CN101139242B - 一种碳三馏分液相选择加氢的方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种碳三馏分液相选择加氢方法，该方法涉及在丙烯生产过程中由脱丙烷塔顶产出的碳三馏分所含有的丙炔和/或丙二烯选择加氢成丙烯的方法。该方法包括碳三馏分与氢气混合后由反应器顶部进入反应器，进行选择加氢反应后，反应器塔底热的出料(液体和气体混合物)不经过热交换过程，直接进入气液分离罐进行气液分离；气相部分进入置于气液分离罐上部或上方的冷凝器，并使冷凝后的液体作为产品引出；未冷凝的气相放空或送往燃料气管网或送往压缩机的二段或三段或四段入口，通过控制冷凝器内的温度和/或控制放空的气相流量来调节反应器内的压力。

Description

一种碳三馏分液相选择加氢的方法

技术领域

本发明涉及丙炔和/或丙二烯的液相选择加氢生成丙烯的方法，特别是丙烯生产过程中的碳三馏分中所含的丙炔和/或丙二烯的液相选择加氢生成丙烯的方法。

背景技术

石油烃蒸汽裂解是制备丙烯等聚烯烃单体最重要的方法。此工艺中产生的炔烃和二烯烃是影响丙烯聚合反应的有害杂质，它们会降低丙烯聚合反应催化剂的活性，增加催化剂的消耗，同时也会使生成的丙烯聚合物性质变差，所以必须将其除去。工业上通常采用催化选择加氢法和溶剂吸收法除去裂解气中的炔烃和二烯烃。由于选择加氢法工艺流程简单，没有环境污染，以及高效选择加氢催化剂的研究开发成功，所以催化选择加氢法的应用日益普遍。

美国专利US4571442(1986)公开了一种乙炔的液相选择加氢工艺，是将含乙炔和乙烯的C₂待加氢馏分溶解于一种烃组合物稀释剂中，然后将形成的液体与氢气一起送入加氢反应器，在反应器中从上向下通过一种氧化铝上负载钯的催化剂的床层进行液相选择加氢。所获得的液体-气体混合物经过换热器冷却后，送入闪蒸罐，在闪蒸罐中，净化后的气体馏分与液体稀释剂分离。分离后的液体稀释剂循环使用。液体稀释剂包括至少一种芳烃以及至少一种选自伯胺、仲胺和多元胺的胺化合物。

GB1175709(1969)公开了一种用于苯加氢成环己烷的液相催化加氢设备。在该液体催化加氢设备中，氢气和液体引入加氢反应器，通过反应器上部的催化剂床层和孔板，气相在反应器中部的气体分相室中分离出来，通过管线排出反应器，而液相继续通过反应器下部的催化剂床层和孔板，与逆向流动的氢气接触，加氢后的液体从反应器底部流出。由气相分相室排出的气体，依次经过二个换热器后通过冷却器，在冷却器中，混合物中的气化的液体组分被冷凝成液体，产生气液两相流，再进入分离器。在分离器中，气相与液相分离。

传统的烃蒸汽裂解工艺中碳三馏分液相选择加氢的方法是：从脱丙烷塔顶产出的含有丙炔和丙二烯的新鲜碳三馏分，经配氢，进入选择加氢反应器，加氢反应器内装有碳三液相选择加氢催化剂，进料从上向下通过选择加氢催化剂床层，加氢反应器底部的液体出料经换热器和/或冷却器降低温度，降低温度后的液体进入气液分离罐进行气相和液相的分离，分离后气相放空或送往燃料气管网或送往压缩机的二段、三段或四段入口，一部分液相物流循环使用，同新鲜碳三馏分来料混合，另一部分液相物流作为产品产出。传统工艺一般是通过调节气液分离罐气相补气量(或放空量)，来调节加氢反应器内的压力。

