CN101559320A - 一种精馏与溶剂吸收相结合的费托合成尾气的分离方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种精馏与溶剂吸收相结合的费托合成尾气的分离方法，该方法包括以下步骤：将经过预处理的费托合成尾气冷却后送至脱甲烷塔，塔顶分离出氢气和其他轻质气体、甲烷、部分碳二馏分及少量碳三，该混合气体进入一个吸收塔，用碳三或碳四或碳五或其烃类混合物作为吸收剂吸收碳二及更重的组分，吸收塔塔顶产物包括氢和其他轻质气体、甲烷及相平衡的少量碳二和吸收剂，塔釜产品为碳二以上组分及少量氢、甲烷，该物料送至脱甲烷塔进一步吸收碳二及更重馏分并脱除其中的甲烷及更轻组分。脱甲烷塔塔底的轻烃混合物可采用常规的轻烃分离方法分离成所要求纯度和回收率的各种轻烃产品。与现有技术相比，本发明具有流程简单，能耗低，各组分回收率高等优点。

Description

一种精馏与溶剂吸收相结合的费托合成尾气的分离方法
技术领域：
本发明属于轻烃分离技术领域，尤其涉及一种从费托合成尾气中回收H2、CO和低碳烃组分的方法。
背景技术
费托合成是指合成气在铁、钴、镍或钌等催化剂上转化制取烃类的反应(Fischer-Tropsch synthesis，简称FTS)，费托合成产物包括低碳烃(C1-C5烷烯烃)、液态烃(C5-C20烃)、固体产物(C20+烃)、水、二氧化碳和含氧化合物(醇醛酮酸酯)等。费托合成产物经过分离，形成低温冷凝物(液态烃)、固态蜡、废水和气体混合物，气体混合物含有未反应的H2、CO和CO2、低碳烃(甲烷、乙烷/乙烯、丙烷/丙烯、丁烷/丁烯)及少量其他物质(水蒸汽、惰性气、挥发性醇、醛、酮、酸和C5+烃)等，其中低碳烃和H2、CO是经济价值较高的组分，应回收利用以提高费托合成的经济性。但当前，费托合成尾气常被作为燃料烧掉，用于供热或发电，降低了宝贵资源的使用价值。随着国内费托合成技术工业应用和商业化装置大规模的运营，费托合成尾气总量将具有很大的规模，因此应选用先进的分离技术和合理的工艺流程，获取可循环回反应器的H2、CO和低碳烃产品，以提高费托合成装置的经济效益。
由于费托合成尾气具有较高的回收利用价值，近年来也出现了一些相关专利，但由于费托合成尾气组分复杂，不同工艺技术得到的尾气组成相差很大，采用分离手段对所有组分逐一回收比较困难，因此现有专利技术都是针对某一特定组成开发的，所提及的回收产品分别有低碳烃和氢气、一氧化碳。
CN1944358公开了一种从费托合成尾气中回收C3-C5为主的低碳烃类混合物的方法，其尾气摩尔组成为H2 49.9％、CO 30％、CO2 14％、C1-C7 4.1％及少量水、氩气、氮气和醇、酮、酸。该专利采用包括脱碳、初冷、水洗、脱水、减压、深冷、分馏等多个工艺步骤分离得到C3-C5为主的烃类混合物。根据不同的过程条件，烃类组分的回收率在36％到51％之间。但该专利没有涉及将此烃类混合物进一步分离以单独得到高浓度的丙烯、丙烷、丁烯和丁烷等产品，也没有涉及怎样进一步加工尾气以提高尾气的使用价值。
