专利名称：在乙烯装置中分离c的制作方法
技术领域：
本发明涉及一种在乙烯装置中分离C2/C3碳氢化合物的方法，在该方法中，将含有C2-/C3+碳氢化合物的粗煤气压缩，从安排在粗煤气压缩过程后面的预冷步骤中产生一种气流及至少一种冷凝物流，并通过两个处于不同工作压力下的塔将C2-碳氢化合物和C3+碳氢化合物分离出来。
烯烃装置(基于它的主要产品，又被称为乙烯装置)是各种石油化工全套设备的核心区段，它提供石油化工中间产品，这些中间产品在其它处理装置中被加工成化工产品(聚乙烯、聚丙烯、ABS塑料、聚苯乙烯等)。
乙烯生产过程在获取化工产品的链中处于中心位置，所以此过程有特别的意义。乙烯装置是一种获取烯烃类碳氢化合物的装置。将从天然气或石油中分离出的烷烃族(Paraffinische)或脂环族(naphtenische)Kohlenwasserstoffschnitte热裂解，在装置的分离部分中，从上述过程所产生的粗煤气中分离出所需要的产品并使之净化。
下面结合附图对本发明进行进一步说明。
图1示出了乙烯生产过程的简化框图。
图2为优选且有利的前端脱乙烷塔法的示意图。
图3示出了本发明的带有预冷级的双塔系统(脱乙烷塔带有C3+吸收器)。
正如从图1所示的框图所得知的那样，乙烯生产过程可以分成从A到E的五个阶段A裂解；B油分馏(Olfraktionierung)和水洗；C压缩粗煤气；D分离粗煤气；以及EC3+后处理。
由饱和烃组成的原料1在水蒸汽参与的情况下被热裂解(A)，接着被冷却以便中断反应。从该步骤得到的产品是粗煤气2，它基本上由氢、饱和及不饱和烃和水蒸汽的混合物组成。
在油洗和水洗阶段B，粗煤气2被冷却，并由油组份及重挥发油组份(热解油3)净化。此外，裂解气中的大部分水蒸汽被冷凝，并在为了裂解而再蒸发之后再被送回(未示出)。此后，对含重烃(C3+碳氢化合物)的冷凝物4进行分离，并进入C3+处理步骤E中。
经预净化的气体5在多级粗煤气压缩步骤C中被压缩到高压(例如被压缩到约为36巴)，与此同时，通过深低温工序将其分离成单一产品。同时，对含有C3+碳氢化合物的冷凝物6进行分离，并与冷凝物4一道进入C3+处理步骤E中。
在粗煤气分离步骤D中，粗煤气7经几次深低温分离步骤被分离出C3+馏分8以及以单一产品形式出现的乙烯12，乙烷11，甲烷10和氢9。通过使粗煤气部分冷凝以及三次分馏实现分离，其中有一步是下面将要详细描述的C2/C3分离，也就是所谓的脱乙烷塔。这一单元的重要部分仍是C2氢化作用，在氢化作用中，借助于催化加氢，将乙炔转变为乙烯12和乙烷11。
C3+后处理包括处理C3碳氢化合物和重烃，这些碳氢化合物被分离成丙烯13，丙烷14，C4碳氢化合物15，以及热解挥发油16(Pyrolysebenzin)。
对于装置框图A至C及E而言，工序实现原则与公知的乙烯生产工序在很大程度上是相同的，其差别通常仅在具体实施的细节方面。
最重要的工序步骤是乙烯装置的粗煤气分离部分D，尤其是该工序中的对C2-/C3+进行分离的过程。下面将描述在该工序步骤中几种可能的安排。
粗煤气分离工序D包括三个分离步骤[C1/C2分离(脱甲烷塔)，C2/C3分离(脱乙烷塔)，C2H4/C2H6分离]以及C2氢化作用和纯化氢，在此工序中，存在几种将这些过程步骤彼此组合的可能性。分离步骤和氢化作用的不同安排对装置的特点也将产生影响。这些在附图中都反映出来了，例如表述为“前端脱乙烷塔法”(“Front-end-Deethanizer”)或“前端脱甲烷塔法”(“Front-end-Demethanizer”)。
