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1、(10)授权公告号 CN 102653505 B (45)授权公告日 2014.08.27 CN 102653505 B (21)申请号 201110052102.4 (22)申请日 2011.03.04 C07C 11/06(2006.01) C07C 7/04(2006.01) C07C 7/148(2006.01) C07C 7/12(2006.01) (73)专利权人 中国石油化工股份有限公司 地址 100728 北京市朝阳区朝阳门北大街 22 号 专利权人 中国石油化工股份有限公司北京 化工研究院 (72)发明人 王育 彭晖 刘海江 王桂英 乐毅 汪晓菁 卢宏亮 张立岩 马天石 (7。
2、4)专利代理机构 北京思创毕升专利事务所 11218 代理人 赵宇 CN 101462057 A,2009.06.24, 全文 . WO 2009/064411 A2,2009.05.22, 全文 . CN 101591215 A,2009.12.02, 全文 . 余学恒 . 炼厂丙烯的精制 .石油化工设 计 .1997, 第 14 卷 ( 第 1 期 ), 第 10-13 页 . (54) 发明名称 一种丙烯精制方法 (57) 摘要 本发明公开了一种丙烯精制方法， 包含以下 步骤 ： (1) 原料丙烯通过精馏气提塔， 精馏气提塔 塔顶析出含有轻组分的丙烯物料 ； (2) 精馏塔塔 顶析出的轻。
3、组分脱 H2O、 CO2、 CO 和 O2， 其中采用铜 系催化剂单独脱除 CO 或者复合脱除 H2、 CO 和 O2； (3) 精馏汽提塔底物料和上个步骤中得到的塔顶 物料混合后， 再经脱硫脱砷脱水脱二氧化碳， 得到 聚合级丙烯。 采用本发明所述的方法， 能有效脱除 丙烯物料中的一氧化碳等多种微量杂质， 降低能 耗， 降低丙烯损失。 (51)Int.Cl. (56)对比文件 审查员 张保集 权利要求书 1 页 说明书 6 页 附图 1 页 (19)中华人民共和国国家知识产权局 (12)发明专利 权利要求书1页 说明书6页 附图1页 (10)授权公告号 CN 102653505 B CN 10。
4、2653505 B 1/1 页 2 1. 一种丙烯精制方法， 其特征在于 ： 所述方法包含以下步骤 ： (1) 原料丙烯通过精馏汽提塔， 精馏气提塔塔顶析出含有轻组分的丙烯物料 ； (2) 精馏塔塔顶析出的轻组分脱 H2O、 CO2、 CO 和 O2， 其中采用铜系催化剂复合脱除 H2、 CO 和 O2； 所述复合脱除 H2、 CO 和 O2的入口反应温度为 120 200； 空速为 100 10,000hr-1， 反应压力为 0.1 6.0MPa ； (3) 经过上述步骤中得到的塔顶物料和精馏汽提塔底物料混合后， 再经脱硫、 脱砷、 脱 水、 脱二氧化碳得到聚合级丙烯。 2. 如权利要求 1。
5、 所述的丙烯精制方法， 其特征在于 ： 所述步骤 (2) 中的铜系催化剂中， 铜是单质态、 还原态或氧化态， 或各种形态的混合 物。 3. 如权利要求 2 所述的丙烯精制方法， 其特征在于 ： 所述步骤 (2) 中的铜系催化剂是以铜或氧化铜为主要活性组分的催化剂， 其他组分包 括 Zr、 Zn、 Mn、 Fe、 Co、 Ag、 La、 Au 和碳钠米管中的一种或多种。 4. 如权利要求 1 所述的丙烯精制方法， 其特征在于 ： 所述步骤 (3) 中的脱硫包括 ： 脱羰基硫和硫化氢， 设置在一个催化剂床层中脱除或者 分别设置催化剂床层脱除。 权 利 要 求 书 CN 102653505 B 2 。
