一種碳三餾分液相選擇加氫的方法與流程

本發明涉及一種碳三餾分液相選擇加氫的方法。

背景技術：

石油烴類蒸汽裂解是制備丙烯等聚烯烴單體最重要的方法。丙烯生產過程中產生的炔烴和二烯烴是影響丙烯聚合反應的有害雜質，它們會抑制丙烯聚合催化劑的活性，增加催化劑的消耗，降低丙烯聚合物產品的性質，所以必須將其除去。工業上通常采用催化選擇加氫法和溶劑吸收法除去裂解氣中的炔烴和二烯烴。催化選擇加氫法工藝流程簡單，丙烯選擇性高，富產物少，沒有環境污染，是綠色化學工藝的首選方法，應用日益普遍。

US4571442A(1986)公開了一種乙炔液相選擇加氫工藝，將含乙炔和乙烯的待加氫餾分溶解于一種烴組合物稀釋劑中，然后將形成的液體與氫氣一起送入加氫反應器，在反應器中從上向下通過一個氧化鋁上負載鈀的催化劑床層進行液相選擇加氫。所獲得的氣液混合物經換熱器冷卻后送入閃蒸罐，在閃蒸罐中凈化后的氣體餾分與液體稀釋劑分離。分離后的液體稀釋劑可以循環使用。液體稀釋劑包括至少一種芳烴以及至少一種選自伯胺、仲胺和多元胺的胺化合物。

GB1175709A(1969)公開了一種用于苯加氫成環己烷的液相催化加氫設備。在該液體催化加氫設備中，氫氣和液體引入加氫反應器，通過反應器上部的催化劑床層和孔板，氣相在反應器中部的氣體分相室中分離出來，通過管線排出反應器，而液相繼續通過反應器下部的催化劑床層和孔板，與逆向流動的氫氣接觸，加氫后的液體從反應器底部流出。由氣相分相室排出的氣體，依次經過二個換熱器后通過冷卻器，混合物中氣化的液體組分在冷卻器 中被冷凝成液體，產生氣液兩相流，再進入分離器。在分離器中，氣相與液相分離。

CN101139242B公開了一種碳三餾分液相選擇加氫的方法。含有丙炔和/或丙二烯的碳三餾分與氫氣混合后，所獲得的混合物由選擇加氫反應器頂部進入，從上至下通過反應器內的選擇加氫催化劑床層，與選擇加氫催化劑接觸。從選擇加氫反應器底部引出的熱的出料(液體和氣體混合物)不經過換熱器和/或冷卻器冷卻，直接進入氣液分離罐進行氣液分離。氣相部分進入一個置于氣液分離罐上部或上方的冷凝器，并使冷凝后的液體引出作為產品進入下一工序，未冷凝的氣相放空或送往燃料氣管網或送往壓縮機的二段、三段或四段入口，通過控制冷凝器內的溫度和/或控制放空的氣相流量來調節選擇加氫反應器內的壓力。從氣液分離罐出來的液體物料中的一部分與新鮮的碳三餾分混合后，一起進入加氫反應器，另一部分作為產品送往丙烯精餾塔。

在傳統的烴蒸汽裂解分離工藝中，碳三餾分液相選擇加氫的方法是：從脫丙烷塔頂采出的含有丙炔和丙二烯的新鮮碳三餾分，經配氫，進入選擇加氫反應器，加氫反應器內裝有碳三液相選擇加氫催化劑，進料從上向下通過選擇加氫催化劑床層，選擇加氫反應器底部的液體出料需要經冷卻器降低溫度，降溫后的液體進入氣液分離罐進行氣相和液相的分離，分離后氣相放空或送往燃料氣管網或送往壓縮機的二段、三段或四段入口，一部分液相物流循環使用，同新鮮碳三餾分混合；另一部分液相物流作為產品采出，送往丙烯精餾塔進行精制。傳統工藝一般是通過調節氣液分離罐氣相補氣量(或放空量)來調節加氫反應器內的壓力。