分离步骤安排的选择基本上与三个因素有关。
第一应力图降低成本。根据占支配地位的过程参数(低温约到-160℃，压力约到40)，粗煤气分离被认为是装置中成本最高的部分。上述过程参数要求加入昂贵的原料和设备，其中包括制冷循环过程可能需要约50至60个设备。
第二应降低能耗，节省开支。在低温条件下，粗煤气分离需要高能量转换，并要求在不同的温度级上产生很大的冷量。对于每年300,000吨裂解气体分离装置而言，例如需要高于25MW的压缩机功率以用于压缩粗煤气和制冷循环。
第三需要简化运行方式。对此，在一切使过程完善所作的努力中必须注意的首要方面是装置的安全性和运行可靠。应当避免影响装置运行，且无抗干扰能力的过程过于重叠。因此，首先应仔细考虑热聚合(Warmeintegration)的最佳结果。选择过程参数时应不产生不希望出现的副产品[聚合沉积物(Polymerablagerung)和绿油(Gruenoel)]且不影响装置的运行时间。
因为成本和能耗有相反的趋势，当然也给优化生产带来了困难。因为附加的节约能量的措施需要添加较多的热交换表面或者有较多的分离步骤，因此，必然导致成本提高。
在粗煤气分离的范围内，大体可实施两种过程，这两种过程的区别在于在过程进行中脱乙烷塔和C2氢化作用的安排彼此不同前端脱甲烷塔法和前端脱乙烷塔法。与前端脱甲烷塔法相比，前端脱乙烷塔法的优点是成本较低，因为尤其是与开式乙烯循环连接时设备的数目较少，而且总发热面积较小；为分离气体提供分离功率的三台大型压缩机的能耗约降低5％；粗煤气的所有重组分在进入低温部分之前被分离，因此，此装置部分和甲烷塔没有C3组分和重组分负载。从安全技术看来，这意味着，随着低温部分形成丁二烯或C5二烯烃(C5-Dienen)，通过NOx反应可能在很大程度上不会产生易爆树脂；
与在纯净的C2流中的氢化作用中过程时间从6个月到一年相比，在本方法中，在全部C2-流中进行乙炔氢化作用(Acetylenhydrierung)具有多于5年的催化剂期限。此外，产生的绿油大大减少。氢化作用不需要加入纯氢。因此，过程能很快进行。取消了甲烷中的C2流和氢的后净化工序，因此，节约了工序步骤。
下面对图2进行说明。
图2为优选且有利的前端脱乙烷塔法的示意图。
首先，粗煤气5经压缩(步骤C)。经压缩步骤C后，粗煤气7经预冷(包括在步骤D1中)被冷却到约-30℃到-40℃。析出的冷凝物8和未被冷凝的气体在第一分离步骤D1(脱乙烷塔)中分离成两种馏分，一种馏分17包含C2碳氢化合物和轻质组分，而另一种馏分8由C3碳氢化合物和重质组分组成。再将C2碳氢化合物17导入加氢步骤D2中，在此步骤中，乙炔和气体中的部分氢反应生成乙烯和乙烷。无乙炔流18在深冷步骤D3中被进一步冷却并部分冷凝，直至实际所需要的氢量到达管道9中为止。析出的冷凝物被送入甲烷塔(同样在级D3中)，并从C2碳氢化合物19中分离出甲烷10。该塔的底部产品(Sumpfprodukt)由清洁的C2碳氢化合物馏分19组成，该馏分在D4步骤中在后接的低压C2分离器(Niederdruck-C2-Splitter)中被分离成乙烯产品流12和乙烷流11。由于进到C2分离塔(分离器)的C2碳氢化合物馏分没有被甲烷和氢所污染，C2分离器可经过一个热泵回路驱动，其压缩机与乙烯冷却循环的压缩级相结合。
上述方法的关键步骤是“前端脱乙烷塔”，它可以加入“前端加氢”和开式乙烯循环流程一起使用。