US4401450公开了一种通过两级冷却洗涤的方法，将费托合成尾气等含低浓度C2-C3烯烃(乙烯或丙烯组分含量约2-3mol％)的气体中，得到较高浓度C2-C3烯烃的方法，分离后气体中低碳烃含量至少达25％以上(重量)，但所得到的低碳烃混合物没有与H2、CO、N2分离，因而在分离低碳烃混合物成纯组分时需要使用较高等级的乙烯冷量。该专利的C2烯烃的提浓回收率约为70％，C3烯烃的提浓回收率则可高达99％。
上述专利均未涉及氢、氮和一氧化碳之间的分离和提纯问题，美国专利US6062042和US6070430解决了这使个问题。该专利提出可用多级冷凝分离或甲烷洗涤的方法将氢气产品的浓度提高到93.4％至96％，一氧化碳产品的浓度可提高到99.9％，但是过程的温度低至-180℃至-194℃，一般需用以一氧化碳为工作介质的冷冻压缩机，投资和经常操作费用都较大。而且该专利的名称为“从含氮和氢的气体混合物中分离一氧化碳”(SEPARATION OF CARBON MONOXIDETROGEN-CONTAMINED GASEOUS MIXTURES ALSO CONTAININGHYDROGEN)，进料中不包括低碳烃，不涉及从含氢气和一氧化碳气体中回收低碳烃的问题。
CN200810202983.1提出了一种仅用乙烯和丙烯冷量就能综合回收利用费托合成尾气中各个组分的方法，极大地提高了费托合成尾气的使用价值。该方法虽然比上述各个专利的低碳烃组分的回收率高，其中乙烯的回收率为85％，远高于CN1944358的30至50％的乙烯回收率和US4401450的70％乙烯回收率，但常规烃类裂解生产乙烯的装置其乙烯的回收率可达到98％以上，因此若费托合成尾气中的乙烯含量较高，进一步提高乙烯的回收率是很有意义的。
发明内容：
本发明的目的就是为了克服上述现有技术存在的缺陷而提供一种乙烯回收率高、成本低、流程简单、操作方便的精馏与溶剂吸收相结合的费托合成尾气的分离方法。
本发明的目的通过下列技术方案来实现：一种精馏与溶剂吸收相结合的费托合成尾气的分离方法，其特征在于，该方法包括以下步骤：
(1)将经过预处理的费托反应尾气冷却后送到脱甲烷塔，脱甲烷塔的塔顶产物包括氢和其他轻质气体、甲烷、部分碳二馏分及相平衡的少量碳三，塔釜产品为其余碳二及更重组分；
(2)将脱甲烷塔塔顶气体送到吸收塔，用吸收剂分离碳一和碳二，吸收塔塔顶产物包括氢和其他轻质气体、甲烷及相平衡的少量碳二和吸收剂，塔釜产品为碳二以上组分及少量的氢、甲烷；
(3)吸收塔的塔底产品返回脱甲烷塔，在脱甲烷塔进一步吸收碳二及更重馏分并脱除其中的甲烷及更轻组分后送到脱乙烷塔进行碳二和碳三的清晰切割，脱乙烷塔塔顶得到碳二馏分，送至乙烯精馏塔分离得到乙烯和乙烷，若进入脱甲烷塔的进料中含有乙炔，则脱乙烷塔塔顶产品先脱除乙炔再进入乙烯精馏塔，脱乙烷塔的塔釜产品是碳三及更重组分，送至脱丙烷塔进行碳三和碳四的切割。
步骤(1)中所述的预处理为脱除酸性气体、醇、醛、酮、酸和水分，如果经过预处理的费托合成尾气的压力低于2.0MPa，可将其压缩至优选压力范围2.5-3.5MPa；所述的脱甲烷塔顶部设有能同时进行传热与传质的换热器。
步骤(2)中所述的吸收剂为碳三、碳四、碳五或其烃类混合物。
步骤(2)中所述的吸收塔的塔顶出口气体经冷却后送至第一级分离罐进行气液分离，第一级分离罐罐底出口液体与吸收塔塔底出口液体混合后返回脱甲烷塔，第一级分离罐出口气体进一步冷却后进入第二级气液分离罐进行气液分离，第二级气液分离罐出口气体为可以循环回费托合成反应器进口的以氢和一氧化碳为主要成份的混合气，经膨胀和回收冷量后送出界区；第二级气液分离罐出口液体为甲烷、一氧化碳、氮气和少量的碳二烃。
