃进行蒸汽裂解，得到裂解气； (2)在氧化裂解反应条件下，将轻烃和含氮气和氧气的气体与氧化裂解催化剂接触反应，得到富含乙烯的氧化裂解物流； (3)将步骤(I)所得裂解气和步骤(2)所得富含乙烯的氧化裂解物流一起分离回收，得到含乙烷和/或丙烷的循环轻烃和低碳烯烃产品。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(2)所述轻烃至少部分为步骤(3)所得含乙烷和/或丙烷的循环轻烃。
3.一种低碳烯烃的生产方法，该方法在乙烯蒸汽裂解系统中进行，所述乙烯蒸汽裂解系统按照物料流向包括依次连通的至少一台液体石油烃裂解炉、裂解气总管、汽油分馏塔、水洗塔和分离回收设备，其特征在于，该裂解系统还包括设置于液体石油烃裂解炉炉体之外的至少一台氧化裂解设备，所述氧化裂解设备的出料口与裂解气总管、汽油分馏塔、水洗塔和分离回收设备中的至少一者相连，所述方法包括以下步骤: (1)将液体石油烃在液体石油烃裂解炉中进行蒸汽裂解，得到裂解气； (2)在氧化裂解反应条件下，将轻烃和含氮气和氧气的气体与氧化裂解设备中的氧化裂解催化剂接触反应，得到富含乙烯的氧化裂解物流； (3)将步骤(I)所得裂解气依次经裂 解气总管、汽油分馏塔、水洗塔和步骤(2)所得富含乙烯的氧化裂解物流经裂解气总管、汽油分馏塔、水洗塔中的至少一者后一起分离回收，得到含乙烷和/或丙烷的循环轻烃和低碳烯烃产品。
4.根据权利要求3所述的方法，其中，所述氧化裂解设备的进料口与分离回收设备通过轻烃管线相连，步骤(2)所述轻烃至少部分为步骤(3)所得含乙烷和/或丙烷的循环轻烃。
5.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，步骤(2)中所述氧化裂解反应条件包括:轻烃/氧气的体积比为1.4-2.2，氧气在含氮气和氧气的气体中的含量不低于15体积％，轻烃与含氧气和氮气的气体的进料温度为常温-300°C，反应压力为0.1-0.2MPa，体积空速为 300，000-3000, OOOh'
6.根据权利要求5所述的方法，其中，轻烃与含氧气和氮气的气体的进料温度为100-300°C，使得所述轻烃与含氧气和氮气的气体反应后，所述氧化裂解设备的温度升高至800 0C M IOOO0Co
7.根据权利要求1-6中任意一项所述的方法，其中，所述轻烃为乙烷，所述氧化裂解催化剂是负载Pt或Pt-Sn的泡沫型陶瓷催化剂，优选为负载Pt的a -Al2O3泡沫型陶瓷催化齐U，以催化剂的总量计，Pt含量为2-6重量％。
8.根据权利要求1-6中任意一项所述的方法，其中，该方法还包括在步骤(2)之后步骤(3)之前将步骤(2)得到的富含乙烯的氧化裂解物流脱除一氧化碳至其中一氧化碳体积含量低于400ppm。
9.根据权利要求8所述的方法，其中，该方法还包括将一氧化碳体积含量低于400ppm的富含乙烯的氧化裂解物流脱除酸性气体至酸性气体的体积含量低于lppm。
10.根据权利要求9所述的方法，其中，该方法还包括将酸性气体的体积含量低于Ippm的富含乙烯的氧化裂解物流脱除氧气至氧气的体积含量低于lppm。
11.根据权利要求10所述的方法，其中，该方法还包括将氧气的体积含量低于Ippm富含乙烯的氧化裂解物流脱除氮气至氮气的体积含量低于lppm，之后再同时送入裂解气总管、汽油分馏塔、水洗塔和分 离回收设备。
全文摘要
本发明公开了一种低碳烯烃的生产方法，该方法包括以下步骤(1)将液体石油烃进行蒸汽裂解，得到裂解气；(2)在氧化裂解反应条件下，将轻烃和含氮气和氧气的气体与氧化裂解催化剂接触，得到富含乙烯的氧化裂解物流；(3)将步骤(1)所得裂解气和步骤(2)所得富含乙烯的氧化裂解物流一起分离回收，得到含乙烷和/或丙烷的循环轻烃和低碳烯烃产品。本发明还提供了一种低碳烯烃的生产方法，该方法在乙烯蒸汽裂解系统中进行，所述乙烯裂解系统包括设置于液体石油烃裂解炉炉体之外的至少一台氧化裂解设备。本发明有效地降低了现有蒸汽裂解系统的能耗和成本。
文档编号C07C4/04GK103087765SQ20111033487
公开日2013年5月8日 申请日期2011年10月28日 优先权日2011年10月28日
发明者白杰, 石莹, 杜志国, 杨沙沙, 张永刚, 张利军, 张兆斌, 王国清 申请人:中国石油化工股份有限公司, 中国石油化工股份有限公司北京化工研究院