发明内容

本发明的目的是提供一种丙烯生产过程中的碳三馏分中所含的丙炔和/或丙二烯的液相选择加氢成丙烯的方法。

在本发明的方法中，含有丙炔和/或丙二烯的碳三馏分与氢气混合后，所获得的混合物由选择加氢反应器顶部进入反应器，从上至下通过反应器内的选择加氢催化剂床层，与选择加氢催化剂接触，进行选择加氢反应；从选择加氢反应器塔底引出的热的出料(液体和气体混合物)不经过换热器和/或冷却器冷却，直接进入气液分离罐进行气液分离；气相部分进入一个置于气液分离罐上部或上方的冷凝器，并使冷凝后的液体引出作为产品进入下一工序，未冷凝的气相放空或送往燃料气管网或送往压缩机的二段、三段或四段入口，通过控制冷凝器内的温度和/或控制放空的气相流量来调节选择加氢反应器内的压力；从气液分离罐出来的液体物料中的一部分与新鲜的碳三馏分混合后，一起进入加氢反应器，另一部分作为产品送往丙烯精馏塔。

具体的，本发明的碳三馏分液相选择加氢的方法，其包括以下步骤：

1)将含有丙炔和/或丙二烯的碳三馏分a与氢气b混合后，由顶部进入选择加氢反应器，通过催化剂床层，与碳三液相选择加氢催化剂接触；

2)将由所述的选择加氢反应器底部得到的含有丙烯、丙烷以及微量MAPD(或者没有MAPD)的气液混合物料c不经过热交换过程，直接引入气液分离罐进行气液分离；

3)将由所述的气液分离罐得到的含有丙烯、丙烷以及微量MAPD(或者没有MAPD)的气相物流d引入置于所述的气液分离罐上部或上方的冷凝器，并使冷凝后的液体d1作为产品引入后续工序，所述的d1含有丙烯、丙烷以及微量MAPD(或者没有MAPD)；

4)将由所述的气液分离罐得到的含有丙烯、丙烷以及微量MAPD(或者没有MAPD)的液相物料e中的一部分e1与新鲜的碳三馏分f一起引入所述的选择加氢反应器，一部分e2作为产品引入后续工序。

其中，所述的MAPD是指丙炔、丙二烯。

优选的，在所述的步骤2)中，所述的热交换过程是指通过换热器和/或冷却器进行的换热；即所述的物料c不经过换热器和/或冷却器冷却，直接引入气液分离罐进行气液分离。

在所述的步骤3)中，将未冷凝的气相物流dg可以放空、也可以送往燃料气管网或送往压缩机的二段、三段和四段入口之一。

优选的，所述的选择加氢反应器的压力通过控制冷凝器内的温度或/和控制气相物流dg的放空流量来调节。本发明所述的放空流量是指从冷凝器中引出的气相物流dg的流量。

在本发明的一个具体优选方案中，在所述的步骤4)中，e1经过换热器后，再与新鲜的碳三馏分混合，一起引入所述的选择加氢反应器；在本发明的另一个具体优选方案中，在所述的步骤4)中，新鲜的碳三馏分经过换热器后，再与不经过换热器的物流e1混合，一起引入所述的选择加氢反应器。根据新鲜的碳三馏分f的温度不同以及反应器入口温度的要求不同，所采用的换热器可能对物流进行加热也可能对物流进行冷却，以达到反应器入口温度的要求。

在所述的步骤4)中，e2送往丙烯精馏塔进行精制。

优选的，本发明所述的新鲜碳三馏分f是在丙烯生产过程中由顺序分离流程中的脱丙烷塔顶产出的含有丙烯、丙烷、丙炔和/或丙二烯，还可能含有少量环丙烷的碳三馏分。也可以是来自前脱丙烷前加氢流程中的脱乙烷塔釜产出的主要含有丙烯、丙烷、丙炔和/或丙二烯的碳三馏分。