所述的第二级气液分离罐出口液体送至解吸塔脱除其中的氮和一氧化碳，解吸塔的塔顶气体为一氧化碳、氮、甲烷、氢的混合物，可作为燃料外送或者送至其他分离设施进一步分离氮和其他组分，氮作为惰性气体排出，其他组分返回费托合成反应器；解吸塔的底部出口液体为提高了纯度的甲烷，可返回合成气生成反应器作为原料或其他用途的化工原料。
所述的解吸塔为一个有多个平衡级的分离器，用分离罐出口气体作为其再沸器的热源。
步骤(2)中所述的吸收塔为一个有多个平衡级的分离器，该分离器在塔顶或任何一个平衡级设有换热器。
步骤(2)中所述的吸收塔采用碳三及更重组分为吸收剂，将脱乙烷塔塔釜出料一分为二，一部分作为脱丙烷塔的进料进行碳三和碳四的分离；另一部分冷却到高于-99℃，优选的温度是冷却到高于-75℃后送到吸收塔作为吸收剂。
步骤(2)中所述的吸收塔采用以丙烷为主要成份的吸收剂，将丙烯精馏塔塔釜出料一分为二，一部分作为丙烷产品送出界区，另一部分冷却到高于-99℃，优选的温度是冷却到高于-75℃后送到吸收塔作为吸收剂。
步骤(2)中所述的吸收塔采用碳四及更重组分为吸收剂，将脱丙烷塔塔釜出料一分为二，一部分作为脱丁烷塔的进料进行碳四和碳五的分离，另一部分冷却到高于-99℃，优选的温度是冷却到高于-75℃后送到吸收塔作为吸收剂。
步骤(2)中所述的吸收塔采用碳四为吸收剂，将脱丁烷塔塔顶出料一分为二，一部分作为碳四产品送出界区，另一部分冷却到高于-99℃，优选的温度是冷却到高于-75℃后送到吸收塔作为吸收剂。
本发明在保持CN200810202983.1仅用乙烯和丙烯冷量就能回收利用费托合成尾气中各个组分的基础上进一步提高乙烯的回收率。CN200810202983.1流程简单、操作方便、投资低，但是由于费托合成尾气中的甲烷含量很高，在使用乙烯冷量进行甲烷与乙烯的精馏分离时，即使由相平衡关系所决定的甲烷中的乙烯相对含量很低但甲烷中的乙烯绝对含量还是很高，这就是为何CN200810202983.1的乙烯回收率只能保持85％左右的原因。但是本发明在精馏塔的顶部加入一种吸收剂，则可以降低甲烷中乙烯含量，减少损失。虽然使用溶剂使日常生产的能耗有所增加，但乙烯回收率提高，在进料中乙烯含量较高时其得益远大于能耗少量增加的损失。
与现有技术相比，本发明具有如下优点：
1.分离轻质气体后脱甲烷塔塔底所生成的轻烃混合物浓度高，采用常规精馏和-41℃以上的冷量就能方便地分离轻烃混合物成纯组分。
2.解决了氢、一氧化碳和氮之间的部分分离问题，氮气在循环过程中不会因无处排放而积累，因而能以较低的代价达到氢和一氧化碳循环使用的目的。
3.采用一个解吸塔提高了甲烷产品的纯度，使其成为能生产氢、一氧化碳气体或其它化学利用的原料，提高了甲烷的使用价值。
4.采用了吸收和精馏相结合的方法来分离轻质气体、甲烷与碳二以上轻烃，在进料中轻质气体和甲烷的含量高达80％的情况下乙烯的回收率仍能达到97％。因而本发明是一个能以比较低的投资和操作费用得到高物料回收率的分离技术。
附图说明
图1本发明以脱乙烷塔釜液为吸收剂的流程图.
图2本发明以丙烷为吸收剂的流程图
图3本发明以脱丙烷塔釜液为吸收剂的流程图.
