1、1 15 5裂解气的净化与分离裂解气的净化与分离 P70P70 1.5.1裂解气的预分离 裂解气的预分离是将裂解气中的裂解燃料油、裂解汽油、C4以上馏分分离。裂解汽油是烃类裂解的副产品，C5至204馏分。裂解燃料油 是烃类裂解副产品，指沸点在200以上的重组分。沸程在200360的馏分称为裂解轻质燃料油，相当于柴油馏分，但大部分为杂环芳烃，其中，烷基萘含量较高，可作为脱烷基制萘的原料。沸程在360以上的馏分称为裂解重质燃料油，相当于常压重油馏分。除作燃料外，由于裂解重质燃料油的灰分低，是生产碳黑的良好原料。1预分馏过程 高温裂解气经急冷锅炉和急冷器冷却，温度降至200300；然后将裂解气进一步
2、冷却至常温，并在冷却过程中将重组分及水分离出来。这个过程是裂解气的预分馏。预分馏后的裂解气经压缩后送入分离系统分离为各种产品。裂解气先经油洗塔冷却将重质燃料油馏分先分离出来，然后再经水洗塔冷却，分离出裂解汽油和水分。轻烃裂解的裂解气中重质馏分少，预分馏流程不必经过油洗塔。图1-20裂解气预分馏流程示意图 850 450 200300 180200 100110 40 80 裂解炉塔顶约裂解汽油裂解原料急 冷锅 炉急冷器油洗塔水洗塔塔顶 裂解气塔釜塔釜约冷却冷却油水分离 器汽提和冷 却稀释汽稀释蒸汽发生急冷油急冷水工艺水汽提和冷 却裂解燃料油工艺水汽 提2油洗系统 裂解气在急冷器中经急冷油急冷后
3、,与急冷油一起进入油洗塔,塔顶用裂解汽油喷淋冷却。水蒸汽和裂解汽油以下轻组分沿用至今塔上行从塔顶采出进入水洗塔。轻柴油馏分从塔侧线采出。急冷油和重馏分油从塔底采出，过滤除去碎焦，部分作裂解燃料油，部分作急冷油循环使用。少部分作塔中段回流。急冷油先去稀释蒸汽发生器换热冷却。操作温度：塔顶100110，塔底180200。塔顶温度保证水蒸汽全部由塔顶气体带出，塔顶气体又不致含重馏分。塔底温度高有利于减少稀释蒸汽发生器换热面积，温度低可降低急冷油粘度。塔底温度应保证急冷油的粘度在适当水平，通常为4.55.5cm2/s（50）。为保证急冷油粘度，可调入调质油，一般是芳烃含量高的二次加工油。油洗塔塔板数约
4、2030块。上段也可用填料。3水洗系统 油洗塔顶的裂解气进入水洗塔底部，塔顶用急冷水喷淋、冷却。轻组分沿塔上行，从塔顶采出进入裂解气压缩机压缩。水和裂解汽油从塔底出进入油水分离器。裂解汽油大部分去油洗塔作喷淋，部分作为品送出装置。油水分离器分离出来水经汽提后送去稀释蒸汽发生系统。塔顶温度40左右。塔顶温度低可减少水分和重组分带入裂解气压缩机。塔底温度8090。塔底温度高有利于急冷水热量回收。急冷水和工艺水在160170的较高温度下，腐蚀较严重。通常调节PH值和加入缓蚀剂，减轻腐蚀。水洗塔塔板数约1220块。也可用填料塔。1 15 52 2裂解气的净化裂解气的净化 1裂解气分离过程 裂解气的分离
5、由三个系统构成：气体净化系统，压缩与冷冻系统，精馏分离系统。分离方法：分离方法：深冷分离法深冷分离法（目前广泛采用的方法）；油吸收分离法油吸收分离法（在-40下，用C3、C4或芳烃将C2以上的馏分吸收下来，然后精馏分离出乙烯）;络合物分离法络合物分离法（用金属盐络合烯烃，分离出烯烃）。表1-20裂解气的典型组成 P75裂解原料乙烷轻烃石脑油轻柴油减压柴油转化率65%中深度中深度高深度组成%（体）H234.0018.2014.0913.1812.75C O C O2 H2S 0.190.330.320.270.36CH44.3919.8326.7821.2420.89C2H20.190.460.
