胡志彥

（中國石化 北京化工研究院，北京 100013）

丙烷脫氫反應氣的分離方案研究

胡志彥

（中國石化 北京化工研究院，北京 100013）

設計了一種用淺冷油吸收技術分離丙烷脫氫反應氣的方案（方案一），并在方案一的基礎上引入膜分離技術預先分離出丙烷脫氫反應氣中的氫氣（方案二），借助VMGSim流程模擬軟件對兩種工藝方案進行計算，考察了兩種分離方案的產品產量、收率及操作條件和能耗對比。實驗結果表明，兩種方案得到的產品丙烯、丙烷的純度基本一致。方案一在綜合能耗上較高，吸收劑的用量較多，方案二多了一股氫氣產品，在綜合投資、能耗、經濟效益等方面，方案二優(yōu)于方案一。

丙烷脫氫；分離工藝；淺冷油吸收技術；膜分離

丙烯作為一種重要的化工原料，廣泛應用于合成聚丙烯、丙烯腈、丙烯酸等［1］。目前，丙烯的供應主要來自蒸汽裂解制乙烯和石油煉制的催化裂化工藝。全球約60%的丙烯產量來自蒸汽裂解裝置，來自催化裂化的約占35%［2］。隨著頁巖氣的大規(guī)模應用，它的副產物乙烷逐步取代石腦油成為乙烯裂解的主要原料，導致副產物丙烯產量大幅下降，而丙烯下游衍生物的需求卻一直在增長，丙烯的需求缺口不斷加大［3］。因此，生產丙烯的技術引起人們更多的關注［4］。其中，丙烷脫氫（PDH）技術以單一丙烷生產單一產品丙烯成為最有競爭力的丙烯工藝。

目前全球較完善的PDH技術有：UOP公司的催化脫氫Oleflex連續(xù)移動床工藝、CBI Lummus公司的Catofin循環(huán)多反應器系統(tǒng)工藝、Krupp Uhde公司的STAR工藝、Linde-BASF公司的PDH工藝等［5］。其中，Oleflex和 Catofin工藝在工業(yè)上應用較多。兩種工藝PDH反應產物的分離流程非常相近，反應氣經過冷卻、壓縮、干燥后進入冷箱，丙烯和未反應丙烷的混合物在冷箱中被冷凝后送入精餾單元回收丙烯和再循環(huán)丙烷。分離流程較為冗長，且均通過冷箱深冷，能耗和設備投資較高［6］。

本工作利用淺冷油吸收法，引入膜分離裝置，借助于VMGSim流程模擬，對于PDH反應氣的分離方案進行了研究，考察了兩種分離方案的產品產量、收率及操作條件和能耗對比。

1 PDH反應氣分離工藝流程

油吸收法利用吸收劑對氣體中各組分的溶解度的不同來分離氣體混合物［7-10］，根據吸收溫度的不同，可分為三種方法：深冷油吸收法（低于-80 ℃）、中冷油吸收法（一般為-20～-40 ℃，最低-70～-80℃）和淺冷油吸收法（高于0 ℃）。其中，深冷油吸收法和中冷油吸收法需要對原料進行精制除雜質預處理，且操作溫度低，制冷負荷重、能耗相對較大，同時關鍵設備往往需要低溫碳鋼，投資較高。

為進一步提高吸收溫度、節(jié)省低溫冷量消耗和設備投資，中國石化北京化工研究院進一步開發(fā)了淺冷油（10～15 ℃）吸收法回收煉廠干氣的工藝［11-14］。淺冷油吸收技術具有回收率高、產品品質高、流程簡單、操作簡便、運轉周期長、對原料適應性強、占地面積小、投資少、綜合能耗相對較低等優(yōu)點［15］，同樣適用于富含碳三的PDH反應氣。

膜分離技術作為一種高新技術，與傳統(tǒng)的分離技術相比，具有結構簡單，設備體積小，不發(fā)生相變化，能耗低等特點。其中，氫氣回收膜已廣泛應用于回收煉廠氣中的氫氣［16-17］。PDH反應氣中也含有大量的氫氣，若被作為燃料氣使用，也是一種寶貴的資源浪費。因此考慮將膜分離裝置引入PDH反應氣的分離工藝中。

本工作采用流程模擬軟件VMGSim 7.1對PDH反應氣分離工藝流程進行了模擬計算。裝置設計規(guī)模為0.2 M t/a，設計年操作時間8 000 h。進入分離系統(tǒng)的PDH反應氣性質見表1，反應氣溫度默認為PDH反應器出口氣體急冷至40 ℃，組成未考慮和少量水及CO，CO2，N2等組分。吸收劑采用醚后C4，其組成見表2。