图4本发明以碳四为吸收剂的流程图
具体实施方式
下面结合实施例对本发明进行说明。
将经过预处理的费托合成尾气冷却后送至脱甲烷塔，该塔为碳二馏分的非清晰切割塔，塔顶产物包括氢和其他轻质气体、甲烷、部分碳二馏分及相平衡的少量碳三，塔釜产品为其余碳二及全部更重组分。脱甲烷塔的塔顶产物去一个吸收塔，用脱乙烷塔釜液作为吸收剂吸收其中的碳二。吸收塔塔顶产物进一步冷却到-120℃～-132℃后进入第一级气液分离罐，分离出的少量凝液和吸收塔出口釜液混合后回流至脱甲烷塔顶，未冷凝的气冷却至-156℃～-166℃后进入第二级气液分离罐。第二级气液分离罐出口气体为可以循环回费托合成反应器进口的以氢和一氧化碳为主要成份的混合气，在过程中膨胀和回收冷量后送出界区；第二级气液分离罐出口液体去解吸塔脱除其中的氮和一氧化碳。解吸塔的塔顶气体为一氧化碳、氮、甲烷、氢的混合物，可作为燃料外送或者送至其他分离设施进一步分离氮和其他组分，氮作为惰性气体排出，其他组分返回费托合成反应器；解吸塔的底部出口液体为提高了纯度的甲烷，可返回合成气生成反应器作为原料或其他用途的化工原料。
脱甲烷塔的釜液送到脱乙烷塔进行碳二和碳三的清晰切割。脱乙烷塔塔顶得到碳二馏分，去乙烯精馏塔分离得到乙烯和乙烷，若进入脱甲烷塔的进料中含有乙炔，则脱乙烷塔塔顶产品先脱除乙炔再进入乙烯精馏塔，提纯到所需要的浓度。脱乙烷塔塔釜产品是碳三及更重组分，送到脱丙烷塔进行碳三和碳四的切割。脱丙烷塔塔顶得到碳三馏分，去丙烯精馏塔分离得到丙烯和丙烷，若进入脱丙烷塔的进料中含有丙炔，则脱丙塔顶产品先脱除丙炔再进入丙烯精馏塔。
若所述的吸收塔采用碳三及更重组分为吸收剂，可将脱乙烷塔塔釜出料一分为二(见附图1)，一部分作为脱丙烷塔的进料进行碳三和碳四的分离；另一部分冷却到高于-99℃，优选的温度是冷却到高于-75℃后送到吸收塔作为吸收剂。
若所述的吸收塔采用以丙烷为主要成份的吸收剂，可将丙烯精馏塔塔釜出料一分为二(见附图2)，一部分作为丙烷产品送出界区，另一部分冷却到高于-99℃，优选的温度是冷却到高于-75℃后送到吸收塔作为吸收剂。
若所述的吸收塔采用碳四及更重组分为吸收剂，可将脱丙烷塔塔釜出料一分为二(见附图3)，一部分作为脱丁烷塔的进料进行碳四和碳五的分离，另一部分经冷却到高于-99℃，优选的温度是冷却到高于-75℃后送到吸收塔作为吸收剂。
若所述的吸收塔采用以碳四为吸收剂，可将脱丁烷塔塔顶出料一分为二(见附图4)，一部分作为碳四产品送出界区，另一部分经冷却到高于-99℃，优选的温度是冷却到高于-75℃后送到吸收塔作为吸收剂。
实施例1
如附图1所示，经过预处理的费托合成尾气作为进料，其组成见物流101。物流101经过物料换热器L304、冷却器E301、物料换热器L303和冷却器E302将温度降低至-75℃左右后进入脱甲烷塔T301去脱除其中的甲烷及更轻组分。脱甲烷塔T301的塔顶出料去吸收塔T302，在塔顶注入吸收剂(物流114)以降低其中的碳二及更重组分的含量。脱甲烷塔釜液的组成见物流102，由此可见进料中轻烃的浓度被提高了5至6倍。上述进料气体的冷却冷凝，除去过程物料之间的换热外还使用丙烯冷冻压缩机和乙烯冷冻压缩机提供的冷量。
吸收塔T302塔顶产物进一步冷却到-125℃后进入第一级气液分离罐F301，F301出口的少量凝液和吸收塔T302出口釜液混合后回流至脱甲烷塔顶，未冷凝的气体再进一步冷却至-160℃后进入第二级气液分离罐F302。F302出口气体为可以循环回费托合成反应器的以氢和一氧化碳为主要成份的混合气，其组成见物流104，经膨胀和物料换热器L301、L302、L303及L304回收冷量后送出界区；第二级气液分离罐F302出口液体为甲烷、一氧化碳、氮气和少量的碳二烃，组成见物料105，该物料若不进一步处理只能作为燃料使用。本发明提出将物流105进入到解吸塔T303，T303的功能是脱除塔底产品中比甲烷轻的组分，提高甲烷的浓度至95％，使其可能成为化工原料。解吸塔的塔顶气体为一氧化碳、氮、甲烷、氢的混合物，组成见物流106，可作为燃料外送，或者送至其他分离设施进一步分离氮和其他组分，氮作为惰气体排出，其他组分返回费托合成反应器；解吸塔的底部出口液体为提高了纯度的甲烷，减压后用于冷却进料，然后返回合成气生成反应器或用作其他用途的化工原料，组成见物流107。
比较物流101和物流104，可知氢的回收率高达98％，一氧化碳的回收率约为68％，进口物料中的惰性气氮已被脱除了四分之一左右，因此该气体可以循环使用，氮气在循环过程中会达到一个可以接受的平衡浓度。