更优选，所述的新鲜碳三馏分中丙炔和丙二烯(MAPD)含量为0.2～7mol％。

在本发明的一个优选实施方案中，所述的气液分离罐的压力为1～3.5MPa，冷凝器的温度为14～70℃，气相物流dg的放空流量为碳三馏分a和氢气b的混合进料量的0～17％。

优选的，在本发明的方法中，所述的选择加氢反应器的反应条件如下：氢炔比(即氢气与碳三馏分中MAPD的比值)为0.6～2，反应器压力为1～3.5MPa，反应器入口温度为5～50℃，反应器出口温度为18～75℃；反应器中装填碳三液相选择加氢催化剂，使反应器出口物料中MAPD含量为0～1000ppm。

在本发明的方法中，优选所述的碳三液相选择加氢催化剂是将钯、钌、铂中的一种或多种负载于载体上，所述的载体选自二氧化钛、氧化硅、氧化铝、氧化锌、氧化锡、分子筛、碳化硅、高岭土、堇菁石或它们的混合物，其中，以催化剂的总重量为100％计，主活性组分的重量百分比为0.001％-1％。更优选，所述的碳三液相选择加氢催化剂还含有碱金属、碱土金属、过渡金属、稀土元素、砷、铋或它们的混合物，其中，以催化剂的总重量为100％计，助活性组分的重量百分比为0.001％-10％。

更优选，所述的碳三液相选择加氢催化剂是以催化剂的总重量为100％计，钯、钌、铂中至少一种作为主活性组分，其重量百分比为0.01％-0.15％；助活性组分包括a)选自银、铜、锌、钾、钠、镁、钙、铍、锡、铅、镉、锶、钡、镭、锰、锆、钼、锗中的至少一种，其重量百分比为0.001％-10％；b)钪、钇、镧系元素中的至少一种，其重量百分比为0.01％-15％；c)砷和铋中的至少一种，其重量百分比为0.001％-5％。

现有技术中的碳三选择加氢催化剂都可以用于本发明的方法，如CN1279126(2001)，CN1466486(2004)所公开的选择加氢催化剂。

在本发明的具体实施中，本发明的碳三馏分液相选择加氢方法的工艺条件优选如下(流量并不局限于所列举的范围)：

新鲜碳三馏分的流量为1～80ton/h，新鲜碳三馏分中丙炔和丙二烯(MAPD)含量为0.2～7mol％，氢气流量为1～400kg/h；

选择加氢反应器压力为2～3MPa，反应器入口温度为20～50℃，反应器出口温度为42～75℃，反应器出口物料中MAPD含量为0～1000ppm，

气液分离罐压力为2～3MPa，冷凝器温度为20～70℃，冷凝器液相物流d1的流量为4～15ton/h，碳三产品e2的流量为1～40ton/h，碳三产品中MAPD含量为＜10～1000ppm，循环的e1的流量为8～200ton/h。

本发明的一种具体的碳三馏分液相选择加氢的方法，包括以下步骤：

1)将含有丙炔和/或丙二烯的碳三馏分a与氢气b混合后，由顶部进入选择加氢反应器，从上至下通过催化剂床层，与碳三液相选择加氢催化剂接触；所述的选择加氢反应器的反应条件如下：氢炔比为0.6～2，反应器压力为1～3.5MPa，反应器入口温度为5～50℃，反应器出口温度为18～75℃；反应器中装填碳三液相选择加氢催化剂，使反应器出口物料中MAPD含量为0～1000ppm；

2)将由所述的选择加氢反应器底部得到的含有丙烯、丙烷的气液混合物料c不经过换热器和/或冷却器冷却，直接引入气液分离罐进行气液分离；所述的气液分离罐的压力为1～3.5MPa，冷凝器的温度为14～70℃；