現有技術中，碳三餾分一般先經脫水和脫砷處理后進入選擇加氫反應器。丙烯干燥器是乙烯裝置的關鍵設備，其作用是脫除碳三進料中的水分，為碳三選擇加氫反應器提供合格進料。一般需要控制水含量低于1ppm。通常采用的干燥劑為3A分子篩或活性氧化鋁。

在大多數原油中存在著各種形態的砷，包括砷化氫等。原油通過處理后一部分作為裂解原料進行裂解分離時，這些砷化物會造成貴金屬催化劑中毒，影響催化劑的壽命和產品質量。國內外已經公開了多種脫砷的方法。例如，CN86101838A公開了一種CuO/ZnO/Al₂O₃脫砷劑，該脫砷劑能脫除碳二和碳三等烴類和惰性氣體中的砷化物。CN1030440A及US4849577提出的NiO/Al₂O₃及NiO/PbO/Al₂O₃脫砷劑中，氧化態的NiO幾乎沒有脫砷活性。在300-450℃氫氣環境中預還原之后，雖有一定的脫砷活性，但還原態的Ni使裂解氣餾分中的不飽和烴加氫，改變了物料的組成，而且脫砷效果不穩定。據悉，法國IFP公司生產的MEP191脫砷劑，以PbO為活性組分，能將物料中50-100ppb的砷脫除至小于5ppb，但是，對物料砷含量達1000-2000ppb的情況下，該脫砷劑的脫砷深度沒有報道。如上所述，現有技術中的脫砷劑以Cu、Zn、Pb、Fe、Co、Ni、Mn、Ag等為活性組分，以氧化鋁、二氧化鈦、氧化硅、分子篩、硅藻土、活性炭、硅鋁酸鹽或粘土等為載體，將活性組分負載在載體上，得到的脫砷劑對物料中砷的脫除有一定的效果。

隨著乙烯裝置規模的不斷增大，乙烯原料越來越重，導致進入乙烯裝置分離流程中的物流潛在含有越來越多的雜質，包括醇類如甲醇等。另外，在以煤或天然氣替代石油路線制乙烯或丙烯的工藝中，烯烴分離過程也存在微量的含氧化合物，包括甲醇等。這些雜質對下游碳三液相選擇加氫催化劑的影響較大，能夠抑制催化劑的活性，降低催化劑的運行壽命。因此，需要在分離過程中將這些雜質除去，以更好地滿足碳三液相選擇加氫的過程。

現行的碳三餾分液相選擇加氫催化劑床層通常需要采用一段、二段、或三段串聯或并聯排列，這種加氫反應器結構復雜，并且只能將反應器進料中的丙炔和/或丙二烯脫除到1000ppm以內。這種丙炔和/或丙二烯的脫除程度對大多數工廠都難于接受，工廠一般需要將丙炔和/或丙二烯脫除到200ppm以下。

綜上，現有碳三餾分液相選擇加氫的方法中存在工藝復雜、能耗大，催化劑運行壽命短、性能差，不能有效脫除碳三餾分中的丙炔和/或丙二烯的缺陷。

技術實現要素：

針對現有技術碳三餾分液相選擇加氫的方法不能有效脫除碳三餾分中的丙炔和/或丙二烯、催化劑運行壽命短、催化劑活性低、碳三餾分液相選擇加氫工序復雜和能耗大的缺陷，本發明提供一種新的碳三餾分液相選擇加氫的方法。由本發明提供的方法，不僅簡化了碳三餾分液相選擇加氫工序，降低了反應能耗，而且提高了催化劑的活性，延長了催化劑的使用壽命，進而提升了丙炔和/或丙二烯的脫除效果。