脱甲烷塔T301的塔釜出料送到脱乙烷塔T401进行碳二和碳三馏分的切割，塔顶的碳二馏分去乙烯精馏塔T402分离成乙烯和乙烷，其组成分别见物流108和物流109。脱乙烷塔T401的塔底出料分为2股，其中一股经冷却器E401和E402冷却后作为吸收剂进入吸收塔T302，其组成见物流114，另一股送至脱丙烷塔T501进行碳三和碳四馏分的切割，脱丙烷塔T501塔顶的碳三馏分去丙烯精馏塔T403分离成丙烯和丙烷，其组成分别见物流110和物流111。脱丙烷塔T501塔底出料送至脱丁烷塔T503进行碳四和碳五馏分的切割，塔顶的碳四馏分组成见物流112，塔釜的碳五馏分组成见物流113。
由上述物流组成可知：使用本发明，氢的回收率大于98％，乙烯的回收率大于97％，丙烯的回收率大于98％，甲烷的回收率大于75％，乙烷的回收率大于99％。
实施例1    物流表    Mol％
  物流编号   101   102   103   104   105   106   107
  H2   41.4987   50.5885   68.9674   2.8902   8.1013
  CO   17.1147   20.8635   19.2394   25.0806   61.2865   5.0
  N2   4.9283   6.0078   6.13   5.6905   15.7596
  CH4   18.4588   0.01   22.4990   5.673   66.1906   14.8524   94.6639
  C2H4   1.9047   6.9396   0.0186   1.137c-4   0.0669   1.709e-4   0.1037
  C2H6   4.0771   15.0336   3.443e-3   9.086e-7   1.968e-3   1.064e-6   3.06e-3
  C3H6   5.2867   34.2238   2.28e-5   0.0669   0.104
  C3H8   1.5457   10.1006   5.397e-6   0.0124   0.0193
  C4H8   2.5650   16.665   8.21e-5   1.276e-4
  C4H10   0.6720   4.3662   1.94e-5   3.017e-5
  C5H12   1.9489   12.6612   2.056e-7   3.197e-3
  F，Kgmol/h   6000   1627.770   4921.9053   3553.4468   1368.4584   488.207   880.2509
  物流编号   108   109   110   111   112   113   114
  H2
  CO
  N2
  CH4   4.65e-3
  C2H4   99.9511   0.1
  C2H6   0.0442   99.7539   0.0457   0.02
  C3H6   0.1419   99.50   3.9998   0.0429   43.8434
  C3H8   4.153e-3   0.4542   95.5659   0.2777   12.9470
  C4H8   0.4183   78.8159   0.3514   21.3625
  C4H10   0.0160   20.6635   0.1486   5.597
  C5H12   0.20   99.50   16.2301
  F，Kgmol/h   111.0544   245.0122   314.3546   94.0293   193.9741   117.009   550.0
实施例2
如附图2所示，从物料进口到脱甲烷塔、吸收塔、第一和第二气液分离罐，最后到解吸塔，所有流程与实施例1都相同，所不同的是本实施例采用的吸收剂是丙烷，来自丙烯精馏塔T403的塔釜物料，经冷却器E401、E402冷却后进入吸收塔T302作为吸收剂。物料平衡计算结果见物流表2。
实施例2    物流表    Mol％
  物流编号   101   102   103   104   105   106   107
  H2   41.4987   50.5919   68.9224   2.8920   8.1121
