[0001] 本发明属于轻烃利用技术领域，具体涉及一种液化气利用方法和利用系统。

[0002] 目前，可降解材料迎来了新的发展机遇，特别是作为主要生产原料的BDO更是受到了密切关注。在正丁烷‑顺酐‑BDO的产业链中，正丁烷原料的稳定供应则是首要解决的关键问题。

[0003] 目前，正丁烷主要来源于液化气。对于液化气处理工艺来说，传统的气体分馏工艺仅是一个物理过程，受分离原理所限，若要增加正丁烷产量，只能扩大液化气的处理量，而这会受到来源、运输、成本等众多因素的限制。

[0004] CN104892339公开了一种由异丁烷制备正丁烷的方法，包含以下步骤：A.提供至少包含质量百分比80%异丁烷的进料气流a；B.将进料气流a供入至少一个正构化区域，并在催化剂作用下使异丁烷发生正构化反应，从而得到产物气流b；C.将产物气流b供入至少一个加氢饱和区域进行加氢催化反应，得到气流c；D.在0‑40℃下冷凝分离气流c，得到气相流d1和液相流d2；E.将液相流d2供入第一蒸馏区域进一步分离液相流d2中的低沸点次级组分形成包含异丁烷和正丁烷的产物流e2；F.将料流e2供入第二蒸馏区域，分离异丁烷和正丁烷形成正丁烷料流。

[0005] CN108530254公开了一种混合碳四制备正丁烷的方法，将石油炼制、蒸汽裂解制乙烯、甲醇制烯烃等生产过程中产生的副产物碳四放入固定床反应器中，在反应器中加入加氢催化剂，循环通入氢气进行加氢反应，再和脱硫剂混合均匀，送入蒸馏塔中，将脱硫后的产物送入精馏塔，在精馏塔顶部收集丙烷，底部收集正丁烷，中部收集异丁烷，将收集的异丁烷在催化剂作用下进行正构化反应生成正丁烷。

[0006] 而且经过分析后发现，CN104892339、CN108530254中均采用了含卤素型催化剂，这类催化剂在反应过程中卤素易流失，为了保持催化剂活性，还需要不断补加卤化物，而卤化物不仅会对设备造成一定的腐蚀，还会对环境造成污染。

[0040] 下面通过实施例来进一步说明本发明一种液化气综合利用方法和利用系统。实施例在以本发明技术方案为前提下进行实施，给出了详细的实施方式和具体的操作过程，但本发明的保护范围不限于下述的实施例。

[0041] 以下实施例中的实验方法，如无特殊说明，均为本领域常规方法。下述实施例中所用的实验材料，如无特殊说明，均可从商业途径购买得到。

[0042] 如图1所示，本发明提供的液化气综合利用方法具体工艺过程如下：液化气原料1进入第一分离单元2，分离后得到塔顶第一料流3和塔底第二料流4；来自第一分离单元的塔底第二料流4进入第二分离单元5，分离后得到塔顶第三料流6和塔底第四料流7；来自第二分离单元的塔顶第三料流6和氢气26进入第一加氢单元8，其在第一加氢催化剂作用下进行加氢反应，得到加氢反应产物第五料流9；来自第一加氢单元的加氢反应产物第五料流9进入正构化单元10，在正构化催化剂作用下进行反应；反应流出物11进入正构化分离单元12，经气液分离后得到气相第六料流13和液相第七料流14，液相第七料流14经管线循环回第一分离单元1和/或第二分离单元2；来自第二分离单元5的塔底第四料流7和氢气26进入第二加氢单元15，在第二加氢催化剂作用下进行加氢反应，第二加氢单元的加氢反应产物16进入加氢分离单元17，经气液分离后得到气相第八料流18和液相第九料流19；液相第九料流19进入脱重塔20，进一步经分离后得到塔底第十一料流21和塔顶第十料流22；来自脱重塔的塔顶第十料流22进入第三分离单元23，经分离后得到塔顶第十二料流24和塔底第十三料流25，所述塔底第十三料流25为正丁烷产品，塔顶第十二料流24经管线进入正构化单元进行处理。