此工序步骤的中心作用及其对于能耗和装置运行的重要意义使得脱乙烷塔在这类方法的发展过程中反复成为被研究和被改进的对象，其结果是反复改变该工序步骤的表现形式。因此，图2中示出的预冷、尤其是C2-/C3+碳氢化合物分离步骤D1对于方法的改进具有特殊意义。
在已公开的“前端脱乙烷塔节约能源”(K.D.Mikulla撰写，碳氢化合物处理过程，1979年8月，第101页至107页)文献中描述了这种前端脱乙烷塔法。早期，人们将脱乙烷塔建成单一塔的形式(参见上述公开文献中的图4)。该塔的输入物由被泵送入塔上方的经预冷的冷凝物以及未被冷凝的粗煤气组成。此塔的工作压力全部为粗煤气压力。输入物流在底部贮存槽中由蒸汽加热，而其在塔顶被冷却。对单塔系统的改进导致开发出双塔系统。在多种乙烯装置中，已证明双塔系统的性能是良好的。其重要的改进在于C2和C3组分的分离是在将工作压力分成两级的塔中进行的(参见上述公开文献的图3)。冷凝物和未冷凝的粗煤气被送入工作压力全部是粗煤气压力的第一塔[吸收-解吸塔(Absorber-Stripper-Kolonne)]中。该塔完成两个功能解吸出甲烷和轻质组分(C2碳氢化合物)以便分离C2-/C3+组分，以及从气流中吸收C3碳氢化合物和重质组分。一种在沸腾器中被复热的气流为解吸气。包含在粗煤气中的C2组分的一部分随底部产品一道流动。第一塔的底部甲烷产品被送入第二塔，该塔是真正的脱乙烷塔。在该塔中，在低压的条件下将来自第一塔的物流分离成C2流和C3+流。由包含在输入流中的C2组分组成的第二塔的顶部产品经低温冷却后一部分作为回流被送入第一塔的吸收段。C2循环流持续地流经上述两个塔，在第一塔中，该循环流吸收上升的C3+组分，而在第二塔中又从C3+碳氢化合物中分离出来。因此，第二塔的顶部气体在很大程度上不含甲烷，回流的冷凝物可以在高温条件下流动，与单塔相比，此方案明显地节约了能源。由于第二塔的塔压低，与单塔相比，其底部产物温度适当，在这种适当的温度下，大大减少了不饱和组分聚合物的形成，而且在不进行清洗的情况下，可延长塔的运行时间。
与单塔相比，这种双塔系统的优点已是公认的，但仍存在一个事实，即其成本比单塔法的成本高。尤其是对新装置而言，在国际性竞争中，建造装置要承担额外的费用，因此，即使是一种对装置运行进行改进的措施因其提高了成本而很难实施。
为此，本发明的任务在于提出一种如本说明书开关所提到的方法，该方法一方面能使乙烯装置的成本较低，另一方面又能确保能耗较低，同时还能简化运行。尤其是本方法应同时具有上述两种方法(单塔法和双塔法)在成本、能源和令人满意的运行方面的优点，也就是说本方法应能集两者的优点于一身，并能作出进一步改进。而且，本方法能确实有效地分离C2-/C3+碳氢化合物。
完成本发明任务的技术方案是将来自预冷却步骤的气态物流送入在高压条件下运行的塔中，并将来自预冷却步骤的每一种冷凝物流送入在低压条件下运行的塔中。
按本发明所实现的方法的重要优点是与公知的双塔系统相比，在相同的最大能耗的条件下，费用降低。在预冷步骤中省掉了一对冷却泵，因为冷凝物在自身的压力下被送入以低压工作的第二塔中。同时，以低压运行的塔(低压塔)的底部温度大体上与公知的以塔系统的底部温度(Sumpftemperatur)一致。