3)将由所述的气液分离罐得到的含有丙烯、丙烷的气相物流d引入置于所述的气液分离罐上部或上方的冷凝器，并使冷凝后的液体d1作为产品引入后续工序，所述的d1含有丙烯、丙烷；将未冷凝的气相物流dg放空或送往燃料气管网或送往选自压缩机的二段、三段和四段入口之一；气相物流dg的放空流量为碳三馏分a和氢气b的混合进料量的0～17％；

4)将由所述的气液分离罐得到的含有丙烯、丙烷的液相物料e中的一部分e1与新鲜的碳三馏分f一起引入所述的选择加氢反应器，一部分e2作为产品送往丙烯精馏塔进行精制。

在传统的碳三馏分液相选择加氢工艺中，反应器底部出料经过换热器和/或冷却器，冷却后的物料再进入气液分离罐进行气液两相分离。在传统工艺中所需的反应器底部的出料冷却器较大，由于物料先冷却，采出的液体物料进入丙烯精馏塔后还需加热，另一部分循环至反应器入口的液体物料提高入口新鲜物料温度的可供热量较少，因而能量利用不合理，能耗较大，操作难度较大。同时，传统工艺中采用气液分离罐补气的方式调节加氢反应器的压力比较常用，一般采用氢气进行补气，这样有时会导致过多氢气的带入不利于后续的丙烯精馏。

与现有技术中的传统碳三馏分液相选择加氢工艺相比，本发明的碳三馏分液相选择加氢的方法具有如下优点：

1、在本发明的方法中，反应器底部热的出料(液体和气体)直接进入气液分离罐进行气液两相分离，仅仅是气液分离后的气相部分进入冷凝器，使一部分气相液化后的液体直接作为产品进入后续工序，一部分未冷凝的气相放空或送往燃料气管网或送往压缩机的二段或三段或四段入口。

由于出料中的液体直接进入气液分离罐没有经过热交换过程，没有降温，所以循环至反应器入口时，用于提高反应器入口新鲜物料温度的可供热量较多；由于温度较高，作为产品进入丙烯精馏塔后所需加热量较小。

因此，本发明的方法简化了传统工艺流程，能耗低，操作更加方便，且所需的冷凝器设备小，设备投资小。

2、本发明的方法是通过直接调节冷凝器的温度或/和控制放空或送往燃料气管网的气相流量来调节反应器内的压力，整个反应系统无需充气补充压力，避免了传统工艺中采用氢气进行补气，这样有时会导致过多氢气的带入不利于后续的丙烯精馏。

3、本发明的方法与传统烃裂解工艺中的碳三选择加氢方法比较，具有能耗小，能量利用更加合理，设备投资小，更加有利于后续工序如丙烯精馏工序等特点。

附图说明

图1和图3为本发明的碳三馏分液相选择加氢的方法的流程简图。

图2和图4为传统的碳三馏分液相选择加氢方法的流程简图。

图中，a-混合碳三馏分，b-氢气，c-反应后的气液混合物料，d-气液分离罐分离后得到的气相物流，dg-气相放空物料，d1-冷凝后液相返回的管线，e-气液分离罐分离后得到的液相物流，e1-循环的碳三物流，e2-碳三产品，f-新鲜碳三馏分，g-配氢后物料管线，h-反应器，i-气液分离罐，j-冷凝器，k-循环泵，1-高压循环碳三管线，m-换热器，n-进料泵，o-冷却器。

以下结合附图，详细述说本发明的技术方案。

(1)在本发明的液相选择加氢方法中，来自丙烯生产过程中脱丙烷塔顶或来自脱乙烷塔釜的含有丙炔和/或丙二烯的新鲜碳三馏分f，由进料泵n送至混合碳三管线与氢气b混合，得到混合碳三馏分a。

(2)碳三馏分a与氢气b的混合物由配氢后物料管线g送至反应器h顶部，进入选择加氢反应器h，加氢反应器h内装有选择加氢催化剂，进料从上至下通过选择加氢催化剂床层，与选择加氢催化剂充分接触。

