技术领域
[0001] 本
发明涉及一种乙烯生产和乙苯生产的组合工艺及系统，属于石油化工、
煤化工技术领域。
背景技术
[0002] 乙烯是石油化学工业最重要的
基础原料之一，通过乙烯聚合、乙烯与苯的烷基化以及乙烯与
水、
氧、卤素等的加成反应可以得到一系列极有价值的衍
生物。乙烯装置是石油化工的核心装置，乙烯工业的水平标志着一个国家的石油化工发展水平，而衡量乙烯装置的关键指标是能耗，乙烯装置是巨大的耗能装置，正因为如此，乙烯装置的节能很受重视，尤其是乙烯装置的分离系统。
[0003] 随着石油化工、煤化工技术的进步，目前乙烯生产方法包括传统
蒸汽裂解、催化裂解、甲醇转化制烯
烃。其中，传统蒸汽裂解的原料包括乙烷、丙烷、
液化气、石脑油、
抽余油等，反应的核心设备是
裂解炉，分离系统采用深冷分离，所生产产品为聚合级乙烯、丙烯产品，但是该方法流程长，投资大。催化裂解技术以石脑油等轻烃为原料，在
流化床反应器中将石脑油等轻烃原料转
化成乙烯、丙烯等产品，其反应
温度较裂解炉有所降低，分离系统与传统乙烯装置分离系统相同。甲醇转化制烯烃技术为以甲醇为原料，在流化床反应器中，将甲醇催化转化为乙烯、丙烯，与传统乙烯装置分离系统不同，甲醇转化制烯烃技术中乙烯的分离采用了吸收流程。上述三种乙烯生产方法最终分离出的均为聚合级的液相乙烯产品，为实现此目的，均需要对工艺气
增压至3.0MPaG以上，干燥后，再经冷箱分离，上述三种乙烯生产工艺流程长，投资大，操作复杂。
[0004] 乙苯也是一种重要的有机化工原料，其主要用于生产苯乙烯(其产量居于世界聚烯烃
单体产量的第三位)。我国是苯乙烯消耗大国，虽然近年来随着一批大型乙苯装置的投产，我国苯乙烯市场供应紧张的形势已有所缓解，但仍需要依赖国外进口。目前，由中国科学院大连化学物理研究所研发的催化干气(乙烯含量15％以上)制乙苯第一代至第五代系列成套技术已经获得包括中国、美国、欧洲等国家和地区在内的40余件授权
专利，并且该技术已应用于中国石油、中国石化、中化集团等多家单位，产生了巨大的经济和社会效益。
[0005] 目前，化工装置间流程整合是减低能耗，节约投资的有效方法。而乙烯生产与乙苯生产工艺流程上的组合尚未见到报道。
发明内容
[0006] 为了解决上述的缺点和不足，本发明的目的在于提供一种乙烯生产和乙苯生产的组合工艺。
[0007] 本发明的目的还在于提供一种乙烯生产和乙苯生产的组合系统。
[0008] 为达到上述目的，本发明提供一种乙烯生产和乙苯生产的组合工艺，其包括以下步骤：
[0009] (1)裂解转化：将轻烃原料与水蒸汽混合后进行裂解转化反应，得到富含乙烯、丙烯的转化系统出料气；
[0010] (2)工艺气压缩
净化：将所述富含乙烯、丙烯的转化系统出料气进行热量回收，再对该热量回收后的出料气加压，加压后所得气体经
循环水冷却以冷凝分离该气体中的部分重烃组分，再脱除所得气体中杂质后，得到经压缩净化后的工艺气；
[0011] (3)吸收
解吸：采用吸收剂在吸收塔中对所述经压缩净化后的工艺气进行吸收，然后经解吸操作以实现C2组分及更轻组分与C3组分及C3以上重组分的分离，再将C3组分与C3以上重组分进行分离，其中，吸收塔塔顶气即为富乙烯气；
[0012] (4)丙烯精制：对步骤(3)所得C3组分进行精馏操作，以实现丙烯与丙烷的分离；
[0013] (5)芳烃分离：将步骤(2)分离得到的重烃组分与步骤(3)得到的C3以上重组分混合后进行精馏分离，以实现C4-C6的非芳烃组分、苯及芳烃
汽油的分离，其中，所述C4-C6的非芳烃组分返回步骤(1)作为轻烃原料进行裂解转化，所述苯用于制乙苯；
[0014] (6)干气制乙苯：将步骤(3)所述的富乙烯气与苯混合，其中富乙烯气中的乙烯与苯发生反应，得到乙苯及尾气；
[0015] (7)尾气回收：对步骤(6)中所述尾气采用变压
吸附处理或者膜分离处理，得到乙烷、氢气及富甲烷尾气。