6、1/6 页 3 一种丙烯精制方法 技术领域 0001 本发明涉及石油化工领域， 进一步地说， 是涉及一种丙烯精制方法。 背景技术 0002 丙烯主要从蒸汽裂解和炼厂催化裂化制得， 如孙可华等所报道 ( 石油化工设计， 2004， 21， 2529)， 国际上丙烯70左右来自于蒸汽裂解， 28来自于炼厂催化裂化(FCC) 过程， 而国内丙烯的来源几乎是蒸汽裂解和 FCC 各占一半， 另外近些年来从煤化工路线甲 醇制烯烃 (MTO) 或制丙烯 (MTP) 路线也可得到部分丙烯。丙烯作为原料， 70用于聚丙烯 (PP)， 其他也可用于丙烯腈、 环氧丙烷和丁辛醇等。随着高效聚合催化剂的发展， 对丙烯原。
7、 料的纯度要求越来越高。而炼厂丙烯和煤化工路线得到的丙烯， 往往比裂解丙烯具有更多 和更高含量的杂质， 因而其净化精制难度也高于裂解来丙烯。 0003 丙烯中影响聚合的主要杂质有CO、 O2、 CO2、 水、 砷、 硫、 磷和氯等， 也包括部分轻烃类 和含氧化合物。一般液相丙烯精制可通过精馏汽提塔和吸附床层实现。常温液相条件， 脱 水、 脱 CO2、 脱氧、 脱砷、 脱硫和脱磷等均可通过现有技术提供的催化剂或吸附剂通过吸附床 层实现， 但一氧化碳的催化床层脱除往往是气相法脱除， 即使现有技术报道的国外液相脱 CO 催化剂也存在脱一氧化碳容量太低的问题。值得引起注意的是， 一氧化碳对聚合活性的 。
8、影响相当大， 如逯云峰等 ( 四川化工， 2005， 8， 24 30) 所报道， 出口一氧化碳从 0.03wppm 提高到 0.1wppm 时， 丙烯聚合催化剂的活性会从 85降低到 55左右。在催化床层无法 实现液相丙烯脱一氧化碳的情况下， 一般认为可通过两种方式 1) 精馏汽提法， 2) 丙烯汽化 法。考虑到丙烯汽化法的能耗较高和存在相变等因素， 一般现有技术采用精馏汽提法。但 精馏汽提法的缺点在于， 损失了丙烯的收率， 影响了厂家的经济效益。因此， 如果能够有一 种工艺有效脱除一氧化碳同时又能提高经济效益， 则具有非常重要的意义。 0004 丙烯精制中的脱 CO 技术， 是该工艺路线中。
9、的一个难点。如况成承等 ( 炼油设计， 1999， 29， 42 44) 所述， 将液相丙烯由丙烯蒸发器首先加热使之汽化成 40的气体， 再通 过丙烯换热器和丙烯加热器使气态丙烯过热至 100 130， 之后进入吸附器。王桂英等 ( 石油化工， 2007， 36， 944 947) 报道了采用 BR-9201 催化剂脱除气相乙烯中的微量一氧 化碳， 可在空速 1,000 4,500hr-1， 反应温度 70 120下， 将入口一氧化碳从入口 2 5ppm 脱除至 0.1ppm 以下， 该催化剂已在国内多家石化企业运行近二十余年， 效果良好。但 是该催化剂并不适用于液相丙烯中一氧化碳的脱除。王树。
10、立等报道了 ( 石化技术与应用， 2009， 27， 159 161)， 在操作温度 10 50下， 采用一种固定床催化剂可将炼厂丙烯中的 一氧化碳体积分数从约0.1vppm脱除至0.02vppm。 该催化剂能够在低温液相丙烯中的一氧 化碳， 但进口一氧化碳含量太低， 不适用液相丙烯中一氧化碳含量较高的情况。 0005 精馏汽提塔是丙烯聚合精制过程中的重要工段。如余学恒等 ( 石油化工设计， 1997， 14(1)， 10 13) 所报道， 由于丙烯中 O2、 CO、 CO2等轻组分量少而浓度会波动， 所以 为确保丙烯的质量， 采用一氧化碳汽提塔脱除微量轻组分， 塔底馏分组成中 CO 可以小于。
11、 0.0310-6V/V。由于汽提法脱微量轻组分， 主组分没有相变过程， 所以它比采用气相法催 说 明 书 CN 102653505 B 3 2/6 页 4 化脱 CO 要大大节约能量。但是精馏汽提， 会导致损失塔顶的丙烯， 降低了其经济效益。 0006 专利 CN101255089A 提到采用炼厂丙烯脱硫脱氯脱砷脱磷脱氧脱氮等， 但是根本 没提到脱一氧化碳的问题。专利 CN101250080 提到甲醇制烯烃流程中的烯烃精制问题， 但 是没有提到一氧化碳气相或液相脱除的问题。 0007 综上所述， 现有专利和技术所公开的方法， 丙烯损失量大、 能耗较高或一氧化碳等 杂质未能有效脱除等问题。 因。