(3)反应器h底部排出的热的反应后物料c不经过换热器和/或冷却器冷却，而是直接进入一个气液分离罐i进行气液两相分离。

(4)气液分离后的气相部分d进入一个冷凝器j，一部分气相液化后的液体物料d1循环到气液分离罐i内，一部分气相dg放空或送往燃料气管网或送往压缩机的二段或三段或四段入口。本发明的液相选择加氢方法是通过调节冷凝器j的温度来调节反应器h内的压力。

(5)从气液分离罐i出来的液体物料e排出，其中的一部分e1由碳三循环管线进入循环泵k，由循环泵k升压后进入高压碳三循环管线1，再进入混合碳三管线，与新鲜的碳三馏分f和氢气b混合进入反应器h，另一部分e2作为产品由产品碳三管线送至丙烯精馏塔。

具体实施方式

实施例1

按照图1所示的本发明的碳三液相选择加氢的流程，将丙炔和丙二烯(MAPD)含量为6.7mol％，流量为65.7ton/h的新鲜碳三馏分f与氢气b混合，氢气流量为380kg/h，所获得的混合物由选择加氢反应器顶部进入反应器，从上至下通过反应器内的选择加氢催化剂床层，与碳三液相选择加氢催化剂BC-L-83(中石化北京化工研究院提供)接触，反应器压力为2.60MPa，反应器入口温度为35℃，反应器出口温度为60℃。进行选择加氢反应后，反应器底部出料c主要含有丙烯、丙烷以及含量小于200ppm的MAPD。反应器底部出料c直接进入一个气液分离罐进行气液两相分离，气液分离罐压力为2.56MPa。气液分离后的气相物流d进入一个置于气液分离罐上方的冷凝器，通过调节冷凝器内的温度来调节反应器内的压力，冷凝器温度为55℃，使一部分气相液化后的冷凝液体d1作为产品送往丙烯精馏塔，冷凝器液相流量为22.8ton/h；另一部分气相dg放空，冷凝器气相放空量为3.5ton/h。从气液分离罐出来的液体物料e中的一部分e1作为碳三循环物料与新鲜的碳三馏分f混合进入反应器，碳三循环流量为139.6ton/h；另一部分e2作为产品送往丙烯精馏塔进行精制。

经核算冷凝器j的能耗是-1642.76kw，换热器m的能耗是-808.64kw，总净能耗是2451.40kw。

对比例1

按照传统工艺流程如图2，将丙炔和丙二烯(MAPD)含量为6.7mol％，流量为65.7ton/h的新鲜碳三馏分f与氢气b混合，氢气流量为380kg/h，所获得的混合物由选择加氢反应器顶部进入反应器，从上至下通过反应器内的选择加氢催化剂床层，与碳三液相选择加氢催化剂BC-L-83接触，反应器压力为2.60MPa，反应器入口温度为35℃，反应器出口温度为60℃。进行选择加氢反应后，反应器塔底出料c含有丙烯、丙烷以及含量小于200ppm的MAPD。反应器塔底出料c先进入一个冷却器进行冷却，再进入一个气液分离罐进行气液两相分离，气液分离罐压力为2.56MPa。气液分离后的气相物流d放空，从气液分离罐出来的液体物料e中的一部分e1作为碳三循环物料与新鲜的碳三馏分f混合进入反应器，碳三循环流量为139.6ton/h。另一部分e2作为产品送往丙烯精馏塔。