6、410.370.46C2H431.5128.8126.1029.3429.62C2H624.359.275.787.587.03C3H40.520.480.540.48C3H60.767.6810.3011.4210.34C3H81.550.340.360.22C40.183.444.855.215.36C50.090.951.040.511.29C62042.704.534.585.05H2O4.366.264.955.406.15平均分子量18.8924.9026.8328.0128.38（1 1）深冷分离法）深冷分离法 通常用精馏方法将裂解气组分进行分离，精馏塔顶必需有液相回流。所以裂解
7、气组分必需能在塔顶冷凝冷却系统冷凝下来。在一定压力下，C3以上馏分可在常温下进行分离，C2馏分需要在-40左右分离，氢和甲烷要在-90以下低温才能分离。这种深度低温精馏分离的方法称为深冷分离法。深冷分离法能耗低、烯烃回收率高，产品质量好，可得到高纯度氢气和甲烷。为工业上普遍采用。低级烃类的主要物理常数 名称沸点/临界温度/临界压力/MPa名称沸点/临界温度/临界压力/MPaH2-252.5-239.81.307C3H8-42.0796.84.306CO-191.5-140.23.469i-C4H10-11.71353.696CH4-161.5-82.34.641i-C4H8-6.9144.74
8、.002C2H2-83.635.76.242C4H8-1-6.261464.018C2H4-103.89.75.1321,3-C4H6-4.41524.356C2H6-88.633.04.924n-C4H10-0.50152.23.780C3H4c-C4H8-23.71604.204C3H6-47.791.44.600t-C4H8-20.91554.102深冷分离流程可分类 深冷分离流程可分为三类：顺序分离流程、前脱乙烷流程、前脱丙烷流程。a.a.顺序分离流程，顺序分离流程，是最传统的流程，工艺简单，适用于所有裂解原料。见P76图1-21。裂解气经压缩、碱洗、干燥后，依次进入脱甲烷塔、脱乙烷塔
9、、脱丙烷塔、脱丁烷塔系统，按C1C2C3C4的顺序进行分离。流程应这种用最广泛。b b 前脱乙烷流程前脱乙烷流程 通常被认为适合于以乙烷为原料的乙烯装置，但也有公司将其用于液体原料。裂解气经压缩、碱洗、干燥后，先进入脱乙烷塔系统，将C2以下馏分与C3以上馏分分开，然后再分别进行分离。Linde公司采用这种流程。c c 前脱丙烷流程，前脱丙烷流程，适用于液体原料，由于流程简单、运行稳定、开车时间短等特点受到用户好评。裂解气经压缩、碱洗、干燥后，先进入脱丙烷塔系统，将C3以下馏分与C4以上馏分分开，C3以下馏分再经裂解气压缩机高压段继续压缩，然后按C1C2C3的顺序分离。图1-21 典型顺序深冷分
10、离流程（Lummus公司）1,2,3段5,6段干燥器碱洗塔冷箱甲烷化干燥干燥C 加氢干燥C 加氢裂解气甲烷裂解气压缩机脱甲烷塔脱乙烷塔乙烯精馏塔循环气脱丙烷塔丙烯精馏塔脱丁烷塔乙烷副产氢丙烯产品C 产品裂解汽油产品丙烷产品乙烯产品234 在多组分系统的精馏分离中，合理地组织好流程，对于建设投资、能量消耗、操作费用、运转周期、产品的产量和质量、生产安全都有极大的关系。表 深冷分离三种代表性流程的比较项目顺序流程前脱乙烷流程前脱丙烷流程操作中的问题脱甲烷塔居首，釜温低，不易堵再沸器脱乙烷塔居首，压力高，釜温高，如C4以上烃含量多，二烯烃在再沸器聚合，影响操作且损失丁二烯脱丙烷塔居首,置于压缩机段间