12、此， 需要开发一种工艺能够降低丙烯损失、 有效脱除丙烯物料 流杂质、 降低能耗并提高经济效益的丙烯精制方法。 发明内容 0008 为解决现有技术中存在的丙烯损失量大、 能耗较高或一氧化碳等杂质未能有效脱 除等问题， 本发明提供了一种丙烯精制方法， 能有效脱除丙烯物料中的一氧化碳等多种微 量杂质， 降低能耗， 降低丙烯损失。 0009 本发明的目的是提供一种丙烯精制方法。 0010 所述方法包含以下步骤 ： 0011 (1) 原料丙烯通过精馏气提塔， 精馏气提塔塔顶析出含有轻组分的丙烯物料 ； 0012 (2) 精馏塔塔顶析出的轻组分脱 H2O、 CO2、 CO 和 O2， 其中采用铜系催化剂单。
13、独脱除 CO 或者复合脱除 H2、 CO 和 O2； 0013 所述单独脱除 CO 或者复合脱除 H2、 CO 和 O2的入口反应温度为 20 240， 优选 反应温度为 70 200， 更优选反应温度为 70 120； 空速为 100 10,000hr-1， 反应压 力为 0.1 6.0MPa ； 入口物料中 H2、 CO 和 O2含量一般不高于 100ppm、 15ppm 和 1000ppm ； 经 过脱除后， 出口物料中 H2、 CO 和 O2含量明显降低， 分别不高于 5ppm、 0.1ppm 和 0.1ppm ； 甚至 可以达到不高于 1ppm、 0.01ppm 和 0.03ppm。。
14、 0014 (3) 精馏汽提塔底物料和步骤 (2) 中得到的物料混合后， 再经脱硫脱砷， 脱水、 脱 二氧化碳得到聚合级丙烯。 0015 所述步骤 (2) 中的铜系催化剂中， 铜是单质态、 还原态或氧化态， 或各种形态的混 合物， 铜系催化剂是以铜或氧化铜为主要活性组分的催化剂， 其他组分包括 Zr、 Zn、 Mn、 Fe、 Co、 Ag、 La、 Au 和碳钠米管中的一种或多种。可优选选本领域所熟知的中国石化北京化工 研究院生产的 BR-9201、 或 Hoplicate 催化剂， 或 CN200810117896.6 所述的铜锆催化剂， 或 CN200810224858.0 所述的 Au/。
15、CuOx 催化剂， 或 CN200710303718.8 所述的含有无定型 ZrO2 的铜锌锆催化剂， CN 201010208956.2 所公开的含碳纳米管的铜基催化剂， 或其他各领域所 涉及的铜系列催化剂。 0016 具体技术方案可包括如下步骤 ： 0017 ( 一 ) 精馏汽提 0018 原料丙烯为从炼厂 FCC 或甲醇制烯烃或其他工艺得到的丙烯物料， 压力为 1.0 6.0MPa， 温度为 10 60。汽提塔顶物料占进料量的 5 30， 具体视操作情况而定。塔 底物料中， 达到如下要求。CO ： 0.03ppm， O2： 0.1ppm， H2： 5ppm， CO2 1ppm 等。 00。
16、19 根据原料丙烯中水含量的多少， 如果水含量过多， 可在精馏汽提塔前加一个脱水 塔。 0020 塔顶脱水脱 CO2 说 明 书 CN 102653505 B 4 3/6 页 5 0021 从精馏塔顶出来的物料含有微量的二氧化碳和水， 需要脱除。脱水和脱 CO2 过程 可在一个反应器中进行， 也可单独分开进行。脱水和脱 CO2采用本行业所共知的方法， 如通 过固碱塔、 分子筛等吸附剂吸附脱除。 0022 塔顶气相脱除 ( 单独脱 CO 或复合脱 H2、 CO 和 O2) ： 0023 塔顶液相丙烯物料在脱水脱二氧化碳之后， 需要通过换热器加热至 70 200。 可通过铜催化剂床层， 单独脱除C。
17、O或复合脱除H2、 CO和氧气。 上述过程的入口温度为20 240， 优选为 70 240， 更优选 120 200 ； 空速为 100 10,000hr-1， 反应压力为 1.0 3.5MPa。入口物料中 H2、 CO 和 O2含量一般不高于 100ppm、 15ppm 和 1000ppm ； 经过脱 除出口物料中 H2、 CO 和 O2含量明显降低， 分别不高于 5ppm、 0.1ppm 和 0.1ppm ； 甚至可达到 不高于 1ppm、 0.01ppm 和 0.03ppm。 0024 塔顶气相单独脱除一氧化碳， 之后必须需串联一个气相脱氧装置， 这样之后塔顶 汽化和塔底混合后的产物无需。