本發明提供一種新的碳三餾分液相選擇加氫的方法，該方法包括以下步驟：

(1)將從丙烯生產工藝的脫丙烷塔采出的碳三餾分經預處理得到新鮮碳三餾分a；

(2)將步驟(1)所得新鮮碳三餾分a、循環碳三物流b和氫氣c混合后在選擇加氫條件下，在選擇加氫反應器中與選擇加氫催化劑接觸進行選擇加氫；

(3)將步驟(2)所得加氫物料進行氣液分離，得到含有丙烯、丙烷的氣相物流g和含有丙烯、丙烷的液相物流h；

(4)將所述含有丙烯、丙烷的液相物流h分成第一部分物流i和第二部分物流j，第一部分物流i作為所述循環碳三物流b；第二部分物流j返回到脫丙烷塔。

本發明提供的方法在簡化了碳三餾分液相選擇加氫工序，降低了反應能耗的同時，提高了催化劑的活性，延長了催化劑的使用壽命，提升了丙炔和 /或丙二烯的脫除效果。

本發明的其它特征和優點將在隨后的具體實施方式部分予以詳細說明。

附圖說明

附圖是用來提供對本發明的進一步理解，并且構成說明書的一部分，與下面的具體實施方式一起用于解釋本發明，但并不構成對本發明的限制。在附圖中：

圖1為實施例1中碳三餾分液相選擇加氫的流程圖；

圖2為對比例1中碳三餾分液相選擇加氫的流程圖。

具體實施方式

以下對本發明的具體實施方式進行詳細說明。應當理解的是，此處所描述的具體實施方式僅用于說明和解釋本發明，并不用于限制本發明。

本發明提供了一種碳三餾分液相選擇加氫的方法，該方法包括以下步驟：

(1)將從丙烯生產工藝的脫丙烷塔采出的碳三餾分經預處理得到新鮮碳三餾分a；

(2)將步驟(1)所得新鮮碳三餾分a、循環碳三物流b和氫氣c混合后在選擇加氫條件下，在選擇加氫反應器中與選擇加氫催化劑接觸進行選擇加氫；

(3)將步驟(2)所得加氫物料進行氣液分離，得到含有丙烯、丙烷的氣相物流g和含有丙烯、丙烷的液相物流h；

(4)將所述含有丙烯、丙烷的液相物流h分成第一部分物流i和第二部分物流j，第一部分物流i作為所述循環碳三物流b；第二部分物流j返回到脫丙烷塔。

根據本發明，預處理的目的在于去除從丙烯生產工藝的脫丙烷塔采出的碳三餾分中的水、甲醇和砷以提高催化劑的使用壽命。

根據本發明，優選地，步驟(1)所述預處理包括脫水工藝、脫甲醇工藝和脫砷工藝中的一種或多種。

優選地，所述脫水工藝在水脫除器中進行。

優選地，所述的脫水工藝可以使用常用的干燥劑，所述干燥劑可以選自硅膠、粘土、纖維和分子篩中的一種或多種。

優選地，所述脫甲醇工藝在甲醇脫除器中進行。

優選地，所述的脫甲醇工藝可以使用常用的吸附劑，所述吸附劑可以選自硅膠、活性氧化鋁、活性炭和分子篩中的一種或多種。

優選地，所述脫砷工藝在常溫條件下，在砷脫除器中進行，砷脫除器中裝有脫砷工藝常用的催化劑。

所述脫砷常用的催化劑優選自CuO-ZnO、PbO/Al₂O₃、MnO₂、NiO和Ag中的一種或多種。

在本發明中，對于脫水工藝、脫甲醇工藝和脫砷工藝的順序沒有特別的限制，優選為將從丙烯生產工藝的脫丙烷塔采出的碳三餾分依次通過脫水工藝、脫甲醇工藝和脫砷工藝。

根據本發明，優選地，所述新鮮碳三餾分a含有丙烯、丙烷、丙炔和/或丙二烯，還可能含有少量環丙烷、少量碳四以上組分的碳三餾分。

根據本發明，優選地，所述新鮮碳三餾分a中丙炔和/或丙二烯的摩爾含量為0.2-8％。

在本發明中，步驟(2)中優選先將新鮮碳三餾分a和循環碳三物流b混合完成后，與氫氣c混合。

在本發明中，步驟(2)所得加氫物料可以直接引入到氣液分離罐進行氣液分離，也可以將步驟(2)所得加氫物料首先在選擇加氫反應器進行預 分離后得到氣相物流和液相物流，并將氣相物流和液相物流分別引入氣液分離罐進行氣液分離。