经核算冷却器o的能耗是-4710.1kw，换热器m的能耗是1169.6kw，总净能耗是5879.7kw。

实施例2

按照图3本发明碳三流程，将丙炔和丙二烯(MAPD)含量为6.7mol％，流量为65.7ton/h的新鲜碳三馏分f与氢气b混合，氢气流量为380kg/h，所获得的混合物由选择加氢反应器顶部进入反应器，从上至下通过反应器内的选择加氢催化剂床层，与碳三液相选择加氢催化剂BC-L-83接触，反应器压力为2.60MPa，反应器入口温度为35℃，反应器出口温度为60℃。进行选择加氢反应后，反应器塔底出料c含有丙烯、丙烷以及含量小于200ppm的MAPD。反应器塔底出料c直接进入一个气液分离罐进行气液两相分离，气液分离罐压力为2.56MPa。气液分离后的气相物流d进入一个置于气液分离罐上方的冷凝器，通过调节冷凝器内的温度来调节反应器内的压力，冷凝器温度为55℃，使一部分气相液化后的冷凝液体d1作为产品送往丙烯精馏塔，冷凝器液相流量为24.5ton/h；另一部分气相dg送往压缩机的二段入口，冷凝器气相流量为3.5ton/h。从气液分离罐出来的液体物料e中的一部分e1作为碳三循环物料与新鲜的碳三馏分f混合进入反应器，碳三循环流量为139.7ton/h。另一部分作为产品送往丙烯精馏塔。

经核算冷凝器j的能耗是-1760.62kw，换热器m的能耗是-693.85kw，总净能耗是2454.47kw。

对比例2

按照传统工艺流程如图4，将丙炔和丙二烯(MAPD)含量为6.7mol％，流量为65.7ton/h的新鲜碳三馏分f与氢气b混合，氢气流量为380kg/h，所获得的混合物由选择加氢反应器顶部进入反应器，从上至下通过反应器内的选择加氢催化剂床层，与碳三液相选择加氢催化剂BC-L-83接触，反应器压力为2.60MPa，反应器入口温度为35℃，反应器出口温度为60℃。选择加氢反应后，反应器塔底出料c含有丙烯、丙烷以及微量MAPD，MAPD含量小于200ppm。反应器塔底出料c先进入一个冷却器进行冷却，再进入一个气液分离罐进行气液两相分离，气液分离罐压力为2.56MPa。气液分离后的气相物流d送往送往压缩机的二段入口，从气液分离罐出来的液体物料e中的一部分e1作为碳三循环物料与新鲜的碳三馏分f混合进入反应器，碳三循环流量为139.6ton/h。另一部分e2作为产品送往丙烯精馏塔。

经核算冷却器o的能耗是-4711.6kw，换热器m的能耗是1171.6kw，总净能耗是5883.2kw。

Claims (15)

1.一种碳三馏分液相选择加氢的方法，其包括以下步骤：

1)将含有丙炔和/或丙二烯的碳三馏分a与氢气b混合后，由顶部进入选择加氢反应器，从上至下通过催化剂床层，与碳三液相选择加氢催化剂接触；

2)将由所述的选择加氢反应器底部得到的含有丙烯、丙烷的气液混合物料c不经过热交换过程，直接引入气液分离罐进行气液分离；

3)将由所述的气液分离罐得到的含有丙烯、丙烷的气相物流d引入置于所述的气液分离罐上部或上方的冷凝器，并使冷凝后的液体dl作为产品引入后续工序，所述的dl含有丙烯、丙烷；

4)将由所述的气液分离罐得到的含有丙烯、丙烷的液相物料e中的一部分e1与新鲜的碳三馏分f一起引入所述的选择加氢反应器，一部分e2作为产品引入后续工序。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于在所述的步骤2)中，所述的物料c不经过换热器和/或冷却器冷却，直接引入气液分离罐进行气液分离。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于在所述的步骤3)中，将未冷凝的气相物流dg放空或送往燃料气管网或送往选自压缩机的二段、三段和四段入口之一。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于所述的选择加氢反应器的压力通过控制冷凝器内的温度或/和控制气相物流dg的放空流量来调节。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于在所述的步骤4)中，e1经过换热器后，再与新鲜的碳三馏分混合，一起引入所述的选择加氢反应器。

6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于在所述的步骤4)中，新鲜的碳三馏分经过换热器后，再与不经过换热器的物流e1混合，一起引入所述的选择加氢反应器。