表1 PDH反應氣性質Table 1 Properties of the propane dehydrogenation(PDH) reaction gas

表2 C4吸收劑組成Table 2 Composition of C4 absorbent

1.1 PDH反應氣分離方案一

方案一的工藝流程見圖1。PDH反應氣采用三段離心式壓縮機壓縮，逐段進行升壓，最終壓縮至約3.0 MPa。段前均設置吸入罐，段后用循環(huán)水冷卻至40 ℃。三段出口反應氣用循環(huán)水和冷媒水逐級冷至15 ℃后送入閃蒸罐，分離出的氣相和凝液分別送入碳四吸收塔的下部和上部，采用淺冷油吸收技術，以醚后碳四作為吸收劑，將PDH反應氣中的碳三組分吸收下來，塔頂采出的未被吸收的碳二、甲烷、氫氣等輕組分，可作為燃料氣使用。碳四吸收塔釜采出的富碳四吸收劑依靠壓差進入碳四解吸塔，碳四解吸塔釜得到的貧碳四吸收劑經換熱、冷卻后送入碳四吸收塔頂循環(huán)使用。經解吸后從塔頂?shù)玫礁缓?、丙烷的提濃氣送入丙烯精餾塔。在丙烯精餾塔頂?shù)玫礁呒兌鹊臍庀啾┊a品，塔底得到的液相丙烷可以返回PDH反應裝置循環(huán)利用。各塔再沸器均采用0.48 MPa低壓蒸汽加熱。冷量由33 ℃的循環(huán)水和7 ℃冷媒水提供。

圖1 方案一工藝流程Fig.1 The processing flow of Scheme Ⅰ.

1.2 PDH反應氣分離方案二

方案二的工藝流程見圖2。與方案一相比，方案二增加了一套膜分離裝置，膜分離裝置的詳細操作條件和數(shù)據參考文獻［16-17］。PDH反應氣采用三段離心式壓縮機壓縮，逐段進行升壓，最終壓縮至4.0 MPa。段前均設置吸入罐，一段二段壓縮機段后用循環(huán)水冷卻至40 ℃。三段出口反應氣溫度為70.6 ℃，直接送入膜分離裝置。較高的溫度可使反應氣遠離露點，保證富烴非滲透氣中不會因為輕烴含量升高冷凝形成液膜而影響膜分離性能。通過膜分離裝置的富氫滲透氣可作為氫氣產品進一步利用。沒有透過膜組件的富烴非滲透氣用循環(huán)水和冷媒水逐級冷至15 ℃后送入閃蒸罐，分離出的氣相和凝液分別送入碳四吸收塔的下部和上部。之后流程與方案一相同，采用淺冷油吸收技術，最終得到高純度的丙烯產品和可在PDH反應中循環(huán)利用的丙烷副產物。

圖2 方案二工藝流程Fig.2 The processing flow of Scheme Ⅱ.

2 結果與討論

通過上述兩個分離方案，均可達到將PDH反應氣分離得到高純度丙烯產品的目的。但由于膜分離裝置的引入，造成了兩個方案產品產量、組成、各塔的操作條件、公用工程及能耗方面存在差異。本工作在規(guī)定碳四吸收塔、碳四解吸塔和丙烯精餾塔中丙烯回收率均大于99%，丙烯產品的純度為99.5%（x）的前提下，對兩個方案進行比較。

2.1 產品產量、收率及組成對比

以PDH反應氣為原料，方案一可獲得主產品丙烯及副產品丙烷和燃料氣，方案二引入膜分離裝置，相比方案一多了一種副產品氫氣，表3為兩種方案獲得的產品組成和收率。從表3可知，方案一所得丙烯10.10 t/h，收率97.76%；丙烷13.10 t/h，收率98.49%；燃料氣7.26 t/h。方案二所得的丙烯10.00 t/h，收率96.88%；丙烷12.92 t/h，收率97.37%；氫氣1.73 t/h，收率80.00%；燃料氣1.95 t/h。方案二多了一種氫氣產品，其余產品產量均略有下降，丙烷和丙烯收率均有所降低。兩種方案中丙烯和丙烷產品組成基本相同，丙烯純度達到了99.50%，丙烷純度大于95.00%。燃料氣組分由于方案二油吸收前膜分離裝置已分離大量氫氣有較大差別。

采用方案一需要補充碳四吸收劑5.45 t/h，方案二需要補充碳四吸收劑1.60 t/h。這是因為方案二PDH反應氣先通過了膜分離裝置，分離了部分氣體減小了油吸收單元的處理量，補充的新鮮吸收劑用量也相應減小。