采用本发明的方法特殊的优点是在高压条件下运行的塔(高压塔)仅仅作为吸收C3+碳氢化合物的吸收塔运行。将冷凝物送入低压塔导致本方法所存在的不足是可能限制高压塔的功能，使其不能以令人意想不到的方式吸收C3+碳氢化合物。虽然在高压塔中也吸收了部分C2碳氢化合物，可是高压塔或吸收塔可以建造得非常小，很明显这将节省开支，降低装置的费用。由于实施本发明的方法，高压塔的建造高度可以降低，通常甚至于只高于迄今为止所公知的分离C2-/C3+的双塔法中的吸收和解吸塔的建造高度的三分之一。C3+碳氢化合物可以在高压塔中毫无问题地被吸收，因此，可以从在高压下运行的塔的顶部提取不含C3+组分的C2-碳氢化合物馏分。
本发明的方法继续遵循在不同工作压力条件下工作的双塔系统的思想，不同的是高压部分只起吸收C3+组分的作用。来自预冷步骤中的冷凝物与高压塔的底部产品一道直接被送入低压塔中。未冷凝的粗煤气气被导入吸收塔(高压塔)的底部贮存槽中，流入高压塔的低压塔回流象公知的方法中一样是从低压塔的顶部产品流的部分流中获取的。上述回流吸收高压塔中仍存在粗煤气中的C3+组分，然后作为底部产品从高压塔流入低压塔中。
可以在高压塔(吸收塔)中省去对C2-组分的解吸。处于高压塔的底部产品流中及包含在低压塔中的C2-碳氢化合物在低压塔中从液流中释放出来，并从低压塔的顶部流中提取。因此，在以高压运行的塔中有利的是不对底部产物加热，尤其是不由沸腾器加热，这就使本发明的成本和运行费用降低。较为有利的是在以高压运行的塔(高压塔)中，将塔顶温度和底部温度之间的温差调整到1K至20K，最好为3K和10K之间。
本发明的另外的设想中，将低压塔的顶部物流冷却，并使其至少部分被冷凝。可以通过一个板式热交换器冷却低压塔的顶部物流。为此，可使低压塔的顶部物流与冷丙烯和/或冷乙烯逆向流动进行间接热交换而被冷却，也可使其与高压塔顶部蒸发的C2-碳氢化合物馏分逆流进行间接热交换而被冷却。此措施意味着可附带地节约能源。
低压塔的输入物流除大体含有C3+组分外还含有C2-碳氢化合物，尤其含有甲烷。在低压塔顶部物流的冷凝物中，这类轻质烃未被冷凝出，其结果是形成一小股气态剩余物流。优选的方案是将此股剩余物流回送到粗煤气压缩级中，当然，最好是在预冷级中使之复热后再送回到粗煤气压缩级中。上述富含甲烷的剩余物流还包含惰性气体并可达到约低于100kg/h的体积流速。
低压塔还备有底部产物加热装置，最好配备一个沸腾器。借此可确保在低压塔(即脱乙烷塔)中解吸出C2-组分。因此，从低压塔的底部产物中可提取大体由C3+碳氢化合物组成的液流，上述C3+碳氢化合物受C2-碳氢化合物污染的量级为12ppm。
下面所描述的两个塔中的运行条件证明了此方法的优越性高压塔正常工作时，其压力应在25和50(绝对压力)之间，最好在30和40巴(绝对压力)之间；顶部温度在-60℃和-30℃之间，最好在-50℃和-40℃之间；底部温度在-40℃和-20℃之间，最好在-40℃和-30℃之间。推荐高压塔包括5至25块塔板，最好包括10至15块塔板。在低压塔中，较为有利的是将其压力调整在15和40巴(绝对压力)之间，最好在20和30巴(绝对压力)之间，低压塔的顶部温度和底部温度之间的温差为90K和120K，最好在100K和120K之间，顶部温度在-40℃和-10℃之间，最好在-30℃和-20℃之间。底部温度在+70℃和+110℃之间，最好在+80℃和+90℃之间。这种以低压运行的塔推荐安装的塔板数为50和75块之间，最好安装60和70块塔板之间。
本发明的方法也可加入粗煤气的处理工序，粗煤气不仅来自液体的裂解，还来自进气。
与现有的双塔法相比，本发明方法在运行方面的另一优点是系统的控制简单。现有的双塔系统的控制尤其在装置开始运行时要求操作人员用手指经常触模(Vie1 Fingerspitzengefiihl)，因为处于一方面存在甲烷冒出的危险另一方面又可能出现内部C2环流枯竭之间的高压塔底部产物贮存槽中的封住的温度检测窗口比较狭长。在本发明的方法中，采用了高压吸收器，甲烷不干扰低压塔，因此可稳定地进行控制。