18、再加脱氧塔。 0025 塔顶气相产物复合脱除多种组分后， 按照化学计量比 ( 即 ： 1 摩尔氢气或一氧化碳 分别对应 0.5 摩尔的氧气 )， 如果氧过量较多， 需串联一个脱氧床层 ； 如果氧不足或过量不 大， 则无需串联脱氧床层。 0026 塔顶气相脱 O2 0027 塔顶丙烯物料在脱一氧化碳或复合脱除之后， 可通过脱氧催化剂床层， 反应温度 为 10 150， 优选为 70 150。可选本行业所熟知的气相脱氧剂。 0028 ( 二 ) 合流后液相脱水、 氧、 硫、 磷、 砷、 二氧化碳等。 0029 如 1) 脱水 ； 2) 脱硫 ； 3) 脱砷 ： 4) 脱氧 ； 5) 脱二氧化碳脱水。
19、。该过程可根据实际情 况全部选择或者只选其中的两项以上或多项。 脱硫包括 ： 脱羰基硫和硫化氢， 设置在一个催 化剂床层中脱除或者分别设置催化剂床层脱除。 0030 一般来说， 固碱塔可用于粗脱水、 脱硫和脱二氧化碳， 而分子筛可用于进一步深度 脱水和二氧化碳 ； 0031 气相乙烯或丙烯中一氧化碳的脱除可采用中国石化北京化工研究院生产的 BR-9201催化剂或BASF公司的G-66B催化剂或其他该专业领域所熟知的或所公开的专利文 献报道的催化剂 ； 液相丙烯脱一氧化碳如 BASF 的 R3-17 催化剂、 CN200810117896.6 所述的 铜锆催化剂或其他该专业领域所熟知的或所公开的。
20、专利文献报道的催化剂。 0032 复合脱除催化剂如权利要求 2 3 所述的催化剂， 或如 CN200810117896.6 所述的 铜锆催化剂， 或如 CN 201010208956.2 所公开的含碳纳米管的铜基催化剂。 0033 脱硫， 包括脱羰基硫和硫化氢， 这两种硫的脱除可以放在一个催化剂床层中脱除， 也可以单独设置催化剂床层脱除， 如西北化工研究院开发的 T530 和 T305 催化剂、 BASF 公司的羰基硫水解催化剂 R10-15 和氧化锌脱硫剂 R5-10， 或其他该专业领域所熟知的或 所公开的专利文献报道的催化剂这两种催化剂串联可以将液相丙烯中的硫脱除至于小于 0.05ppm。。
21、 0034 液相脱砷剂如 BASF 的 R3-12 氧化铜脱砷剂、 中国石化北京化工研究院的 BC-DTS-97 低温脱砷剂、 昆山精细化工研究所的 KTA-2 型催化剂或其他该专业领域所熟知 的或所公开的专利文献报道的催化剂。 0035 气相脱氧剂可采用 CN1955150A 实施例一公开的催化剂或大连化物所的 PEE 型催 说 明 书 CN 102653505 B 5 4/6 页 6 化剂， 液相脱氧可采用大连化物所的 BH 型催化剂。 0036 在本发明中， 如果没有特别指出， 催化剂的百分比含量是以重量计， 物质杂质的含 量 ppm 和 ppb 也以重量计。 0037 本发明所述方法在。
22、丙烯精制前后微量杂质的含量如下 ： 0038 精制前炼厂丙烯物料的微量杂质组成为 ： 水 ： 5 1000wppm， CO ： 0.1 1000ppm， O2： 0.1 1000ppm， H2： 1 10ppm， H2S ： 0.1 1000ppm， COS ： 0.1 1000ppm， 总硫 ： 1 3000ppm， 砷 ： 0.1 100ppm 等 0039 精制后丙烯的物料 ： 水 ： 2wppm， CO ： 0.03ppm， O2： 0.1ppm， H2： 1ppm， H2S ： 0.1ppm， COS ： 0.1ppm， 总硫 ： 1ppm， 砷 ： 0.03ppm 等。 0040 。