[0043] 在本文中，液化气原料的组成如表1所示。

[0044] 表1  液化气原料组成+
组分 乙烷 丙烷 丙烯 异丁烷 正丁烷 2‑丁烯 异丁烯 正戊烷 异戊烷 C5
含量，wt% 0.01 0.15 0.03 40.79 15.75 20.18 22.71 0.12 0.08 0.19
在本文中，第一加氢催化剂为中国石油化工股份有限公司大连石油化工研究院开发的LH‑10催化剂；第二加氢催化剂为中国石油化工股份有限公司大连石油化工研究院开发的HDO‑18催化剂；正构化催化剂性质如下：外观为四叶草型，尺寸为（1.4～1.8）×（3～
3 2
8）；Pt含量为0.35wt%，助剂La含量为0.05wt%，堆密度为0.68g/cm ，比表面积为220m/g，孔容为0.33mL/g。

[0045] 实施例1采用图1所述工艺流程对液化气原料进行处理，其中正构化分离单元得到的液相第七料流经管线全部循环回第一分离单元，第三分离单元得到的塔顶第十二料流进入正构化单元进行处理。第一分离单元的操作条件为：塔釜温度106℃、塔顶压力1.1MPa；第二分离单元的操作条件为塔釜温度50℃、塔顶压力0.7MPa；第一加氢单元的操作条件为反应温度‑1
为200℃、反应压力为2.5MPa、氢油体积比为400﹕1、液体进料体积空速为1.5h ；第二加氢单元的操作条件为反应温度为225℃、反应压力为3.1MPa、氢油体积比为580﹕1、液体进料体积‑1
空速为2.0h ；正构化单元的操作条件为反应温度为360℃、反应压力为1.8MPa、氢油体积比‑1
为300﹕1、液体进料体积空速为0.5h 。脱重塔的操作条件为塔顶压力为1.15MPa；塔釜温度为102℃，第三分离单元的操作条件为：塔顶压力0.6MPa、塔釜温度78℃。正丁烷收率为
95.47wt%，所述正丁烷收率为正丁烷的量/液化气原料的量，且正丁烷的产品中烯烃含量<
0.01wt%。

[0046] 实施例2与实施例1基本相同，不同之处在于：第一分离单元的操作条件为：塔釜温度90℃、塔顶压力2.2MPa；第二分离单元的操作条件为塔釜温度110℃、塔顶压力1.0MPa；第一加氢单元的操作条件为反应温度为260℃、反应压力为3.3MPa、氢油体积比为300﹕1、液体进料体‑1
积空速为5.0h ；第二加氢单元的操作条件为反应温度为200℃、反应压力为4.2MPa、氢油体‑1
积比为400﹕1、液体进料体积空速为4.9h ；正构化单元的操作条件为反应温度为400℃、反‑1
应压力为3.4MPa、氢油体积比为80﹕1、液体进料体积空速为2.5h 。脱重塔的操作条件为塔顶压力为1.4MPa；塔釜温度为110℃，第三分离单元的操作条件为：塔顶压力1.0MPa、塔釜温度90℃。正丁烷收率为92.92wt%，且正丁烷的产品中烯烃含量<0.01wt%。

[0047] 实施例3与实施例1相同，不同之处在于：第一分离单元的操作条件为：塔釜温度110℃、塔顶压力1.6MPa；第二分离单元的操作条件为塔釜温度80℃、塔顶压力0.3MPa；第一加氢单元的操作条件为反应温度为230℃、反应压力为4.2MPa、氢油体积比为600﹕1、液体进料体积空‑1
速为2.9h ；第二加氢单元的操作条件为反应温度为255℃、反应压力为2.5MPa、氢油体积比‑1
为300﹕1、液体进料体积空速为1.0h ；正构化单元的操作条件为反应温度为320℃、反应压‑1
力为0.9MPa、氢油体积比为500﹕1、液体进料体积空速为1.5h 。脱重塔的操作条件为塔顶压力为0.7MPa；塔釜温度为80℃，第三分离单元的操作条件为：塔顶压力0.8MPa、塔釜温度55℃。正丁烷收率为93.26wt%，且正丁烷的产品中烯烃含量<0.01wt%。

[0048] 比较例1与实施例1基本相同，不同之处在于正构化分离单元得到的液相第七料流不循环回第一分离单元，正丁烷收率为54.64wt%。

[0049] 比较例2与实施例2基本相同，不同之处在于正构化分离单元得到的液相第七料流不循环回第一分离单元，第三分离单元得到的塔顶第十二料流不进入正构化单元进行处理，正丁烷收率为47.09wt%。