对苯乙烯重馏分油进行综合利用的装置的制作方法

本实用新型属于苯乙烯焦油回收再利用技术领域，涉及对苯乙烯重馏分油进行综合利用的装置。

背景技术：

苯乙烯产品的生产过程主要包括两段工艺，首先是苯和乙烯进行催化反应生成乙苯，然后乙苯进行催化脱氢反应生成苯乙烯，在产品精馏过程中会产生部分重馏分，也称为苯乙烯焦油，其收率约为苯乙烯产品量的2％-5％。此重馏分油的组份比较复杂，由苯乙烯、二聚苯乙烯、烷基苯、二苯异丙烷、二苯代乙烯、稠环芳烃以及少量的阻聚剂等组分组成，容易发生聚合反应并在低温下形成凝胶状或固体。

石化企业对于产生的苯乙烯重馏分油，常规的处理方法是作为加热炉的燃料进行燃烧或者出厂给下游企业进一步加工处理。若重馏分油进加热炉作为燃料燃烧，容易导致加热炉排放烟气中的氮氧化物含量超标，不满足日趋严格的环保指标要求，并容易发生火嘴频繁结焦堵塞的问题；若重馏分油出厂，则随着新版《国家危险废物名录》(2016年)将苯乙烯重馏分油列入危险废物，必须委托有资质的单位处理，并需要花费一定的处置费用，限制了苯乙烯重馏分油的出厂处置。因此石化企业需要一种装置来更加环保和经济处理苯乙烯重馏分油。

技术实现要素：

本实用新型的目的在于提供一种对苯乙烯重馏分油进行综合利用的装置，在不需要对各生产装置进行较大动改的情况下，将苯乙烯重馏分油转化为高价值的催化汽油、柴油和液化气等产品，提高其经济利用价值，同时避免了将苯乙烯重馏分油作为危险废物出厂或者作为加热炉的燃料导致烟气中的氮氧化物含量超过环保指标要求的问题发生。

为达到上述目的，本实用新型是采用以下的技术方案实现的：

本实用新型提供的一种对苯乙烯重馏分油进行综合利用的装置，包括苯乙烯装置精馏塔、苯乙烯重馏分油储罐、提升管反应器和催化裂化装置分馏塔，苯乙烯装置精馏塔底部通过苯乙烯装置精馏塔塔底重馏分管线与苯乙烯重馏分油储罐相连通，苯乙烯重馏分油储罐通过跨线与提升管反应器相连通，提升管反应器顶部通过提升管反应器出口油气管线与催化裂化装置分馏塔相连通。

进一步地，所述跨线与提升管反应器的中部或底部的催化剂接触反应段相连通。

进一步地，所述跨线连接提升管反应器的接口处设置有4组喷头。

进一步地，所述喷头的最低公称压力为5.0mpa。

进一步地，所述跨线上设置有流量控制阀。

进一步地，所述提升管反应器底部的提升管反应器进料管线设置有进料控制阀，进料控制阀与流量控制阀与控制器电连接。

进一步地，所述流量控制阀的最低公称压力为5.0mpa。

进一步地，所述跨线在流量控制阀与提升管反应器之间的管线材质为不锈钢，在流量控制阀与苯乙烯重馏分油储罐出口管线之间的管线材质为碳素钢。

运行时，首先通过优化调整苯乙烯重馏分油储罐的储存温度，通过管线输送至催化裂化装置提升管反应器的中部或底部的催化剂接触反应段，控制重馏分油进料比例以及提升管反应温度和压力等操作参数在合适范围内，使苯乙烯重馏分油与催化裂化装置的催化剂进行接触并发生一系列反应，大部分转化为高价值的催化汽油、柴油和液化气等产品，同时副产少量干气和焦炭，实现高价值和环保加工利用苯乙烯重馏分油的目的。

采用上述技术方案，本实用新型的有益效果是：

(1)本实用新型的装置依托石化企业现有加工流程，在不需要对各生产装置进行较大动改的情况下，将苯乙烯重馏分油作为催化裂化装置提升管反应器的进料，实现高价值和环保加工利用苯乙烯重馏分油的目的；

(2)苯乙烯重馏分油与高温催化裂化催化剂进行接触并发生反应，生成的产物中85％以上为高价值的催化汽油、柴油和液化气等液体产品，剩余为少量的干气和焦炭，提高其经济利用价值；

(3)苯乙烯重馏分油不再作为加热炉的燃料燃烧，从而避免加热炉因燃烧苯乙烯重馏分油导致排放烟气中的氮氧化物含量不满足环保指标要求的问题发生；

(4)苯乙烯重馏分油不再作为危险废物出厂，不发生危险废物委托处置费用；

效益分析：

具体效益计算如下：

当苯乙烯重馏分油作为加热炉的燃料燃烧时，其价格约为2000元/吨；而当苯乙烯重馏分油经过催化反应时，85％以上转化为催化汽油、柴油和液化气等液体产品，价格约为7200元/吨，其余15％为干气和焦炭等，价格约为2000元/吨，此时苯乙烯重馏分油反应产物的总体价格为85％*7200+15％*2000＝6420元/吨。因此，苯乙烯重馏分油经催化反应后的价格与作为加热炉燃料相比，其价格提升了6420-2000＝4420元/吨。

