CN100556869C - 一种含烯烃气体的分离工艺方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种含烯烃气体的分离工艺方法，包括吸收、解吸工艺，其中包括对吸收分离工艺的热集成，回收冷量直接用于吸收和解吸进料的冷却；另一方面采用氨吸收式制冷系统，利用相邻工艺的余热制冷提供本分离工艺的冷负荷；从而节省了公用设施的大量电耗。此外本发明还可以根据应用于不同的烯烃回收工段，利用相邻工艺的余热发生蒸汽，来提供解吸塔塔釜的加热热负荷，以节省公用设施的大量蒸汽消耗。
Description
技术领域
本发明涉及一种分离含烯烃气体的工艺方法，可用于天然气经氧化偶联法制乙烯的反应产物混合气的分离，也可以用于裂化干气和炼厂气等含烯烃气体的分离。
背景技术
现有烯烃分离技术一般采用吸收、解吸的工艺方法分离烯烃含量气相对低的气体。例如：在美国的UCCPT公司(Union Carbide Chemicals & PlasticsTechnology Corporation)的天然气氧化偶联法制乙烯工艺的专利(专利号：US6518476)中，提出了采用硝酸银络合法吸收分离反应产物混合气中的乙烯。该分离工艺是在5.86MPa左右的高压下，采用多个压缩机、多个闪蒸罐的高能耗的复杂吸收/解吸操作。
虽然裂解气中乙烯含量比较高(30％左右)，但是分离其中的乙烯仍然很困难。作为裂解气烯烃分离技术的辅助工艺，美国专利US6358399和US6340429提出了一种低压溶剂吸收/加氢法。裂解气首先进入一个吸收塔，用一股被冷却的吸收剂吸收。吸收剂可以是甲苯、戊烷和己烷，以及甲苯和环己烷的混合物等。吸收塔的塔釜液被送入加氢反应器，使其中的乙炔加氢为乙烯和丙稀。该工艺冷负荷与热负荷均由公用设施提供。
发明内容
本发明解决了相邻工艺的余热回收与烯烃吸收分离工艺的热集成，从而降低吸收/解吸分离系统的能耗，提供了一种分离效率高，能耗低的含烯烃气体的分离方法。可以用于天然气经氧化偶联法制乙烯的反应产物混合气的分离，也可以用于裂化干气和炼厂气等烯烃混和气体的分离。
主要的技术方案：本发明包括通常的吸收、解吸工艺，其中还包括对吸收解析工艺进行热集成，即：采用氨吸收式制冷系统回收相邻工艺余热以提供本工艺冷量；对本吸收、解吸分离工艺的能量回收循环；具体措施是：被分离的烯烃混合气经吸收塔进料换热器冷却后送入塔釜，吸收剂进入吸收塔塔顶，逆流吸收烯烃；从吸收塔顶分出的未被吸收的烷烃和其他惰性气，经过吸收塔进料换热器和解吸塔进料换热器回收冷量后排出系统；吸收塔塔底富液依次经解吸塔进料换热器和解吸塔进料冷却器两次冷却，送入解吸塔塔顶，烯烃气体从解吸塔塔顶分出，送出系统；解吸塔底的釜液经泵增压送经吸收剂循环冷却器冷却，返回吸收塔塔顶，所述的解吸塔进料冷却器和吸收剂循环冷却器的冷量由与其连接的氨吸收式制冷系统提供，该氨吸收式制冷系统由相邻工艺的余热驱动。
本发明的热集成还包括，用本工艺或相邻工艺的余热发生蒸汽提供解吸塔的热负荷。例如优化方案：用来自天然气氧化偶联反应单元的高温混合气余热发生蒸汽，为解析塔提供部分热量。
上述的混合气如果含有水，则经过冷凝疏水和分子筛吸附脱水操作，以达到进入吸收塔进料状态的要求。