  CO   17.1147   20.8649   19.2551   25.0539   61.2506   5.0
  N2   4.9283   6.0082   6.1318   5.6867   15.7580   0.107
  CH4   18.4588   0.01   22.5004   5.6906   66.2430   14.8792   94.6998
  C2H4   1.9047   7.1823   0.0183   1.123e-4   0.0655   1.683e-4   0.1018
  C2H6   4.0771   15.4977
  C3H6   5.2867   21.3579   1.637e-3   5.897e-3   9.164e-3
  C3H8   1.5457   36.1907   0.0147   0.0530   0.0823
  C4H8   2.5650   9.7963
  C4H10   0.6720   2.5568
  C5H12   1.9489   7.4083
  F，Kgmol/h   6000   1578.4553   4921.5732   3555.3081   1366.2651   487.0869   879.1781
  物流编号   108   109   110   111   112   113   114
  H2
  CO
  N2
  CH4   4.532e-3
  C2H4   99.950   0.10
  C2H6   0.0454   99.7537   0.0774
  C3H6   0.1282   99.50   4.00   4.0
  C3H8   0.0181   0.4225   95.847   0.3175   95.847
  C4H8   0.1461   78.8416   0.3508   0.1461
  C4H10   6.871e-3   20.6379   0.1492   6.871e-3
  C5H12   0.20   99.50
  F，Kgmol/h   111.5152   244.9336   314.7096   93.7872   194.4951   117.1315   500.0
实施例3
如附图3所示，从物料进口到脱甲烷塔、吸收塔、第一和第二气液分离罐，最后到解吸塔，所有流程与实施例1都相同，所不同的是本实施例采用的吸收剂为来自脱丙烷塔T501的塔釜物料，经冷却器E401、E402冷却后进入吸收塔T302作为吸收剂。物料平衡计算结果见物流表3。
物流表3    Mol％.
  物流编号   101   102   103   104   105   106   107
  H2   41.4987   50.5843   68.9348   2.8941   8.1167
  CO   17.1147   20.862   19.2474   25.0575   61.2519   5.0
  N2   4.9283   6.0073   6.1308   5.6863   15.7551   0.1065
  CH4   18.4588   0.01   22.4985   5.6867   66.1894   14.8759   94.6254
  C2H4   1.9047   6.7991   0.0468   2.893e-4   0.1689   4.34e-4   0.2622
  C2H6   4.0771   14.8447
  C3H6   5.2867   19.2622   7.286e-5   2.617e-4   4.068e-4
  C3H8   1.5457   5.6832   2.391e-4   8.57e-4   1.332e-3
  C4H8   2.5650   26.8377   5.948e-4   2.143e-3   3.331e-3
  C4H10   0.6720   6.9762   1.576e-4   5.66e-4   8.797e-4
  C5H12   1.9489   19.5870   1.37e-6   4.88e-6
  F，Kgmol/h   6000   1647.8864   4922.3291   3554.5771   1367.7982   487.7112   880.0872
  物流编号   108   109   110   111   112   113   114