以8.5万吨/年规模的苯乙烯装置为例，重馏分油产率按苯乙烯产品产量的3％计算，每年可产生苯乙烯重馏分油2550吨。此部分苯乙烯重馏分油经催化反应与作为加热炉燃料相比，每年可增加效益为2550*4420＝1127.10万元。

考虑到催化装置加工苯乙烯重馏分油时消耗的能源等加工费用为80元/吨，每年需要增加加工成本80*2550＝20.4万元。

扣除加工成本后，可产生的经济效益为＝1127.10-20.4＝1106.7万元/年。

附图说明

附图用来提供对本实用新型的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与本实用新型的实施例一起用于解释本实用新型，并不构成对本实用新型的限制。

在附图中：

图1为实施例1的流程示意图；

图2为对比例1的流程示意图；

图中各标记如下：1苯乙烯装置精馏塔、2苯乙烯产品管线、3苯乙烯装置精馏塔塔底重馏分管线、4苯乙烯重馏分油储罐、5苯乙烯重馏分油出厂管线、6提升管反应器、7提升管反应器进料管线、8提升管反应器出口油气管线、9催化裂化装置分馏塔、10催化裂化装置液体产品管线、11催化裂化装置干气产品管线、12提升管反应器汽提段、13跨线、14流量控制阀。

具体实施方式

在本实用新型的描述中，需要说明的是，术语“竖直”、“上”、“下”、“水平”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本实用新型和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本实用新型的限制。

下面结合附图对本实用新型作进一步说明。

主要设备：催化裂化装置提升管反应器为mip–cgp串联提升管反应器，催化裂化原料加氢蜡油。

如图1所示，苯乙烯装置精馏塔1底部通过苯乙烯装置精馏塔塔底重馏分管线3与苯乙烯重馏分油储罐4相连通，苯乙烯重馏分油储罐通过跨线13与提升管反应器6相连通，提升管反应器顶部通过提升管反应器出口油气管线8与催化裂化装置分馏塔9相连通。

跨线连接提升管反应器的接口处设置有四组不锈钢材质的喷头。喷头的最低公称压力为5.0mpa。

苯乙烯装置精馏塔顶部产品通过苯乙烯产品管线2送出苯乙烯装置精馏塔，底部产品通过苯乙烯装置精馏塔塔底重馏分管线送至苯乙烯重馏分油储罐储存，储存的重馏分油定期通过苯乙烯重馏分油出厂管线5输送至装车系统出厂或作为加热炉燃料燃烧。

催化裂化装置原料通过提升管反应器进料管线7进入到提升管反应器的底部的进料雾化段，在提升管反应器中，催化裂化装置原料与催化剂接触并发生一系列反应，反应生成的油气通过顶端的提升管反应器出口油气管线进入催化裂化装置分馏塔进一步分离，分离出的催化液化气、催化汽油、催化柴油等液体产品通过催化裂化装置液体产品管线10送出装置，分离出的干气产品通过塔顶的催化裂化装置干气产品管线11送出装置。提升管反应器汽提段12中催化裂化装置焦炭产品附着在催化剂表面，与催化剂一起进入再生系统进行烧焦。

同时，增加一条苯乙烯重馏分油储罐至催化裂化装置提升管反应器的跨线，将苯乙烯重馏分油引入到催化裂化装置提升管反应器的中部或底部的催化剂接触反应段，在跨线上的设置流量控制阀14。跨线上安装有质量流量计。流量控制阀与提升管底部进料管线控制阀设置为连锁控制。流量控制阀控制跨线中物料输送为现有技术中常用的手段。

流量控制阀的最低公称压力为5.0mpa。

流量控制阀的材质为碳素钢。跨线在流量控制阀与提升管反应器之间的管线材质为不锈钢，在流量控制阀与苯乙烯重馏分油储罐出口管线之间的管线材质为碳素钢。

为避免重复，现将本具体实施方式所涉及的原料和制备条件参数统一描述如下，具体实施例中不再赘述：

苯乙烯重馏分油是指在苯和乙烯进行催化反应生成乙苯，以及乙苯进行催化脱氢反应生成苯乙烯的工艺过程中，通过精馏产生的重馏分。苯乙烯重馏分油的性质为20℃密度为900kg/m³-1100kg/m³，芳烃重量含量为90％-100％，20℃黏度为8.0mm²/s-12.0mm²/s。

催化剂包括分子筛、基质、粘结剂，催化剂中化合物成份包括氧化铝、氧化硅、稀土元素以及磷，其中未经过再生的新鲜催化剂中的氧化铝含量≥42％，氧化硅含量≥40％，微活指数≥67，比表面积≥180m²/g，孔体积≥0.30ml/g。下列实施例采用的催化剂为hcgp-2催化裂化催化剂。

通过调整新鲜催化剂加入到催化裂化装置反再系统的置换速率，控制提升管反应器内与苯乙烯重馏分油接触的平衡催化剂的微活指数为52-65、比表面积≥110m²/g、孔体积≥0.28ml/g。