23、本发明具有的有益效果如下 ： 0041 (1) 本发明将精馏汽提塔和塔顶气体产物汽化后催化床层吸收结合起来 ； 有效减 少了丙烯的损失 ； 0042 (2) 本发明所述的方法， 与单纯精馏汽提和单纯液相床层相比有效提高了丙烯净 化的深度 ； 0043 (3) 本发明所述方法与单纯丙烯汽化微量杂质脱除相比， 大大降低了能耗， 提高了 经济效益。 附图说明 0044 图 1 实施例一三的精制方法流程示意图 0045 图 2 实施例四的精制方法流程示意图 0046 图 3 对比例的精制方法流程示意图 0047 附图标记说明 ： 0048 P1. 原料丙烯， R1. 精馏汽提塔， R2 第一脱水塔， 。
24、H1. 预热器， R3. 复合脱除反应器， R4 脱氧反应器， H2. 冷却器， R5 第二脱水塔， R6 脱硫塔， R7 脱砷塔， R8 脱氧塔， R9 脱水脱 CO2 反应器， P2 聚合级丙烯， P3 精馏汽提塔顶放空物料 具体实施方式 0049 下面结合实施例， 进一步说明本发明。 0050 原料和产物的分析采用气相色谱 Agilent 7890， 带甲烷化镍转化炉、 热导检测器 和氢火焰检测器， 一氧化碳和甲醇最低检测限为 0.1ppm， 可分析氢气、 乙烯、 乙炔、 丙烯、 丙 炔等。 0051 AMETEK 公司的 TR3000 型微量一氧化碳分析仪检测的 CO 检测下限为 1p。
25、pb ； 0052 AMETEK 公司的 TR3000F 型微量二氧化碳分析仪检测的 CO2检测下限为 10ppb ； 0053 Teledyne 分析仪器公司的 Ulitra Trace 3000 氧分析仪的最低检测限可达到 0.05ppm。 0054 Shaw 公司的 SADP 露点仪器， 最小 H2O 检测限为 1ppm。 0055 实施例一 ： 0056 如图 1 所示， 入口丙烯物料压力为 3.5Mpa， 入口物料温度为 40， 进料流量为 30000Kg/h， 其中杂质组成为 C3H6： 99.6wt， C3H8： 0.4wt， C2H4： 100wppm， C2H2： 1wppm。
26、， C3H4： 说 明 书 CN 102653505 B 6 5/6 页 7 1wppm， H2： 10wppm， CO ： 10wppm， CO2： 15wppm， O2： 10wppm， H2O ： 300wppm， CH3OH ： 5wppm， H2S ： 5wppm， COS ： 5wppm， 总硫 ： 15wppm， As ： 5wppm。 0057 经过精馏汽提塔R1之后， 塔顶产物送入第一脱水塔R2， 之后依次经过预热器H1预 热、 预热温度为 70， 复合脱除反应器 R3 单独脱除 CO， 脱氧反应器 R4 脱氧。经过反应器 R3 和 R4 的反应温度 40、 反应压力为 1.。
27、5MPa， 空速均为 2,000hr-1。送入第二脱水塔 R5， 精馏 气提塔 R1 塔底产物直接送入第二脱水塔 R5 ； 这样塔顶经过净化的产物和塔底产物在第二 脱水塔 R5 混合后并进行脱水。合流脱水后的产物再依次送入脱硫塔 R6、 脱砷塔 R7 和脱水 脱二氧化碳反应器 R9 进行脱硫、 脱砷、 脱水和脱二氧化碳后得到聚合级丙烯。 0058 其中铜系催化剂选中国石化北京化工研究院的 BR9201 催化剂， 脱氧剂采用 CN1955150A实施例一公开的催化剂， 脱硫剂用西北化工研究院开发的T530和T305催化剂， 脱砷剂用中国石化北京化工研究院的BC-DTS97催化剂， 脱水用UOP 。
28、3A-PCG(分子筛)， 脱二 氧化碳用 UOP-383 分子筛。 0059 精制后得到的聚合级丙烯的物料中杂质含量为 ： 水 ： 1wppm， CO ： 0.01ppm， O2： 0.05ppm， H2： 0.5ppm， H2S ： 0.05ppm， COS ： 0.05ppm， 总硫 ： 0.1ppm， 砷 ： 0.01ppm。 0060 实施例二 ： 0061 如图1所示， 入口丙烯物料压力为1.5Mpa， 入口物料温度为45， 进料40000Kg/h， 其中杂质组成为 C3H6： 99.6wt， C3H8： 0.4wt， C2H4： 100wppm， C2H2： 1wppm， C3H4。