  H2
  CO
  N2
  CH4   4.79e-3
  C2H4   99.950   0.10   1.125e-4
  C2H6   0.0453   99.7543   0.0819
  C3H6   0.1417   99.50   4.00   0.0602   0.0382
  C3H8   4e-3   0.418   95.563   0.2548   0.1618
  C4H8   0.4209   79.0215   0.3510   50.296
  C4H10   0.0160   20.4635   0.1490   13.0459
  C5H12   0.2   99.50   36.4581
  F，Kgmol/h   110.1133   244.9176   314.8311   93.437   199.3517   114.656   570.0
实施例4
如附图4所示，从物料进口到脱甲烷塔、吸收塔、第一和第二气液分离罐，最后到解吸塔，所有流程与实施例1都相同，所不同的是本实施例采用的吸收剂为来自脱丁烷塔T503的塔顶碳四物料，经冷却器E401、E402冷却后进入吸收塔T302作为吸收剂。物料平衡计算结果见物流表4。
物流表4    Mol％
  物流编号   101   102   103   104   105   106   107
  H2   41.4987   50.5833   68.9361   2.8932   8.1151
  CO   17.1147   20.8613   19.2470   25.0562   61.255   5.0
  N2   4.9283   6.0072   6.1310   5.6854   15.755   0.1063
  CH4   18.4588   0.01   22.4964   5.6856   66.1794   14.8744   94.6053
  C2H4   1.9047   6.5764   0.0509   3.12e-4   0.1824   4.686e-4   0.2832
  C2H6   4.0771   14.411
  C3H6   5.2867   18.6929   2.64e-5   9.5e-5   1.476e-4
  C3H8   1.5457   5.5403   1.94e-4   7.0e-4   1.088e-3
  C4H8   2.5650   38.0959   5.77e-4   2.078e-3   3.23e-3
  C4H10   0.6720   9.7118   1.277e-4   4.597e-4   7.14e-4
  C5H12   1.9489   6.9618
  F，Kgmol/h   6000   1697.4823   4922.4233   3554.5188   1367.9047   487.6889   880.2162
  物流编号   108   109   110   111   112   113   114
  H2
  CO
  N2
  CH4   4.916e-3
  C2H4   99.95   0.1
  C2H6   0.0453   99.7544   0.085
  C3H6   0.1418   99.50   3.9996   0.0169   0.0169
  C3H8   3.81e-3   0.415   95.5689   0.2118   0.2118
  C4H8   0.4167   79.4085   0.3292   79.4085
  C4H10   0.0148   20.1628   0.1709   20.1628
  C5H12   0.200   99.50   0.200
  F，Kgmol/h   109.6499   244.9081   315.1382   95.0789   195.5134   117.126   620.0

Claims (15)

1.一种精馏与溶剂吸收相结合的费托合成尾气的分离方法，其特征在于，该方法包括以下步骤：
(1)将经过预处理的费托反应尾气冷却后送到脱甲烷塔，脱甲烷塔的塔顶产物包括氢和其他轻质气体、甲烷、部分碳二馏分及相平衡的少量碳三，塔釜产品为其余碳二及更重组分；