上述的氨吸收制冷系统为通常使用的系统，即以氨水为工质，利用相邻工艺余热供给精馏塔的再沸器；氨水工质通过在精馏塔、冷凝器、节流阀、吸收器和蒸发器等设备之间的循环；由蒸发器借助冷媒向解吸塔进料冷却器和吸收剂循环冷却器提供冷量。
上述吸收剂优选采用甲苯、苯或环己烷及其混合物作为吸收剂。吸收剂进吸收塔的温度为-10℃～-60℃。
上述的烯烃混合气为天然气经氧化偶联法制乙烯的反应产物混合气或裂化干气和炼厂气等烯烃混和气体。
本发明应用于天然气经氧化偶联法制乙烯工艺的烯烃回收工段。此时，吸收和解吸工艺条件根据制乙烯工艺的现场条件调节。一般吸收塔的压力为1.4MPa～1.6MPa，塔顶温度为-40℃～-30℃，塔釜温度为0℃～10℃。解吸塔的压力为0.1MPa～0.2MPa，塔顶温度为-30℃～-20℃，塔釜温度为100℃～120℃。被吸收气体组分中含有大部分的甲烷和C2～C4组分以及CO2，还含有少量CO，H2和N2，其中烯烃含量5％～15％(质量分数)。
本发明还可以应用于裂化干气和炼厂气等含烯烃气体的分离工艺。此时，吸收塔的压力为1.1MPa～1.3MPa；塔顶温度为-20℃～-30℃，塔釜温度为-10℃～10℃。解吸塔的压力为0.1MPa～0.2MPa；塔顶温度为-25℃～-35℃，塔釜温度为100℃～120℃。被吸收气体为典型的催化裂化干气，组分含有大部分的甲烷和N2和C1～C4组分以及CO2，还含有少量CO和H2等组分。其中烯烃含量为15％～25％(质量分数)。
本发明的效果：
1、本发明实现了在分离工艺中对能量的合理利用，一方面通过对本身工艺的热集成，回收冷量直接用于吸收和解吸进料的冷却；另一方面采用氨吸收式制冷系统，利用相邻工艺的余热制冷提供本分离工艺的冷负荷；从而节省了公用设施的大量电耗。此外本发明还可以根据应用于不同的烯烃回收工段的不同工况，利用相邻工艺的余热发生蒸汽，来提供解吸塔塔釜的加热热负荷，因而节省了公用设施的大量蒸汽消耗。
2、本发明压力相对低，为1.0MPa～1.5MPa(UCCPT公司的硝酸银络合吸收分离工艺为5.9MPa)，大大降低了分离工艺的能耗。同时有利于大幅度降低装置建设成本和运行成本。
3、本发明应用于天然气氧化偶联法制乙烯工艺时，乙烯回收率为99.5％，丙烯回收率为98.2％，烯烃的纯度可以达到75.0％。本发明应用于催化裂化干气烯烃回收工艺时，乙烯回收率为99.1％，丙烯回收率为99.9％，烯烃的纯度可以达到64.5％。
附图说明
图1本发明用于天然气经氧化偶联法制乙烯烯烃回收工艺流程示意图。
图2本发明用于催化裂化干气烯烃回收工艺流程示意图。
具体实施方式：
下面结合附图和实施例对本发明的实施方案进一步说明。但是，本发明不限于所列出的实施例。还应包括对本发明所保护方案的其他任何公知的改变。
实施例1：本实施例是以甲苯作吸收剂的天然气氧化偶联法制乙烯的反应产物混合气分离工艺。