29、： 1wppm， H2： 10wppm， CO ： 15wppm， CO2： 15wppm， O2： 15wppm， H2O ： 300wppm， CH3OH ： 5wppm， H2S ： 15wppm， COS ： 15wppm， 总硫 ： 45wppm， As ： 5wppm。 0062 精制过程如实施例一， 如图 1， CN200710303718.8 所述的含有无定型 ZrO2的铜锌 锆催化剂， 其余所用催化剂同实施例一。预热器 H1 预热温度为 70， 经过反应器 R3 和 R4 的反应温度 50、 反应压力为 1.5MPa， 空速均为 3,000hr-1。 0063 精制后得到的聚。
30、合级丙烯的物料中杂质含量为 ： 水 ： 1wppm， CO ： 0.01ppm， O2： 0.05ppm， H2： 0.2ppm， H2S ： 0.05ppm， COS ： 0.05ppm， 总硫 ： 0.1ppm， 砷 ： 0.01ppm。 0064 实施例三 ： 0065 如图1所示， 入口丙烯物料压力为1.5Mpa， 入口物料温度为45， 进料80000Kg/h， 其中杂质组成为 C3H6： 99.6wt， C3H8： 0.4wt， C2H4： 100wppm， C2H2： 1wppm， C3H4： 1wppm， H2： 10wppm， CO ： 15wppm， CO2： 15wppm，。
31、 O2： 15wppm， H2O ： 300wppm， CH3OH ： 5wppm， H2S ： 15wppm， COS ： 15wppm， 总硫 ： 45wppm， As ： 5wppm。 0066 精制过程如实施例一。其中铜系催化剂选中国石化北京化工研究院公开的 CN 201010208956.2 所公开的实施例一所述的含碳纳米管的铜基催化剂， 其余催化剂同实施例 一， 采用复合脱除之后， 再进行气相脱氧。预热器 H1 预热温度为 120， 经过反应器 R3 和 R4 的反应温度 120、 反应压力为 1.5MPa， 空速均为 8,000hr-1。 0067 精制后得到的聚合级丙烯的物料中。
32、杂质含量为 ： 水 ： 1wppm， CO ： 0.01ppm， O2： 0.03ppm， H2： 0.2ppm， H2S ： 0.05ppm， COS ： 0.05ppm， 总硫 ： 0.1ppm， 砷 ： 0.01ppm。 0068 实施例四 ： 0069 如图 2 所示， 入口丙烯物料压力为 3.5Mpa， 入口温度为 45， 进料 100,000Kg/h， 其中杂质组成为 C3H6： 99.6wt， C3H8： 0.4wt， C2H4： 100wppm， C2H2： 1wppm， C3H4： 1wppm， H2： 10wppm， CO ： 100wppm， CO2： 15wppm， O。
33、2： 100wppm， H2O ： 300wppm， CH3OH ： 5wppm， H2S ： 15wppm， 说 明 书 CN 102653505 B 7 6/6 页 8 COS ： 15wppm， 总硫 ： 45wppm， As ： 1wppm。 0070 精制过程如图 2。经过精馏汽提塔 R1 之后， 塔顶产物送入第一脱水塔 R2， 之后经 过预热器 H1 预热、 复合脱除反应器 R3 复合脱除 H2、 CO 和 O2， 冷却器 H2 冷却， 之后送入第二 脱水塔R5， 精馏汽提塔R1塔底产物直接送入第二脱水塔R5 ； 这样塔顶经过净化的产物和塔 底产物在第二脱水塔R5混合后并进行脱水。。
34、 合流脱水后的产物再依次送入脱硫塔R6、 脱砷 塔 R7 和脱水脱二氧化碳反应器 R9 进行脱硫、 脱砷、 脱水和脱二氧化碳后得到聚合级丙烯。 0071 精制过程如实施例一。其中铜系催化剂选中国石化北京化工研究院公开的 CN200810117896.6 所公开的实施例一所述的铜锆催化剂， 其余催化剂同实施例一。预热 器 H1 预热温度为 150， 经过反应器 R3 的反应温度 150、 反应压力为 1.5MPa， 空速均为 10,000hr-1。 0072 复合脱除反应器 R3 复合脱除 H2、 CO 和 O2， 合流后采用液相脱氧。 0073 精制后得到的聚合级丙烯的物料中杂质含量为 ： 水。