(2)将脱甲烷塔塔顶气体送到吸收塔，用吸收剂分离碳一和碳二，吸收塔塔顶产物包括氢和其他轻质气体、甲烷及相平衡的少量碳二和吸收剂，塔釜产品为碳二以上组分及少量的氢、甲烷；
(3)吸收塔的塔底产品返回脱甲烷塔，在脱甲烷塔进一步吸收碳二及更重馏分并脱除其中的甲烷及更轻组分后送到脱乙烷塔进行碳二和碳三的清晰切割，脱乙烷塔塔顶得到碳二馏分，送至乙烯精馏塔分离得到乙烯和乙烷，若进入脱甲烷塔的进料中含有乙炔，则脱乙烷塔塔顶产品先脱除乙炔再进入乙烯精馏塔，脱乙烷塔的塔釜产品是碳三及更重组分，送至脱丙烷塔进行碳三和碳四的切割。
2.根据权利要求1所述的一种精馏与溶剂吸收相结合的费托合成尾气的分离方法，其特征在于，步骤(1)中所述的预处理为脱除酸性气体、醇、醛、酮、酸和水分；所述的脱甲烷塔顶部设有能同时进行传热与传质的换热器。
3.根据权利要求1所述的一种精馏与溶剂吸收相结合的费托合成尾气的分离方法，其特征在于，步骤(2)中所述的吸收剂为碳三、碳四、碳五或其烃类混合物。
4.根据权利要求1所述的一种精馏与溶剂吸收相结合的费托合成尾气的分离方法，其特征在于，步骤(2)中所述的吸收塔的塔顶出口气体经冷却后送至第一级分离罐进行气液分离，第一级分离罐罐底出口液体与吸收塔塔底出口液体混合后返回脱甲烷塔，第一级分离罐出口气体进一步冷却后进入第二级气液分离罐进行气液分离，第二级气液分离罐出口气体为可以循环回费托合成反应器进口的以氢和一氧化碳为主要成份的混合气，经膨胀和回收冷量后送出界区；第二级气液分离罐出口液体为甲烷、一氧化碳、氮气和少量的碳二烃。
5.根据权利要求4所述的一种精馏与溶剂吸收相结合的费托合成尾气的分离方法，其特征在于，所述的第二级气液分离罐出口液体送至解吸塔脱除其中的氮和一氧化碳，解吸塔的塔顶气体为一氧化碳、氮、甲烷、氢的混合物，可作为燃料外送或者送至其他分离设施进一步分离氮和其他组分，氮作为惰性气体排出，其他组分返回费托合成反应器；解吸塔的底部出口液体为提高了纯度的甲烷，可返回合成气生成反应器作为原料或其他用途的化工原料。
6.根据权利要求5所述的一种精馏与溶剂吸收相结合的费托合成尾气的分离方法，其特征在于，所述的解吸塔为一个有多个平衡级的分离器，用分离罐出口气体作为其再沸器的热源。
7.根据权利要求1所述的一种精馏与溶剂吸收相结合的费托合成尾气的分离方法，其特征在于，步骤(2)中所述的吸收塔为一个有多个平衡级的分离器，该分离器在塔顶或任何一个平衡级设有换热器。
8.根据权利要求1所述的一种精馏与溶剂吸收相结合的费托合成尾气的分离方法，其特征在于，步骤(2)中所述的吸收塔采用碳三及更重组分为吸收剂，将脱乙烷塔塔釜出料一分为二，一部分作为脱丙烷塔的进料进行碳三和碳四的分离；另一部分冷却到高于-99℃后送到吸收塔作为吸收剂。
9.根据权利要求8所述的一种精馏与溶剂吸收相结合的费托合成尾气的分离方法，其特征在于，所述的脱乙烷塔的塔釜产品中的另一部分冷却到高于-75℃后送到吸收塔作为吸收剂。
10.根据权利要求1所述的一种精馏与溶剂吸收相结合的费托合成尾气的分离方法，其特征在于，所述的吸收塔采用以丙烷为主要成份的吸收剂，将丙烯精馏塔塔釜出料一分为二，一部分作为丙烷产品送出界区，另一部分经冷却到高于-99℃后送到吸收塔作为吸收剂。
11.根据权利要求10所述的一种精馏与溶剂吸收相结合的费托合成尾气的分离方法，其特征在于，所述的丙烯精馏塔塔釜出料中的另一部分冷却到高于-75℃后送到吸收塔作为吸收剂。
12.根据权利要求10所述的一种精馏与溶剂吸收相结合的费托合成尾气的分离方法，其特征在于，步骤(2)中所述的吸收塔采用碳四及更重组分为吸收剂，将脱丙烷塔塔釜出料一分为二，一部分作为脱丁烷塔的进料进行碳四和碳五的分离，另一部分经冷却到高于-99℃后送到吸收塔作为吸收剂。
13.根据权利要求12所述的一种精馏与溶剂吸收相结合的费托合成尾气的分离方法，其特征在于，所述的脱丙烷塔塔釜出料中的另一部分冷却到高于-75℃后送到吸收塔作为吸收剂。
14.根据权利要求1所述的一种精馏与溶剂吸收相结合的费托合成尾气的分离方法，其特征在于，步骤(2)中所述的吸收塔采用碳四为吸收剂，将脱丁烷塔塔顶出料一分为二，一部分作为碳四产品送出界区，另一部分冷却到高于-99℃后送到吸收塔作为吸收剂。
15.根据权利要求14所述的一种精馏与溶剂吸收相结合的费托合成尾气的分离方法，其特征在于，所述的脱丁烷塔塔顶出料中的另一部分冷却到高于-75℃后送到吸收塔作为吸收剂。
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