下表1给出了本发明方法的一些特征数据。给出的尺寸是针对一种用于年生产能力为300,000吨乙烯的原油裂解的乙烯装置的一个实施例而言的。
下面根据表1中已经给出的实施例对本发明进行详细说明。其中图3示出了本发明的带有预冷级的双塔系统(脱乙烷塔带有C3+吸收器)。
图3中示出的流程框图表示用于按表1的实施例的图2中的步骤D1。
从压缩机(参见图2中压缩级C)流出的粗煤气7在冷却器20中例如与丙烯一道被冷到+12℃，并被送到分离器21中。从分离器21流出的冷凝物经管道22流入粗煤气冷凝物干燥器23中，在此干燥器中冷凝物由分子筛干燥。从冷凝物干燥器23流出的冷凝物经管道24、再经膨胀级25膨胀成低压后经管道26流入低压塔27。
从分离器21流出的气流经管道28进入装有分子筛的粗煤气干燥器29中。已干燥的气流经管道30进入预冷却器31中。已冷却的气流经管道32进入分离器33中。从分离器33流出的冷凝物流34被膨胀级35膨胀，再经管道36流过预冷却器31，使之在此过程中通过部分蒸发而释放出冷量，然后进入低压塔27。在预冷却器31中，例如可利用惰性气体流37、甲烷流10、氢气流9和/或乙烷流11的冷量。上述干燥气流可附加地例如由三股丙烯流41，42和43冷却，其中丙烯流41的温度为0℃，丙烯流42的温度为-20℃，丙烯流43的温度为-35℃。
从分离器33中流出的已冷却气流44被送入吸收塔45中。碳氢化合物流经管道46被送入高压塔45的顶部，以便除去C3+碳氢化合物。从高压塔45的顶部经管道47提取大体由C2-碳氢化合物组成的温度为-43℃的气流。从高压塔45的底部贮存槽(Sumpf)流出的液流48温度约为-36℃，使之经膨胀级49膨胀后流入低压塔27。
在低压塔27的底部贮存区有一个例如用低压蒸汽39加热的沸腾器38，因此，可使低压塔中底部的温度为+86℃。从低压塔27的底部贮存槽中流出的含有C3+碳氢化合物的液流经管道8抽出，并送入C3/C4分离级中，例如，正如图1中步骤E所示的那样，上述分离包括C3+后处理。
温度为-24℃的低压塔27顶部气流经管道40由板式热交换器50冷却，并被送入分离器51中。同时附带产生的管道52中的冷凝物经压缩级53压缩并分成部分物流54和55。部分物流54流经板式热交换器50，然后，其中一部分经管道56流入低压塔27的顶部，另一部分经管道46进入高压塔45中。在板式热交换器50中，上述部分物流与逆向流动的温度为-35℃的丙烯流57以及温度为-58℃的乙烯流58进行间接热交换。从分离器51抽取的气体馏分59例如可通过管道37流经预冷却器31而送回到粗煤气压缩机中(参见图1和图2中的粗煤气压缩机C)。最好将气体馏分59送入粗煤气压缩机的最后一级压缩级(例如第五压缩级)。
管道55中的冷凝物第二部分物流与管道47中的高压塔45的顶部物流混合，然后经管道60进入未示出的C2加氢级。
如图3所示，高压塔45可以设置在低压塔27的上方，或者也可以与之分开设置。
权利要求
1.在乙烯装置中分离C2-/C3+碳氢化合物的方法，其中将含有C2-/C3+碳氢化合物的粗煤气(5)压缩，从紧接在粗煤气压缩级(C)下游的预冷却器(31)中产生一股气流(44)和至少一股冷凝物流(26，36)，借助于在两个不同压力下工作的塔(27，45)对C2-碳氢化合物(60)和C3+碳氢化合物(8)进行分离，其特征在于将从预冷却器(31)中流出的上述气流(44)送入以高压运行的塔(45)中，而将从预冷却器(31)流出的各股冷凝物流(26，36)送入以低压运行的塔(27)中。