35、 ： 1wppm， CO ： 0.01ppm， O2： 0.08ppm， H2： 0.2ppm， H2S ： 0.05ppm， COS ： 0.05ppm， 总硫 ： 0.1ppm， 砷 ： 0.01ppm。 0074 对比例 ： 0075 来料丙烯压力为 3.5Mpa， 温度为 42， 进料 50000Kg/h， 其中物料组成为 C3H6： 99.6wt， C3H8： 0.36wt， C2H4： 100wppm， C2H2： 1wppm， C3H4： 1wppm， H2： 5wppm， CO ： 10wppm， CO2： 15wppm， O2： 10wppm， H2O ： 300wppm， 。
36、CH3OH ： 5wppm， H2S ： 15wppm， COS ： 15wppm， 总硫 ： 45wppm， As ： 5wppm。 0076 精制过程如图 3， 经过精馏汽提塔 R1 之后， 塔顶产物在脱除轻组分后直接放空或 送往其他装置 ； 塔底产物送入 R5 第二脱水塔， 之后再进行脱硫塔 R6 脱硫、 脱砷塔 R7 脱砷、 脱氧塔R8脱氧和脱水脱二氧化碳反应器R9脱水脱二氧化碳， 之后得到用于聚合的丙烯。 精 制过程如实施例一， 如图 2， 所用催化剂同实施例一。 0077 塔顶物料组成 ： 丙烯压力为 1.75Mpa， 温度为 44.5， 进料 600Kg/h， 其中物料组成 为 。
37、C3H6： 98.61wt， C3H8： 0.36wt， C2H4： 100wppm， C2H2： 1wppm， C3H4： 1wppm， H2： 410wppm， CO ： 800wppm， CO2： 990wppm， O2： 830wppm， H2O ： 4570wppm， CH3OH ： 5wppm， H2S ： 15wppm， COS ： 15wppm， 总硫 ： 45wppm， As ： 5wppm。 0078 塔底物料组成 ： 丙烯压力为 3.2Mpa， 温度为 47.2， 进料 49400Kg/h， 其中物料组 成为 C3H6： 99.64wt， C3H8： 0.36wt， C2。
38、H4： 100wppm， C2H2： 1wppm， C3H4： 1wppm， H2： 1wppm， CO ： 0.3wppm， CO2： 2wppm， O2： 1wppm， H2O ： 10wppm， CH3OH ： 5wppm， H2S ： 15wppm， COS ： 15wppm， 总硫 ： 45wppm， As ： 5wppm。 0079 净化后物料组成 ： 丙烯压力为 2.8Mpa， 温度为 40， 进料 49400Kg/h， 其中杂质组 成为 C3H6： 99.64wt， C3H8： 0.36wt， C2H4： 100wppm， C2H2： 1wppm， C3H4： 1wppm， H。
39、2： 1wppm， CO ： 0.3wppm， CO2： 2wppm， O2： 1wppm， H2O ： 10wppm， CH3OH ： 5wppm， H2S ： 0.1wppm， COS ： 15wppm， 总硫 ： 45wppm， As ： 5wppm。 0080 从实施例一四， 可以看出无论采用复合脱除催化剂和脱一氧化碳催化剂， 均能 有效脱除杂质。 实施例一四中精馏汽提塔塔顶的丙烯， 净化后未采出， 因此无任何丙烯损 失。 而从对比例可以看出， 采用精馏汽提塔由于塔顶采出损失了部分丙烯， 而且塔底中仍含 有一定量的一氧化碳， 一氧化碳的含量较高。 说 明 书 CN 102653505 B 8 1/1 页 9 图 1 图 2 图 3 说 明 书 附 图 CN 102653505 B 9 。