7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于在所述的步骤4)中，e2送往丙烯精馏塔进行精制。

8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于所述的新鲜碳三馏分f是在丙烯生产过程中由脱丙烷塔顶产出的含有丙烯、丙烷、丙炔和/或丙二烯的碳三馏分。

9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于所述的新鲜碳三馏分中丙炔和/或丙二烯的含量为0.2～7mol％。

10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于所述的选择加氢反应器的反应条件如下：氢炔摩尔比为0.6～2，反应器压力为1～3.5MPa，反应器入口温度为5～50℃，反应器出口温度为18～75℃；反应器中装填碳三液相选择加氢催化剂，使反应器出口物料中丙炔和丙二烯含量为0～1000ppm。

11.根据权利要求10所述的方法，其特征在于所述的碳三液相选择加氢催化剂是将钯、钌、铂中的一种或多种负载于载体上，所述的载体选自二氧化钛、氧化硅、氧化铝、氧化锌、氧化锡、分子筛、碳化硅、高岭土、堇菁石或它们的混合物，其中，以催化剂的总重量为100％计，主活性组分的重量百分比为0.001％-1％。

12.根据权利要求11所述的方法，其特征在于所述的碳三液相选择加氢催化剂含有碱金属、碱土金属、过渡金属、稀土元素、砷、铋或它们的混合物，其中，以催化剂的总重量为100％计，助活性组分的重量百分比为0.001％-10％。

13.根据权利要求11所述的方法，其特征在于所述的碳三液相选择加氢催化剂是以催化剂的总重量为100％计，钯、钌、铂中至少一种作为主活性组分，其重量百分比为0.01％-0.15％；助活性组分包括a)选自银、铜、锌、钾、钠、镁、钙、铍、锡、铅、镉、锶、钡、镭、锰、锆、钼、锗中的至少一种，其重量百分比为0.001％-10％；b)钪、钇、镧系元素中的至少一种，其重量百分比为0.01％-15％；c)砷和铋中的至少一种，其重量百分比为0.001％-5％。

14.根据权利要求1所述的方法，其特征在于所述的气液分离罐的压力为1～3.5MPa，冷凝器的温度为14～70℃，气相物流dg的放空流量为碳三馏分a和氢气b的混合进料量的0～17％。

15.一种碳三馏分液相选择加氢的方法，其包括以下步骤：

1)将含有丙炔和/或丙二烯的碳三馏分a与氢气b混合后，由顶部进入选择加氢反应器，从上至下通过催化剂床层，与碳三液相选择加氢催化剂接触；所述的选择加氢反应器的反应条件如下：氢炔摩尔比为0.6～2，反应器压力为1～3.5MPa，反应器入口温度为5～50℃，反应器出口温度为18～75℃；反应器中装填碳三液相选择加氢催化剂，使反应器出口物料中丙炔和丙二烯摩尔含量为0～1000ppm；

2)将由所述的选择加氢反应器底部得到的含有丙烯、丙烷的气液混合物料c不经过换热器和/或冷却器冷却，直接引入气液分离罐进行气液分离；所述的气液分离罐的压力为1～3.5MPa，冷凝器的温度为14～70℃；

3)将由所述的气液分离罐得到的含有丙烯、丙烷的气相物流d引入置于所述的气液分离罐上部或上方的冷凝器，并使冷凝后的液体dl作为产品引入后续工序，所述的dl含有丙烯、丙烷；将未冷凝的气相物流dg放空或送往燃料气管网或送往选自压缩机的二段、三段和四段入口之一；气相物流dg的放空质量流量为碳三馏分a和氢气b的混合进料质量流量的0～17％；

4)将由所述的气液分离罐得到的含有丙烯、丙烷的液相物料e中的一部分e1与新鲜的碳三馏分f一起引入所述的选择加氢反应器，一部分e2作为产品送往丙烯精馏塔进行精制。

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