根據本發明，優選地，步驟(3)中，將步驟(2)所得加氫物料進行氣液分離包括：

1】將所得加氫物料在選擇加氫反應器進行預分離得到氣相物流e和液相物流f；

2】將所述氣相物流e和液相物流f分別引入氣液分離罐進行氣液分離得到所述含有丙烯、丙烷的氣相物流g和含有丙烯、丙烷的液相物流h。

與現有技術相比，采用這種優選方式，能夠使得步驟(2)所得加氫物料氣液分離效果更好。

在本發明中，所述氣相物流g可以含有少量的丙炔和/或丙二烯，也可以不含有丙炔和丙二烯。

在本發明中，所述液相物流h可以含有少量的丙炔和/或丙二烯，也可以不含有丙炔和丙二烯。

根據本發明，優選地，所述選擇加氫反應器包括位于中上部的選擇加氫催化劑床層，位于選擇加氫反應器中下部的預分離罐，位于選擇加氫反應器底部的液相物流f出口，位于中下部的氣相物流e出口和頂部進料口，其中，將步驟(1)所得新鮮碳三餾分a、循環碳三物流b和氫氣c混合后從所述頂部進料口進入與所述選擇加氫催化劑床層接觸后，進入氣液預分離罐進行所述預分離。

根據本發明，優選地，將預分離得到的氣相物流e從位于選擇加氫反應器中下部的氣相物流e出口引出，預分離得到的液相物流f從位于選擇加氫反應器底部的液相物流f出口引出。

根據本發明，優選地，所述氣相物流e和液相物流f，不經過冷卻器，分別引入到氣液分離罐進行氣液分離。采用這種優選方式，在保證技術效果 的同時，降低了能耗，操作更簡單。

根據本發明，優選地，所述氣液分離罐的壓力為1-4MPa。

根據本發明，優選地，所述第一部分物流i作為所述循環碳三物流b返回到選擇加氫反應器時不經過冷卻直接和新鮮碳三餾分a混合。

根據本發明，優選地，所述新鮮碳三餾分a不需要經過加熱器來提高溫度。

在本發明中，由于選擇加氫反應器底部出料的液相物流直接進入氣液分離罐沒有經過熱交換過程，沒有降溫，所以選擇加氫反應器底部出料的液相物流中的一部分經氣液分離后循環至選擇加氫反應器入口時，用于提高選擇加氫反應器入口新鮮碳三餾分a溫度的可供熱量較多，因此，本領域技術人員可以通過調節循環碳三物流b與新鮮碳三餾分a的流量比來控制選擇加氫反應器入口碳三餾分的溫度。

根據需要，如果循環碳三物流b提供的熱量不足，也可以通過加熱器對進入選擇加氫反應器的物料進行加熱。采用本發明提供的方法大大提高了碳三餾分液相選擇加氫操作的靈活性

根據本發明，優選地，步驟(2)所述循環碳三物流b與新鮮碳三餾分a的流量比為0.01-1：1，優選為0.2-0.8：1。

在本發明中，步驟(4)將所述含有丙烯、丙烷的液相物流h分成第一部分物流i和第二部分物流j，第一部分物流i作為所述循環碳三物流b；第二部分物流j返回到脫丙烷塔。

第一部分物流i經過泵輸送到選擇加氫反應器入口以稀釋反應器入口進料中丙炔和/或丙二烯的含量，調節第一部分物流i的流量還可以控制選擇加氫反應器進口物料的流量和溫度。

第二部分物流j返回到脫丙烷塔，既能降低脫丙烷塔進料中的丙炔和/或丙二烯的濃度，還能增加脫丙烷塔的分離效果，降低能耗。

本發明通過調節液相物流h在第一部分物流i和第二部分物流j之間的分配，從而能夠更加靈活的調節選擇加氫反應器入口的碳三物流的流量、溫度和丙炔和/或丙二烯的含量，更有利于脫除碳三餾分中的丙炔和/或丙二烯。