如附图1的工艺流程所示，来自天然气氧化偶联反应单元的高温混合气温度为209℃，压力为1.48MPa，其中主要含有甲烷、H2O、CO2、C2和C3，乙烯、丙稀和丁烯的总含量为9.35％，同时含有少量C4、CO、H2和N2。混合气以1000kg/h的质量流率，进入废热锅炉1。在此将质量流率为192kg/h，温度为110℃的水加热产生111.2℃的蒸汽，利用混和气余热提供给甲苯解吸塔8，作为其部分加热负荷。混合气经过换热器2进一步冷却并疏水后送入分子筛吸附塔3，进一步除去残余水。除水后的气体在吸收塔进料换热器4中被冷却至10℃，进入甲苯吸收塔5塔釜。在1.48MPa的操作条件下，吸收剂甲苯的质量流率为2030kg/h，进入吸收塔5的塔顶逆流吸收烯烃。混合气中未被吸收的烷烃及惰性气体离开吸收塔5的塔顶时温度为-31.6℃，经解吸塔进料换热器6和吸收塔进料换热器4，两次回收冷量后排出系统，实现对本工艺自身的能量集成利用。富含烯烃的塔底富液，先后经解吸塔进料换热器6和解吸塔进料冷却器7降温至-40℃，送入甲苯解吸塔8的塔顶。在压力为0.1MPa，塔釜温度为109.7℃的操作条件下，主要成分为乙烯、丙烯等气体的产物从解吸塔8的塔顶被分离出系统。离开解吸塔8的塔釜液经泵9增压至1.48MPa，经冷却器10以冷却水降温至30℃，经吸收剂循环冷却器11以冷媒降温至-40℃，返回甲苯吸收塔5的塔顶。吸收剂甲苯的循环损失率约为0.1％。解吸塔进料冷却器7和吸收剂循环冷却器11的冷量由氨吸收式制冷提供。附图1中虚线所围区域为氨吸收式制冷系统。该系统选用现有的氨吸收式制冷系统，包括精馏塔、冷凝器、蒸发器和吸收器、节流阀以及循环泵等，直接利用天然气氧化偶联反应单元的余热蒸汽为热源，氨水工质通过在精馏塔的再沸器、冷凝器、蒸发器和吸收器、节流阀、以及循环泵等设备之间的循环；由蒸发器借助冷媒向解吸塔进料冷却器7和吸收剂循环冷却器11提供冷量。
解吸塔8热源蒸汽一部分来自公用设施，一部分通过回收来自天然气氧化偶联反应单元的高温混合气的余热产生蒸汽提供。
本实施例的工艺物流平衡如表1所示。此工艺的乙烯回收率为99.5％，丙烯回收率为98.2％。
本实施例的设备负荷与能耗如表2所示。工艺中设置了一个废热锅炉1对进料混合气进行余热回收123.2kW，可以满足解吸塔8的一部分塔釜蒸汽负荷。因此塔釜蒸汽的实际负荷为33.3kW。系统的冷负荷约为86.0kW，由氨吸收式制冷系统提供。氨吸收式制冷系统利用氧化偶联反应单元的蒸汽余热260.6kW可以制取86kW温度约为-40℃的冷量，用来供给冷却器7的28.7kW和吸收剂循环冷却器11的57.3kW冷负荷。本发明技术用于处理氧化偶联工艺气体时，每1m3混合气的能耗为0.039kg标准煤。
表1：实施例1的工艺物流平衡
表2：实施例1的设备负荷与能耗
实施例2：本实施例是以甲苯和苯的混合溶液作吸收剂的催化裂化干气分离工艺。
如图2的工艺流程的描述：原料气为催化裂化干气，温度为40℃，压力1.2MPa，主要含有甲烷、N2、乙烯和乙烷，乙烯、丙稀和丁烯的总含量为22.45％，同时含有少量C3、C4、CO2、CO和H2。质量流率为1000kg/h的原料气经吸收塔进料换热器31和冷却器32冷却至-18℃，进入吸收塔33的塔釜。在1.2MPa的操作条件下，吸收剂以3275kg/h的质量流率进入吸收塔的塔顶，逆流吸收烯烃。吸收剂中甲苯和苯的含量分别为90％和10％。干气中大部分的烷烃及惰性气体离开吸收塔33的塔顶时的温度为-25.2℃，经解吸塔进料换热器34和吸收塔进料换热器31，两次回收冷量后排出系统。