(1)调整苯乙烯重馏分油储罐的储存温度为75℃-120℃；

(2)通过流量控制阀控制苯乙烯重馏分油经跨线进入提升管反应器，在提升管反应器中，苯乙烯重馏分油与催化裂化装置原料混合，苯乙烯重馏分油的量占提升管总进料重量比例的0.8％-5％；在提升管反应器中与催化剂接触并发生反应；提升管反应器的出口温度为490℃-535℃，压力为150kpa-350kpa；苯乙烯重馏分油在催化剂的作用下主要发生的反应包括芳烃侧链裂化转变为低碳烯烃和较小侧链的芳烃，发生烷基转移、脱氢缩合反应转变为多环芳烃和焦炭等；

(3)苯乙烯重馏分油催化反应生成的油气与催化装置原料的反应油气一起进入分馏塔进行后续分离。

实施例1

本实施例中，催化裂化装置原料为加氢蜡油，将4t/h苯乙烯重馏分油送至催化裂化装置提升管回炼时(占催化原料的比例为0.98％)，以上述催化裂化装置原料量(不含重馏分油)计算产品收率，得到催化液体产品的收率为91.15％，干气和焦炭产品的收率为9.83％。主要操作参数及产品性质如表1所示。

表1.苯乙烯重馏分油综合利用主要操作参数及产品性质

实施例2

本实施例中，工艺流程同实施例1。该实施例与实施例1的主要差别在于苯乙烯重馏分油至催化回炼的流量以及部分操作参数进行了调整。

当将7t/h苯乙烯重馏分油送至催化裂化装置提升管回炼时(占催化原料的比例为1.71％)，以催化原料量(不含重馏分油)计算产品收率，得到催化液体产品的收率为91.77％，干气和焦炭产品的收率为9.94％。主要操作参数及产品性质如表2所示。

表2.苯乙烯重馏分油综合利用主要操作参数及产品性质

对比例1

与实施例1不同的是，如图2所示，苯乙烯重馏分油储罐至催化裂化装置提升管反应器的跨线13取消，苯乙烯重馏分油不进入提升管反应器中进行催化反应。

当催化裂化装置不回炼苯乙烯重馏分油时,以催化原料量计算产品收率，得到催化液体产品的收率为90.3％，干气和焦炭产品的收率为9.7％。主要操作参数及产品性质见表3所示。

表3.催化裂化装置原料进行催化裂化的主要操作参数及产品性质

实施例1与对比例1相比，当将4t/h苯乙烯重馏分油送至催化裂化装置提升管回炼时，催化液体产品的收率提高了0.85个百分点，相当于增加了3.47t/h，干气和焦炭产品的收率提高了0.13个百分点，相当于增加了0.53t/h。计算得出苯乙烯重馏分油经过催化裂化反应后，有86.8％转化为催化液化气、汽油和柴油等液体产品，13.2％转化为催化干气和焦炭产品。

实施例2与对比例1相比，当将7t/h苯乙烯重馏分油送至催化裂化装置提升管回炼时，催化液体产品的收率提高了1.47个百分点，相当于增加了6.02t/h，干气和焦炭产品的收率提高了0.24个百分点，相当于增加了0.98t/h。计算得出苯乙烯重馏分油经过催化裂化反应后，有86.0％转化为催化液化气、汽油和柴油等液体产品，14.0％转化为催化干气和焦炭产品。

从表1、表2和表3所示数据可以看出，本实用新型所述苯乙烯重馏分油送至催化裂化装置提升管回炼时，平均有86.4％转化为催化液化气、汽油和柴油等液体产品，13.6％转化为催化干气和焦炭产品。与对比例1所述技术相比，避免了将苯乙烯重馏分油作为危险废物出厂或者作为加热炉的燃料导致烟气中的氮氧化物含量超过环保指标要求的问题发生，同时提高了苯乙烯重馏分油的综合利用价值。

效益计算：

(1)苯乙烯重馏分油送至催化裂化装置提升管回炼时，有86.4％转化为催化液化气、汽油和柴油等液体产品，其价格约为7200元/吨，有13.6％转化为催化干气和焦炭产品，其价格约为2000元/吨。计算得出苯乙烯重馏分油反应产物的总体价格为86.4％*7200+13.6％*2000＝6492.8元/吨，与作为加热炉燃料相比，其价格提升了6492.8-2000＝4492.8元/吨。以8.5万吨/年规模的苯乙烯装置为例，每年可产生苯乙烯重馏分油约2550吨，则可增加效益为2550*4492.8＝1145.66万元。

(2)以8.5万吨/年规模的苯乙烯装置为例，考虑到催化裂化装置加工苯乙烯重馏分油时消耗的能源等加工费用为80元/吨，每年需要增加加工成本2550*80＝20.4万元。

扣除加工成本后，可产生的经济效益为＝1145.66-20.4＝1125.26万元/年。

当然，以上仅为本实用新型的优选实施例而已，并不用于限制本实用新型，尽管参照前述实施例对本实用新型进行了详细的说明，对于本领域的技术人员来说，其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分技术特征进行等同替换。凡在本实用新型的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本实用新型的保护范围之内。