在本發明中，本領域技術人員能夠通過具體需要對步驟(4)所述物流i與物流j的流量比進行調節，以獲得所需要的選擇加氫反應器入口的流量、溫度和丙炔和/或丙二烯的含量。

需要注意的是，應該避免第二部分物流j的流量的較大波動，以免引起脫丙烷塔的過度操作波動。

根據本發明，優選地，步驟(4)所述物流i與物流j的流量比為0.01-2：1，優選為0.2-1：1。

在本發明中，優選地，將氣液分離得到的含有丙烯、丙烷的氣相物流g引出到后續丙烯精餾塔進一步處理。

根據本發明，優選地，所述選擇加氫反應器的壓力通過引出到后續丙烯精餾塔的氣相物流g的流量來調節。

在本發明中，對于選擇加氫反應器中的選擇加氫條件沒有特殊的限定，可以為本領域常規的選擇加氫條件，優選地，所述選擇加氫反應器中的選擇加氫條件包括：氫炔摩爾比(即氫氣與碳三餾分中丙炔和/或丙二烯的摩爾比值)為0.5-2，反應壓力為1-4MPa，入口溫度為5-50℃、出口溫度為20-80℃，氣相物流g中丙炔和/或丙二烯的摩爾含量為0-500ppm。

在本發明中，所述選擇加氫催化劑可以為本領域任何可用于碳三餾分液相選擇加氫的催化劑。

優選地，所述選擇加氫催化劑包括載體和負載在載體上的主活性組分，所述載體選自氧化鋁、氧化硅、氧化鈦、氧化鋅、分子篩、碳化硅、碳酸鈣、高嶺土和堇青石中的一種或多種，所述主活性組分元素選自鈀、釕和鉑元素中的至少一種。

優選地，所述選擇加氫催化劑還包括負載在載體上的助活性組分，所述助活性組分元素選自堿金屬元素、堿土金屬元素、過渡金屬元素、稀土元素和第VA族金屬元素中的一種或多種，優選為銀、銅、鋅、鉀、鈉、鎂、鈣、鈹、錫、鉛、鎘、鍶、鋇、鐳、錳、鋯、鉬和鍺元素中的一種或多種。

根據本發明，優選地，以選擇加氫催化劑的總量為基準，以元素計，所述主活性組分的含量為0.01-1重量％，優選為0.01-0.5重量％，所述助活性組分的含量為0.01-2重量％，優選為0.01-1重量％。

與傳統的碳三餾分液相選擇加氫的方法相比，本發明的碳三餾分液相選擇加氫的方法優點可歸納如下：

1、與傳統的碳三餾分液相選擇加氫工藝相比，本發明首先對從丙烯生產工藝的脫丙烷塔采出的碳三餾分進行預處理，有效脫除選擇加氫反應器進料中的雜質，有效防止了催化劑的中毒，延長了催化劑的使用壽命，提高了催化劑的活性，進而提升了丙炔和/或丙二烯的脫除效果。

2、傳統的碳三餾分液相選擇加氫工藝中，選擇加氫反應器底部出料經過冷卻器冷卻，再進入氣液分離罐進行氣液兩相分離。由于出料先進行了冷卻，采出的液體物料一部分進入后續丙烯精餾塔后還需加熱，另一部分循環至選擇加氫反應器入口的液體物料提高入口新鮮物料溫度的可供熱量較少，因而能量利用不合理，能耗較大，操作難度較大。本發明提供的碳三餾分液相選擇加氫的工藝中，選擇加氫反應器底部熱的出料在進入氣液分離罐之前，采用特殊的液相、氣相分別出料方式，保證了碳三選擇加氫反應器處于滴流床運行模式，通過反應過程中碳三物料的氣化保持選擇加氫反應器恒定的出口溫度，通過側部氣相出料來保證液位不超高，防止催化劑被浸沒。由于選擇加氫反應器底部出料的液體直接進入氣液分離罐沒有經過熱交換過程，沒有降溫，所以選擇加氫反應器底部出料的液體中的一部分經氣液分離后循環至選擇加氫反應器入口時，用于提高選擇加氫反應器入口新鮮物料溫 度的可供熱量較多。因此，本發明的方法簡化了傳統工藝流程，能耗低，操作更加方便。

3、傳統的碳三餾分液相選擇加氫工藝中，采用氣液分離罐補氣的方式調節選擇加氫反應器的壓力，一般采用氫氣進行補氣，這樣有時會導致過多氫氣的帶入，不利于后續的丙烯精餾操作。本發明的方法是通過直接調節引出到后續丙烯精餾塔的氣相物流g的流量來調節選擇加氫反應器的壓力，提高碳三餾分液相選擇加氫反應過程的可控性。