[0016] 根据本发明具体实施方案，在所述的组合工艺中，优选地，该工艺还包括步骤(8)：将步骤(4)所得丙烷、步骤(7)所得乙烷与水蒸汽混合后进入裂解炉进行热裂解反应，得到富含乙烯、丙烯的
裂解气。
[0017] 根据本发明具体实施方案，在所述的组合工艺中，优选地，所述步骤(2)工艺气压缩净化为将所述富含乙烯、丙烯的转化系统出料气与富含乙烯、丙烯的裂解气混合后进行热量回收，再对该热量回收后的混合气加压并脱除杂质，得到经压缩净化后的工艺气。
[0018] 根据本发明具体实施方案，在所述的组合工艺中，优选地，步骤(1)中所述轻烃原料包括乙烷、丙烷、液化气、石脑油、抽余油、加氢尾油及甲醇中的一种或几种的组合。
[0019] 根据本发明具体实施方案，在所述的组合工艺中，步骤(1)所述富含乙烯、丙烯的转化系统出料气含有氢气、甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、水以及C4及C4以上重烃。
[0020] 根据本发明具体实施方案，在所述的组合工艺中，优选地，步骤(2)中所述加压采用2-3级压缩，每级压缩后所得气体均需采用循环水进行冷却至30-50℃，再进行下一次压缩，在该加压过程中所述富含乙烯、丙烯的转化系统出料气中的部分重烃组分被冷凝分离，[0021] 更优选地，所述工艺气压缩净化过程所采用的
压缩机末段出口压
力为1.2-2.0MPaG。
[0022] 根据本发明具体实施方案，在所述的组合工艺中，步骤(2)中所述除杂处理为采用本领域常规手段进行的，其中，所述杂质包括CO2、H2S等
酸性气体以及炔烃、二烯烃等。
[0023] 根据本发明具体实施方案，在所述的组合工艺中，步骤(2)中经压缩净化后的工艺气含有C1-C4低
碳烃、氢气以及少量C5以上重组份烃。其中，富含乙烯、丙烯的转化系统出料气所含的重烃组分，在未经加压之前，其是不会冷凝出来的，在经加压之后，加压后的气体经循环水冷却至30-50℃左右(即加压前的温度)，由于压力升高，这时候部分重烃才会被冷凝下来，但是不能全部冷凝出来。
[0024] 根据本发明具体实施方案，在所述的组合工艺中，步骤(3)所述吸收解吸具体包括以下步骤：
[0025] 利用吸收剂在吸收塔中对工艺气压缩净化单元来的工艺气进行吸收，将C3组分及C3以上重组分全部吸收下来，同时少量C2组分及更轻组分也被吸收下来，然后吸收塔所得吸收液再经解吸塔进行加
热解吸(通过蒸汽加热控制)，以将吸收液内的少量C2组分及更轻组分解吸出去回吸收塔进一步被吸收(解吸的同时少量C3以上重组分也会被解吸出来，因此需回吸收塔进一步被吸收分离)，从吸收塔塔顶出来的气体即为富含氢气、甲烷、乙烷、乙烯的气体(即富乙烯气)，随转化系统所采用工艺的影响，吸收塔塔顶气中乙烯含量在20wt％-80wt％之间变化，吸收塔塔顶富乙烯气送干气制乙苯单元。解吸塔塔釜液进行C3与更重组份的分离，C3进丙烯精制单元，更重组份进芳烃分离单元。并且本发明对加热解吸的温度不作具体要求，本领域技术人员可以根据现场条件及作业需要合理设置该解吸的温度，只要保证可以实现本发明的目的即可。
[0026] 根据本发明具体实施方案，在所述的组合工艺中，优选地，步骤(3)中所述吸收操作采用中低温吸收；
[0027] 更优选地，所述吸收温度为-40-10℃，吸收压力为0.8-1.8MPaG。
[0028] 根据本发明具体实施方案，在所述的组合工艺中，优选地，步骤(3)中所述吸收剂包括苯、芳烃汽油、石脑油及混苯中的一种或几种的组合；
[0029] 更优选地，所述吸收剂为步骤(5)所得芳烃汽油。其中，本发明对吸收剂的用量不作具体要求，本领域技术人员可以根据现场作业需要合理设置所用吸收剂的用量，只要保证可以实现本发明的目的即可。
[0030] 根据本发明具体实施方案，在所述的组合工艺中，优选地，以步骤(3)中所述富乙烯气的总重量为100％计算，其乙烯含量大于20wt％；更优选为20-80wt％。
[0031] 根据本发明具体实施方案，在所述的组合工艺中，优选地，步骤(4)中所得丙烯的纯度大于99.6％；