富含有烯烃的塔底富液，先后经解吸塔进料换热器34和解吸塔进料冷却器35降温至-40℃送入吸收剂解吸塔36的塔顶。在压力为0.1MPa，塔釜温度为105.1℃的操作条件下，主要成分为乙烯、丙烯等的气体从解吸塔36的塔顶被分离出系统。离开解吸塔36的塔釜液经泵37增压至1.2MPa，经冷却器38以冷却水降温至30℃，经吸收剂循环冷却器39以冷媒降温至-40℃，返回吸收塔33的塔顶。吸收剂的循环损失率约为0.08％。解吸塔进料冷却器35和吸收剂循环冷却器39的冷量由氨吸收式制冷提供。附图2中虚线所围区域为氨吸收式制冷系统。该系统利用相邻工艺余热供给精馏塔的再沸器；氨水工质在系统中的再沸器、冷凝器、蒸发器和吸收器、节流阀、以及循环泵等设备之间的循环；由蒸发器借助冷媒向解吸塔进料冷却器35和吸收剂循环冷却器39提供冷量。
在本实例中，解吸塔36热源蒸汽可以来自公用设施，也可以是回收相邻工艺的余热产生的蒸汽。
本实施例的工艺物流平衡表如表3所示。此工艺的乙烯回收率为99.1％，丙烯回收率为99.9％。
本实施例的设备负荷与能耗如表4所示。本专利技术处理催化裂化干气时，每处理1m3干气的能耗为0.293kg标准煤。
表3：实施例2的工艺物流平衡
表4：实施例2的设备负荷与能耗
Claims (7)
1、一种含烯烃气体的分离工艺方法，包括吸收、解吸工艺，其特征在于，对吸收解吸工艺进行热集成，即：被分离的烯烃混合气经吸收塔进料换热器冷却后送入吸收塔釜，吸收剂进入吸收塔塔顶，逆流吸收烯烃；从吸收塔顶分出的未被吸收的烷烃和其他惰性气，再送至吸收塔进料换热器和解吸塔进料换热器回收冷量后排出系统；吸收塔塔底富液依次经解吸塔进料换热器和解吸塔进料冷却器两次冷却，送入解吸塔塔顶，烯烃气体从解吸塔塔顶分出，送出系统；解吸塔底的釜液经泵增压，经吸收剂循环冷却器冷却，返回吸收塔塔顶，所述的解吸塔进料冷却器和吸收剂循环冷却器的冷量由与其连接的氨吸收式制冷系统提供，该氨吸收式制冷系统由相邻工艺的余热驱动。
2、根据权利要求1所述的方法，其特征在于：吸收剂采用甲苯、苯或环己烷及其混合物，吸收剂进塔温度为-10℃～-60℃。
3、根据权利要求1所述的方法，其特征在于：烯烃混合气为天然气经氧化偶联法制乙烯的反应产物混合气、裂化干气或炼厂气。
4、根据权利要求1所述的方法，其特征在于：氨吸收制冷系统由天然气氧化偶联反应单元的余热蒸汽为热源驱动。
5、根据权利要求1所述的方法，其特征在于：解吸塔的热负荷由余热发生蒸汽提供。
6、根据权利要求1所述的方法，其特征在于：被分离混合气为天然气氧化偶联反应单元的高温混合气时，吸收塔的压力为1.4MPa～1.6MPa，塔顶温度为-40℃～-30℃，塔釜温度为0℃～10℃，解吸塔的压力为0.1MPa～0.2MPa，塔顶温度为-30℃～-20℃，塔釜温度为100℃～120℃。
7、根据权利要求1所述的方法，其特征在于：被分离混合气为催化裂化干气时，吸收塔的压力为1.1MPa～1.3MPa，塔顶温度为-20℃～-30℃，塔釜温度为-10℃～10℃，解吸塔的压力为0.1MPa～0.2MPa，塔顶温度为-25℃～-35℃，塔釜温度为100℃～120℃。
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