4、傳統的碳三餾分選擇加氫工藝調節手段少，特別是當選擇加氫反應器入口的丙炔和/或丙二烯含量較高時，目前尚沒有可以有效稀釋選擇加氫反應器入口丙炔和/或丙二烯含量以保證合適的出口丙炔和/或丙二烯含量要求的措施。本發明通過調節液相物流h在第一部分物流i和第二部分物流j之間的分配，從而能夠更加靈活的調節進入碳三選擇加氫反應器入口的碳三物流流量、溫度和丙炔和/或丙二烯的含量，更有利于脫除碳三餾分中的丙炔和/或丙二烯。

5、本發明提供的方法可以用單段床加氫方式代替現有技術所采用的一段、二段、三段串聯或并聯加氫的方式，本發明提供的方法與傳統烴類裂解工藝中的碳三液相選擇加氫方法比較，具有能量利用更加合理，設備投資省，產品質量可控等優點。

以下通過具體實施例詳細說明本發明的實施過程和所產生的有益效果，旨在幫助閱讀者更清楚地了解本發明的精神實質所在，但不能對本發明的實施范圍構成任何限定。

實施例1

按照圖1所示的本發明的碳三液相選擇加氫的流程。

將碳三物料f0在脫丙烷塔S0中反應所得的由脫丙烷塔S0塔頂采出的 物料f1(流量為170t/h，丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為3％，水摩爾含量為25ppm，甲醇摩爾含量為170ppm，砷摩爾含量低于3ppb)經泵S1依次經過水脫除器S2、甲醇脫除器S9(S2和S9中均裝填有UOP公司生產的3A分子篩)和脫砷反應器R2(反應器內裝填有BASF公司生產的R3-12催化劑，反應溫度為37℃，反應壓力為2.4MPa)，得到新鮮碳三餾分a(丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為3％，水摩爾含量低于5ppm，甲醇摩爾含量低于10ppm，砷摩爾含量低于3ppb)。

將新鮮碳三餾分a(流量為170t/h，丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為3％)、循環碳三物流b(流量為80t/h)混合后，與氫氣c混合(氫氣流量為360kg/h，氫氣純度為95％，其它雜質為甲烷)經S3換熱后，所獲得的混合物d由選擇加氫反應器頂部進入反應器，從上至下通過選擇加氫反應器內的選擇加氫催化劑床層R1，與碳三液相選擇加氫催化劑接觸(催化劑為中石化北京化工研究院提供的BC-L-83)，反應器壓力為2.40MPa，反應器入口溫度為37℃，反應器出口溫度為60℃。

進行選擇加氫反應后，將所得加氫物料在選擇加氫反應器中的預分離罐S4中進行預分離得到氣相物流e和液相物流f，將氣相物流e通過選擇加氫反應器的中上部、液相物流f通過選擇加氫反應器的底部分別引出到氣液分離罐S5進行氣液兩相分離，氣液分離罐S5壓力為2.40MPa。氣液分離罐S5和再沸器S6合用，氣液分離得到的氣相物流g(丙炔和丙二烯摩爾含量小于100ppm)進入丙烯精餾塔，氣相物流g的流量為85t/h，通過調節進入丙烯精餾塔的氣相物流g的流量將選擇加氫反應器的壓力調節至2.4MPa；氣液分離得到的液體物料h中的第一部分物流i作為循環碳三物流b(流量為80t/h)經泵S7輸送與新鮮碳三餾分a混合進入選擇加氫反應器，氣液分離得到的液體物料h中的第二部分物流j返回到脫丙烷塔S0，液相物流j的流量為90t/h。

采用本實施例所提供的方法，在簡化了碳三餾分液相選擇加氫工序、降低了能耗的同時，使得氣液分離后所得氣相物流g中丙炔和丙二烯摩爾含量小于100ppm。采用該工藝方法后，選擇加氫催化劑運行周期達到8個月以上。