2.如权利要求1所述的方法，其特征在于以高压运行的塔(45)只作为吸收塔运行，以便吸收C3+碳氢化合物。
3.如权利要求1或2所述的方法，其特征在于以高压运行的塔(45)中不对底部产物进行加热，尤其是不由沸腾器加热。
4.如权利要求1至3中任一项所述的方法，其特征在于对以低压工作的塔(27)的顶部物流(40)进行冷却，并使其至少部分冷凝(51)。
5.如权利要求4所述的方法，其特征在于借助于一个板式热交换器(50)使以低压工作的塔(27)的顶部物流(40)冷却。6、如权利要求4或5所述的方法，其特征在于上述以低压运行的塔(27)的顶部物流(40)由逆向流动的丙烯、乙烯和/或已蒸发的C2-碳氢化合物(60)冷却。
7.如权利要求4至6中任一项所述的方法，其特征在于低压塔(27)的顶部物流(50，51)被冷凝之后留下的气态剩余物流(59)被送往粗煤气压缩级(C)中，最好是使其在预冷却器(31)中复热之后送入压缩级。
8.如权利要求1至7中任一项所述的方法，其特征在于以高压运行的塔(45)的塔顶物流(47)主要包含C2-碳氢化合物而不含C3+碳氢化合物。
9.如权利要求1至8中任一项所述的方法，其特征在于从以低压运行的塔(27)的底部贮存槽中抽取大体由C3+碳氢化合物组成的液流(8)，上述液流不含C2-碳氢化合物。
10.如权利要求1至9中任一项所述的方法，其特征在于以高压运行的塔(45)中的压力被调整为25和50巴(绝对压力)之间，最好处于30和40(绝对压力)之间。
11.如权利要求1至10中任一项所述的方法，其特征在于以高压运行的塔(45)中，塔(45)的顶部温度与其底部温度之间的温差为1K至20K，最好在3K和10K之间。
12.如权利要求1至11中任一项所述的方法，其特征在于以高压运行的塔(45)中，塔顶温度为-60℃和-30℃之间，最好在-50℃和-40℃之间，其底部温度在-40℃和-20℃之间，最好在-40℃和-30℃之间。
13.如权利要求1至12中任一项所述的方法，其特征在于以高压运行的塔(45)中，安装的塔板数为5和25块之间，最好在10和15块塔板之间。
14.如权利要求1至13中任一项所述的方法，其特征在于以低压运行的塔(27)中，其压力被调整在15和40巴(绝对压力)之间，最好在20和30巴(绝对压力)之间。
15.如权利要求1至14中任一项所述的方法，其特征在于以低压运行的塔(27)中，塔(27)的顶部温度与底部温度之间的温差为90K至120K，最好在100K和120K之间。
16.如权利要求1至15中任一项所述的方法，其特征在于以低压运行的塔(27)中，将顶部温度调节在-40℃和-10℃之间，最好在-30℃和-20℃之间，底部温度被调节在+70℃和+110℃之间，最好在+80℃和+90℃之间。
17.如权利要求1至16中任一项所述的方法，其特征在于以低压运行的塔(27)中，安装的塔板数为50和75块之间，最好在60和70块塔板之间。
全文摘要
本发明涉及一种在乙烯装置中分离C
文档编号C10G70/04GK1119635SQ9510601
公开日1996年4月3日 申请日期1995年5月18日 优先权日1994年5月19日
发明者罗兰·沃尔兹尔, 法姆·杜克·图亚特 申请人:林德股份公司