總體來看，兩種方案回收得到的主產品丙烯純度高達99.5%，可作為優(yōu)質的原料提供給下游產品鏈。副產品丙烷也有著很高的純度，最有效的利用方式就是直接返回PDH反應循環(huán)使用。方案二由于膜分離裝置的引入多了一股優(yōu)質的氫氣產品，減少了大量氫氣直接作為燃料氣導致的資源浪費。方案二得到的丙烯和丙烷的產量和收率均略有下降，這是因為PDH反應氣通過膜分離裝置，富氫滲透氣中會夾帶走一部分的輕烴而導致進入油吸收單元的富烴滲透氣相比原料氣輕烴總量減少，根據現(xiàn)有膜分離技術，輕烴會有2%～10%左右不同程度的損失。

表3 產品收率Table 3 Yield of products

2.2 各塔操作條件和熱負荷對比

在塔壓及理論板數(shù)相同的條件下，對兩種方案中各塔的操作溫度及所需的熱負荷進行了比較，結果見表4。從表4可知，兩種方案中塔的操作溫度基本一致。塔釜溫度均不超過130 ℃，用0.48 MPa的低壓蒸汽加熱完全可以滿足，加熱介質易得。根據碳四解吸塔和丙烯精餾塔塔頂溫度，冷凝器用循環(huán)水提供冷量既可。從熱負荷來看，方案二中三個塔的再沸器和冷凝器所需的熱負荷均低于方案一，因為兩種方案各個塔的分離指標一樣，方案二PDH反應氣先通過了膜分離裝置，分離出了一股氫氣產品減小了油吸收單元的處理量，因此負荷有所下降。

表4 塔設備工藝操作條件Table 4 Operation conditions of towers

2.3 公用工程及能耗對比

兩種方案所需的主要公用工程耗量及相應的能耗折算值見表5。從表5可看出，兩種方案的主要差別在于電耗。由于方案二中引入膜分離裝置，為了達到分離要求需要PDH反應氣利用壓縮機升壓到4.0 MPa，壓縮機電耗比方案一略高，后續(xù)降溫也比方案一多消耗循環(huán)水。方案二PDH反應氣先通過了膜分離裝置，分離了部分氣體減小了后續(xù)流程的處理量，各個塔的負荷和達到淺冷條件需要的冷量均有所降低。使得方案二消耗的低壓蒸汽和冷凍水的量略低于方案一。經過折算，方案一的綜合能耗（以標準油計）為8 493.2 kg/h（每t原料的能耗合標準油339.7 kg），高于方案二的8 419.9 kg/h（每t原料的能耗合標準油336.8 kg）。

表5 公用工程及能耗表Table 5 Utilities and energy consumption

3 結論

1）利用淺冷油吸收法設計了一種PDH反應氣分離的工藝方案（方案一），在方案一的基礎上引入膜分離技術預先分離出PDH反應氣中的氫氣（方案二），方案一所得的丙烯純度99.50%，收率97.76%；丙烷純度95.44%，收率98.49%。方案二所得丙烯純度99.50%，收率96.88%；丙烷純度95.63%，收率97.37%；氫氣純度97.61%，收率80.00%。

2）方案一在綜合能耗上略高，碳四吸收劑的用量較多，方案二多了一股氫氣產品，吸收劑用量少，綜合能耗降低，在綜合投資、能耗、經濟效益等方面，方案二優(yōu)于方案一。

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Study on separation process in propane dehydrogenation to propylene

Hu Zhiyan
（Sinopec Beijing Research Institute of Chemical Industry，Beijing 100013，China）

The cold oil absorption technology is adopted to separate propylene from the gas mixture of propane dehydrogenation reaction(Scheme Ⅰ). The membrane separation technology is used to preseparate hydrogen from the m ixture(Scheme Ⅱ) on the basis of Scheme Ⅰ. Product output，yield，operation condition and energy consumption in the two schemes are investigated by the VMGSim software. Simulation results reveal that the purity of propylene and propane is basically the same in these two schemes. Beyond that，Scheme Ⅰ has larger absorbent consumption as well as higher product yield whereas Scheme Ⅱ consumes less energy but brings out an extra product of hydrogen. Compared with SchemeⅠ，Scheme Ⅱ is better by considering the combined eff ects of investment，energy consumption and econom ic benefi t.

propane dehydrogenation；separation process；shallow-cool oil-absorption technology；membrane separation

1000-8144（2017）09-1174-05

TQ 028

A

2017-03-23；［修改稿日期］2017-06-15。

胡志彥（1985—），男，浙江省慈溪市人，博士，工程師，電話 13701203345，電郵 huzy.bjhy@sinopec.com。

10.3969/j.issn.1000-8144.2017.09.013

（編輯 平春霞）