[0032] 根据本发明具体实施方案，在所述的组合工艺中，干气制乙苯为本领域常规技术手段，本发明对该干气制乙苯工艺的具体操作及工艺参数均不作具体要求，本领域技术人员可以根据现场作业需要合理选择上述工艺参数，只要保证可以实现本发明的目的即可。
[0033] 根据本发明具体实施方案，在所述的组合工艺中，所述变压吸附处理(PSA)或者膜分离处理为本领域常规技术手段，本领域技术人员可以根据现场作业需要合理进行操作，只要可以实现本发明的目的即可。
[0034] 根据本发明具体实施方案，在所述的组合工艺中，步骤(7)中所述尾气主要含氢气、甲烷、乙烷。
[0035] 根据本发明具体实施方案，在所述的组合工艺中，优选地，步骤(7)中所得氢气的纯度大于99.9％。
[0036] 根据本发明具体实施方案，在所述的组合工艺中，步骤(1)所述裂解转化包括催化裂解、蒸汽裂解、甲醇转化制烯烃等反应；其中所述这些反应及步骤(8)中提到的热裂解反应均为本领域常规反应，且本领域技术人员可以根据现场作业需要合理设置这些反应的工艺条件等，只要保证可以实现发明目的即可。
[0037] 根据本发明具体实施方案，在所述的组合工艺中，步骤(4)所得丙烯、步骤(5)所得芳烃汽油、步骤(7)所得氢气及富甲烷尾气均作为产品，其中，氢气提供给全厂使用，富甲烷尾气作为
燃料气。
[0038] 根据本发明具体实施方案，在所述的组合工艺中，本领域技术人员可以根据现有乙烯生产工艺及乙苯生产工艺合理设置本
申请所用原料及各组分的用量。
[0039] 本发明还提供了一种乙烯生产和乙苯生产的组合系统，其包括裂解转化单元、工艺气压缩净化单元、吸收解吸单元、丙烯精制单元、干气制乙苯单元、重组分分离单元及尾气回收单元；
[0040] 其中，所述裂解转化单元通过管路经由工艺气压缩净化单元与所述吸收解吸单元相连；该工艺气压缩净化单元通过管路与所述重组分分离单元相连；该吸收解吸单元通过管路分别与所述丙烯精制单元、干气制乙苯单元、重组分分离单元相连；该重组分分离单元的出口通过管路分别与所述裂解转化单元、干气制乙苯单元相连；该干气制乙苯单元通过管路与所述尾气回收单元相连。
[0041] 根据本发明具体实施方案，在所述的组合系统中，优选地，其还包括裂解炉，该裂解炉的气体出口通过管路与裂解转化单元、工艺气压缩净化单元之间的管路相连；该裂解炉的气体入口通过管路与所述丙烯精制单元的丙烷出口、尾气回收单元的乙烷出口相连。
[0042] 根据本发明具体实施方案，其中，该乙烯生产和乙苯生产的组合系统所用各装置及单元均为本领域常规设备。
[0043] 本发明针对乙烯生产流程及催化干气制乙苯生产流程的特点，提出了一种乙烯生产与乙苯生产工艺流程有机组合的崭新方法及系统，生产乙苯和聚合级丙烯，既为乙苯装置提供了合格的原料，同时又降低了工艺气压缩机的出口压力，省掉了现有聚合级乙烯分离中的深冷分离(不需要分离出聚合级乙烯，不需要进行深冷分离)，大大地缩短了乙烯装置的分离流程，大幅节约了能耗及投资，降低了乙苯和丙烯的生产成本。
附图说明
[0044] 图1为本发明
实施例1所提供的乙烯生产和乙苯生产的组合工艺
流程图；
[0045] 主要附图标号说明：
[0046] 1、裂解转化单元；
[0047] 2、工艺气压缩净化单元；
[0048] 3、吸收解吸单元；
[0049] 4、丙烯精制单元；
[0050] 5、干气制乙苯单元；
[0051] 6、尾气回收单元；
[0052] 7、重组分分离单元；
[0053] 8、裂解炉。
具体实施方式
[0054] 为了对本发明的技术特征、目的和有益效果有更加清楚的理解，现结合以下具体实施例对本发明的技术方案进行以下详细说明，但不能理解为对本发明的可实施范围的限定。
[0055] 实施例1
[0056] 本实施例提供了一种乙烯生产和乙苯生产的组合系统，该系统的示意图如图1所示，从图1中可以看出，其包括裂解转化单元1、工艺气压缩净化单元2、吸收解吸单元3、丙烯精制单元4、干气制乙苯单元5、重组分分离单元7、裂解炉8及尾气回收单元6；