對比例l

按照圖2所示的傳統的碳三液相選擇加氫的流程。

將碳三物料f0在脫丙烷塔S0中反應所得的由脫丙烷塔S0塔頂采出的物料f1(流量為170t/h，丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為3％，水摩爾含量為25ppm，甲醇摩爾含量為170ppm，砷摩爾含量低于3ppb)經泵S1依次經過水脫除器S2(S2中裝填有UOP公司生產的3A分子篩)和脫砷反應器R2(反應器內裝填有BASF公司生產的R3-12催化劑，反應溫度為37℃，反應壓力為2.4MPa)，得到新鮮碳三餾分a(丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為3％，水摩爾含量低于5ppm，甲醇摩爾含量為170ppm，砷摩爾含量低于3ppb)。

將新鮮碳三餾分a(流量為170t/h，丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為3％)、與氫氣c混合(氫氣流量為360kg/h，氫氣純度為95％，其它雜質為甲烷)，所獲得的混合物d由選擇加氫反應器R1頂部進入反應器，從上至下通過選擇加氫反應器內的選擇加氫催化劑床層，與碳三液相選擇加氫催化劑接觸(催化劑為中石化北京化工研究院提供的BC-L-83)，反應器壓力為2.40MPa，反應器入口溫度為37℃，反應器出口溫度為60℃。

進行選擇加氫反應后，選擇加氫反應器R1底部出料m先進入一個冷卻器S9進行冷卻，再進入一個氣液分離罐S5進行氣液兩相分離，氣液分離罐S5壓力為2.40MPa。氣液分離后的氣相物流g放空，從氣液分離罐S5出來的液體物流h中的一部分i作為碳三循環物料經泵S7輸送，經換熱器S8換熱后與新鮮的碳三餾分a混合進入反應器，碳三循環流量為80t/h；另一部分 n作為產品送往丙烯精餾塔進行精制，液相物流n的流量為85t/h，液相物流n中丙炔和丙二烯摩爾含量約為1000ppm。采用該工藝方法時，碳三加氫反應器催化劑運行周期只能達到6個月左右。

實施例2

按照實施例1所述的方法，不同的是新鮮碳三餾分a的流量為190t/h，循環碳三物流b的流量為90t/h，氣相物流g的流量為105t/h，相應的，通過調節進入丙烯精餾塔的氣相物流g的流量將選擇加氫反應器的壓力調節至2.45MPa。

采用本實施例所提供的方法，使得氣液分離后所得氣相物流g中丙炔和丙二烯摩爾含量小于100ppm。采用該工藝方法后，選擇加氫催化劑運行周期達到8個月以上。

實施例3

按照圖1所示的本發明的碳三液相選擇加氫的流程。

將碳三物料f0在脫丙烷塔S0中反應所得的由脫丙烷塔S0塔頂采出的物料f1(流量為140t/h，丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為2.4％，水摩爾含量為25ppm，甲醇摩爾含量為150ppm，砷摩爾含量低于3ppb)經泵S1依次經過水脫除器S2、甲醇脫除器S9(S2和S9中均裝填有UOP公司生產的3A分子篩)和脫砷反應器R2(反應器內裝填有BASF公司生產的R3-12催化劑，反應溫度為39℃，反應壓力為2.35MPa)得到新鮮碳三餾分a(丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為2.4％，水摩爾含量低于5ppm，甲醇摩爾含量低于10ppm，砷摩爾含量低于3ppb)。

將新鮮碳三餾分a(流量為140t/h，丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為2.4％)、循環碳三物流b(流量為70t/h)混合后，與氫氣c混合(氫氣流量 為240kg/h，氫氣純度為95％，其它雜質為甲烷)經S3換熱后，所獲得的混合物d由選擇加氫反應器頂部進入反應器，從上至下通過選擇加氫反應器內的選擇加氫催化劑床層R1，與碳三液相選擇加氫催化劑接觸(催化劑為中石化北京化工研究院提供的BC-L-83)，反應器壓力為2.35MPa，反應器入口溫度為39℃，反應器出口溫度為58℃。