11、除去C4以上烃,再送入脱甲烷塔、脱乙烷、可防止二烯烃聚合以原料的适应性不论裂解气是轻、是重，都能适应不能处理含丁二烯多的裂解气,最适合含C3、C4烃较多,但丁二烯少的气体,如炼厂气分离后裂解的裂解气脱丙烷塔居首，可先除去C4及更重的烃，故可处理较重裂解气，对含C4轻较多的裂解气，此流程更能体现出其优点冷量消耗全馏分进入甲烷塔，加重甲烷，加重甲烷塔冷冻负荷，消耗高能位的冷量多，消耗高能位的冷量多，冷量利用不够合理C3、C4烃不在甲烷塔冷凝，而在脱乙烷塔冷凝，消耗低能位的冷量，冷量利用合理C4烃在脱丙烷塔冷凝，冷量利用比较合理分子筛干燥负荷分子筛干燥是放在流程中压力较高温度较低的位置，吸附有利，容
12、易保证裂解气的露点，负荷小情况同左由于脱丙烷塔移在压缩机三段出口，分子筛干燥只能放在压力较低的位置，且三段出口C3以上重烃不能较多冷凝下来，影响分子筛吸附性能，所以负荷大，费用大塔径大小因全馏分进入甲烷塔，负荷大，深冷塔直径大，耐低温合金钢耗用多因脱乙烷塔已除C3以上烃，甲烷塔负荷轻，直径小，耐低温合金钢可节省。而脱乙烷塔因压力高提馏段液体表面张力小，脱乙烷塔直径大情况介乎前两流程之间设备流程长，设备多视采用加氢方案不同而异采用前加氢时，设备较少（2）油吸收分离法 油吸收分离法是利用吸收剂（例如C3C4）吸收裂解气中C2以上馏分，分离出氢和甲烷，再用精馏分离方法将C2以上馏分分开。分离过程 只
13、需-40左右的低温，制冷系统大为简化，投资相应降低。但不能得到氢气产品。另外，该法需大量循环剂量，能耗高，烯烃损失大，已被深冷分离法取代。裂解气分离过程主要由净化系统、压缩的制冷系统、精馏分离系统三部分组成。2酸性气脱除 裂解气中的酸性杂质是指H2S、CO2，还有少量有机硫化物。这些杂质对深冷分离过程有很大危害：腐蚀、催化剂中毒、CO2会在低温下结成干冰，造成深冷分离系统设备和管道堵塞。而且这些杂质不脱除，进入乙烯，丙烯产品，使产品达不到规定的标准。所以必须脱除这些杂质，对裂解气进行净化。（1）碱洗法 酸性杂质含量较低的裂解气，可用碱洗法。在4050、11.8MPa条件下，用1020%的NaO
14、H溶液中和酸性气。碱洗在裂解气压缩机的段间进行。碱洗过程中，裂解气中的不饱和烃会发生少量聚合，生成黄色粘稠物质“黄油”，可注入裂解汽油溶解。图1-22碱洗工艺流程图 134181933343815%57%23%20%NaOH裂解气去四段入口碱洗塔裂解气来自三段出口预热器急冷水冷凝水或锅炉给水碱槽黄油废碱液装桶脱气罐黄油罐（2）胺吸收法 酸性杂质含量较高的裂解气，碱洗法耗碱量大、碱渣多。这时可用能再生的胺吸收法。胺 吸 收 法 是 用 吸 收 剂 在 高 压 低 温（11.5MPa,4550）下吸收裂解气中的H2S、CO2,在低压高温（0.15MPa,110140）下解吸。吸收反应是可逆的，解吸
15、出来的H2S、CO2可回收利用，吸收剂可反复循环使用。常用的吸收剂是1030%的乙醇胺水溶液。乙醇胺吸收能力强，可循环使用，消耗低，但不如碱洗彻底。一般情况下用碱洗法，或两种方法相结合。3CO脱除 CO沸点在甲烷和氢气之间，为得到合格的氢气产品，需脱除CO。脱除CO主要有甲烷化法和变压吸附法。甲烷化法是在镍催化剂存在下，CO和氢转化为甲烷。CO+3H2CH4+H2O+Q （1-47）预热温度260290，反应器最高温度约430。图1-23 甲烷化工艺流程 P80甲烷化反应器放火炬粗氢来自冷箱冷却水丙烯冷剂加热器高压蒸汽水冷器水分离器去干燥器湿氢输出排放至水洗塔4水份脱除 为避免水份在深冷分离过