[0057] 所述裂解转化单元通过管路经由工艺气压缩净化单元与所述吸收解吸单元相连；该工艺气压缩净化单元通过管路与所述重组分分离单元相连；该吸收解吸单元通过管路分别与所述丙烯精制单元、干气制乙苯单元、重组分分离单元相连；该重组分分离单元的出口通过管路分别与所述裂解转化单元、干气制乙苯单元相连；该干气制乙苯单元通过管路与所述尾气回收单元相连；
[0058] 该裂解炉的气体出口通过管路与裂解转化单元、工艺气压缩净化单元之间的管路相连；该裂解炉的气体入口通过管路与所述丙烯精制单元的丙烷出口、尾气回收单元的乙烷出口相连。
[0059] 实施例2
[0060] 本实施例提供了一种乙烯生产和乙苯生产的组合工艺，该工艺的具体流程图如图1所示，从图1中可以看出，其包括以下步骤：
[0061] (1)裂解转化：将原料轻油54360kg/h(物流101)与水蒸汽(物流114)经
过热后，通入催化转化反应器内，与700℃左右的高温催化剂
接触发生反应，转化成富含低碳烯烃、水蒸汽及少量其它气体的混合气，与裂解炉的裂解气混合，经热量回收后，进入工艺气压缩净化单元。混合气的具体组成见物流102。
[0062] (2)乙烷、丙烷的热裂解：将系统产生的丙烷、乙烷经后续分离步骤分离出来后返回裂解炉进行蒸汽裂解，产生的裂解气与转化反应器的产物一同混合经热量回收后进入工艺气压缩净化单元。
[0063] (3)工艺气压缩净化：转化系统及裂解炉出口的高温混合气经热量回收副产高压蒸汽后，混合气再经增压至1.5MPaG，净化脱除酸性气、乙炔、氧等少量杂质，同时混合气内少量的重烃组分经加压后也被分离出来。净化后的混合气主要组成为甲烷、氢气、低碳烃类以及少量C5以上烃类，具体组成见物流103。
[0064] (4)吸收解吸：利用系统循环的芳烃汽油作吸收剂，先将工艺气内C3及以上重组份吸收下来，同时少量C2等轻组份也被吸收，然后经解吸塔将富吸收液内少量C2解吸出去，实现C3及以上重组份与C2以下轻组份(物流104)的完全分离。解吸液再经脱C3塔将丙烷、丙烯分离出去(物流105)，剩余C4及以上组分进入芳烃分离单元。其中，吸收塔操作温度为：-35℃，操作压力：1.2MPaG。
[0065] (5)丙烯精制：经吸收解吸分离出的C3经丙烯精制单元，将丙烷与丙烯进行分离，丙烷返回裂解炉(物流107)，同时分离出高纯度丙烯(物流106)，丙烯纯度大于99.6％。
[0066] (6)芳烃分离：从工艺气热回收及吸收解吸单元来的重组份经芳烃分离抽提塔将C4-C6非芳烃分离出来返回到转化反应器(物流108)，剩下的重烃组分主要为芳烃汽油，其中一部分打循环作为吸收塔的吸收剂，一部分作为产品送出装置，物料组成见物流109；所得纯苯(物流115)送至乙苯装置进行干气制备乙苯。
[0067] (7)干气制乙苯：从吸收解吸单元来的富乙烯气(乙烯含量为48.3wt％)(物流104)，与乙苯装置的原料苯(物流116)进行反应生成乙苯(物流117)，反应后的尾气进入PSA尾气回收单元(物流110)。
[0068] (8)PSA尾气回收：乙苯装置反应后的尾气主要为甲烷、乙烷、氢气，利用变压吸附的原理分离乙烷、氢气以及甲烷尾气(物流111、112、113)，获得纯度大于99.9％的氢气供全厂使用，乙烷返回装置裂解炉，剩余的甲烷尾气作为燃料气进全厂燃料气管网。
[0069] 实施例1中涉及的各个物流数据如表1-2所示。
[0070] 表1
[0071]
[0072] 表2
[0073]
[0074] 从表1-2中可以看出，采用本发明所提供的乙烯生产与乙苯生产的组合技术，可以很好地达到生产乙苯的目的，而不再需要采用复杂冗长的乙烯深冷分离系统，分离出纯乙烯后再去生产乙苯，缩短了工艺流程，节省设备投资。
[0075] 以上已详细描述了本发明的实施方案，对本领域技术人员来说很显然可以做很多改进和变化而不背离本发明的基本过程。所有这些变化和改进都在本发明的保护范围之内。