進行選擇加氫反應后，將所得加氫物料在選擇加氫反應器中的預分離罐S4中進行預分離得到氣相物流e和液相物流f，將氣相物流e通過選擇加氫反應器的中上部、液相物流f通過選擇加氫反應器的底部分別引出到氣液分離罐S5進行氣液兩相分離，氣液分離罐S5壓力為2.35MPa。氣液分離罐S5和再沸器S6合用，氣液分離得到的氣相物流g(丙炔和丙二烯摩爾含量小于100ppm)進入丙烯精餾塔，氣相物流g的流量為70t/h，通過調節進入丙烯精餾塔的氣相物流g的流量將選擇加氫反應器的壓力調節至2.35MPa；氣液分離得到的液體物料h中的第一部分物流i作為循環碳三物流b(流量為70t/h)經泵S7輸送與新鮮碳三餾分a混合進入選擇加氫反應器，氣液分離得到的液體物料h中的第二部分物流j返回到脫丙烷塔S0，液相物流j的流量為70t/h。

采用本實施例所提供的方法，使得氣液分離后所得氣相物流g中丙炔和丙二烯摩爾含量小于50ppm。采用該工藝方法后，選擇加氫催化劑運行周期達到8個月以上。

對比例2

按照圖2所示的傳統的碳三液相選擇加氫的流程。

將碳三物料f0在脫丙烷塔S0中反應所得的由脫丙烷塔S0塔頂采出的物料f1(流量為140t/h，丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為2.4％，水摩爾含量為25ppm，甲醇摩爾含量為150ppm，砷摩爾含量低于3ppb)經泵S1依次 經過水脫除器S2(S2中裝填有UOP公司生產的3A分子篩)和脫砷反應器R2(反應器內裝填有BASF公司生產的R3-12催化劑，反應溫度為39℃，反應壓力為2.35MPa)，得到新鮮碳三餾分a(丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為2.4％，水摩爾含量低于5ppm，甲醇摩爾含量為150ppm，砷摩爾含量低于3ppb)。

將新鮮碳三餾分a(流量為140t/h，丙炔和丙二烯的摩爾含量之和為2.4％)、與氫氣c混合(氫氣流量為240kg/h，氫氣純度為95％，其它雜質為甲烷)，所獲得的混合物d由選擇加氫反應器R1頂部進入反應器，從上至下通過選擇加氫反應器內的選擇加氫催化劑床層，與碳三液相選擇加氫催化劑接觸(催化劑為中石化北京化工研究院提供的BC-L-83)，反應器壓力為2.35MPa，反應器入口溫度為39℃，反應器出口溫度為58℃。

進行選擇加氫反應后，選擇加氫反應器R1底部出料m先進入一個冷卻器S9進行冷卻，再進入一個氣液分離罐S5進行氣液兩相分離，氣液分離罐S5壓力為2.35MPa。氣液分離后的氣相物流g放空，從氣液分離罐S5出來的液體物流h中的一部分i作為碳三循環物料經泵S7輸送，經換熱器S8換熱后與新鮮的碳三餾分a混合進入反應器，碳三循環流量為70t/h；另一部分n作為產品送往丙烯精餾塔進行精制，液相物流n的流量為70t/h，液相物流n中丙炔和丙二烯摩爾含量約為800ppm。采用該工藝方法時，碳三加氫反應器催化劑運行周期只能達到6個月左右。

將實施例1和對比例1、實施例3和對比例2比較可以看出，本發明提供的碳三餾分液相選擇加氫方法不僅有效脫除了碳三餾分中的丙炔和/或丙二烯，延長了催化劑的使用壽命，同時降低了能耗，具有現有技術所不可比擬的優越性。

以上詳細描述了本發明的優選實施方式，但是，本發明并不限于上述實施方式中的具體細節，在本發明的技術構思范圍內，可以對本發明的技術方 案進行多種簡單變型，這些簡單變型均屬于本發明的保護范圍。

另外需要說明的是，在上述具體實施方式中所描述的各個具體技術特征，在不矛盾的情況下，可以通過任何合適的方式進行組合。為了避免不必要的重復，本發明對各種可能的組合方式不再另行說明。

此外，本發明的各種不同的實施方式之間也可以進行任意組合，只要其不違背本發明的思想，其同樣應當視為本發明所公開的內容。