16、程中冻结或形成白色结晶水合物（如CH46H2O，C2H67H2O，C3H88H2O等）而堵塞管道和设备，要对裂解气、氢气、乙烯、丙烯进行脱水处理。裂解气在压缩过程中，随压力升高、段间冷凝，已分离出大部分水份，但仍有500ppm的饱和水份含量。要求将水份脱除到1ppm以下（相当于露点-70以下）。甲烷化后的氢气含水600ppm左右，也需脱除。C2C3馏分也要进行脱水干燥。干燥方法：分子筛或活性氧化铝吸附脱水。裂解气干燥用3A分子筛，氢气、C2C3馏分两者都有采用。干燥器采用两台固定床，一脱水干燥，一再生或备用。图1-24 干燥及再生工艺流程图。P81 干燥器A干燥器B湿裂解气湿再生气冷再生气热再
17、生气干裂解气5炔烃脱除 炔烃是裂解过程中生成，含量0.20.5%（V）。影响乙烯、丙烯产吕质量。要求脱至5ppm以下。脱除乙炔的方法：催化加氢法和溶剂吸附法。催化加氢法在催化剂存在下进行选择性加氢，将乙炔转化为乙烯或乙烷。溶剂吸附法是用溶剂将裂解气中的乙炔吸收，解吸时 回 收 高 纯 度 乙 炔。溶 剂 有 二 甲 基 甲 酰 胺（DMF）、N-甲基吡咯烷酮（NMP）和丙酮等。脱除丙炔和丙二烯的的方法也采用催化加氢法，也可采用精馏法。精馏法法流程简单，投资省；但塔底炔烃含量过高可能发生爆炸。已很少用。（1）催化加氢脱乙炔 C2H2+H2C2H4 174.75KJ/mol （1-48）C2H2+
18、H2C2H6 311.67KJ/mol （1-49）C2H4+H2C2H6 136.92KJ/mol （1-50）nC2H2+mH2低聚物(绿油)（1-51）催化加氢分前加氢和后加氢两种工艺。前加氢是在脱甲烷、氢之前，流程可简化、冷量利用合理。但气体组成复杂，催化剂选择性不理想，烯烃损失较大。后加氢是在分离甲烷、氢之后，分别对C2C3馏分加氢，流程较复杂，但可获得较理想的反应条件，提高烯烃收率和稳定性，大多数厂家采用后加氢工艺。催化加氢催化剂 催化加氢催化剂：钴（Co）、镍（Ni）、钯（Pd）作活性组分，铁（Fe）、银（Ag）作助催化剂，a-Al2O3作载体。后加氢脱乙炔典型工艺流程见图1-2
19、5。反应后的气体进入绿油塔，脱去绿油后的C2馏分送去干燥，然后进行乙烯精馏。图1-25 C2馏分加氢脱除乙炔工艺流程 P83图中加氢产物水冷却器可能放错了，该冷却器应放在加氢产物进绿油罐前。碳二馏分去干燥和精馏脱乙烷塔进料来自脱甲烷塔丙烯冷剂再沸器去脱丙烷塔回流罐冷却水冷却器一段加氢反应器A/B二段加氢反应器加热器换热器蒸气开车用管线绿油去油洗塔丙烯冷剂氢气绿油罐（2）催化加氢脱丙炔和丙二烯 C3馏分中炔烃加氢生成丙烯比丙烯加氢生成丙烷容易，选择性比乙炔加氢好。控制反应温度以抑制副反应。C3馏分加氢有气相法和液相法两种。气相法与C2馏分加氢工艺流程相似，但C3馏分要加热汽化。液相法不用将C3馏分汽化。操作温度低，易控制，生产较稳定和安全，低聚物少，可不设绿油塔。流程简化，降低能耗，节省投资。采用钯系催化剂。本节课主要内容 裂解气的预分离裂解气的预分离u预分馏过程u油洗系统u水洗系统 裂解气的净化裂解气的净化u裂解气分离过程 深冷分离法深冷分离法 油吸收分离法u酸性气脱除uCO脱除u水份脱除u炔烃脱除 课外作业 1复习所讲课本内容。2简述裂解气的预分馏和净化。3画：图1-20、图1-21、图1-22、图1-25。课内作业课内作业 班级名称班级名称:学号学号:姓名姓名:日期日期 .1、裂解气预分馏和净化的目的是什么?
