CN101638584B

CN101638584B - 采用浅冷油吸收法分离炼厂催化干气的方法

Info

Publication number: CN101638584B
Application number: CN 200810117533
Authority: CN
Inventors: 过良; 程建民; 李东风; 廖丽华; 刘智信; 王婧; 李晓峰; 李琰
Original assignee: Sinopec Beijing Research Institute of Chemical Industry; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Beijing Research Institute of Chemical Industry; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2008-08-01
Filing date: 2008-08-01
Publication date: 2013-01-02
Anticipated expiration: 2028-08-01
Also published as: CN101638584A

Abstract

本发明公开的采用浅冷油吸收法分离炼厂催化干气的方法属于分离回收烯烃和烷烃的技术领域，为了解决现有的从炼厂干气中回收烯烃和烷烃的工艺存在投资大和能耗高的问题，提出一种高效的采用浅冷油吸收法分离炼厂催化干气的方法，该方法以碳五馏分作为吸收剂，保持吸收温度为浅冷，温度高于-20℃，采用膨胀机和冷箱回收冷量，使烯烃和烷烃的回收率大幅提高，同时减少了吸收剂的循环量和损失量，降低了能耗。

Description

采用浅冷油吸收法分离炼厂催化干气的方法

技术领域

本发明涉及一种分离回收烯烃和烷烃的方法，具体地说，本发明涉及一种从炼厂催化干气中分离回收烯烃和烷烃的方法。

背景技术

炼厂催化干气来源于催化裂化过程，通常干气中的乙烯含量约为12～20摩尔％，乙烷含量约为15～24摩尔％，还含有丙烯、丙烷、丁烷等烯、烷烃。目前炼厂催化干气主要作为燃料烧掉，利用价值较低。如果将催化干气中烯烃、烷烃回收，送往乙烯工厂作为生产乙烯的原料，则可节省大量的裂解原料油，使乙烯生产成本大幅度下降，从而使企业获得较好的经济效益。

目前从炼厂催化干气中回收乙烯的方法主要有深冷分离法、中冷油吸收法、络合分离法、变压吸附法等，各种方法各具特点。深冷分离法工艺成熟，乙烯回收率高，但投资大，用于稀乙烯回收能耗较高；络合分离法，乙烯回收率较高，但对原料中的杂质要求严格，预处理费用较高，需要特殊的络合吸收剂；变压吸附法操作简单，能耗较低，但产品纯度低，乙烯回收率低，占地面积大。

油吸收法主要是利用吸收剂对气体中各组分的溶解度不同来分离气体混合物，一般先利用吸收剂吸收C2及C2以上的重组分，分离出甲烷、氢气等不凝性气体，再用精馏法分离吸收剂中的各组分。该方法具有规模小、适应性强、投资费用低等特点，可用于从裂解气中分离烯烃、从天然气中回收轻烃等工艺。中冷油吸收法可用于催化裂化干气中低浓度乙烯的回收，但中冷油吸收工艺温度仍较低，回收率通常只有85％左右。

CN 1640992提出了一种以装置自产稳定轻烃为吸收剂的冷冻油吸收方法，适用于从油田伴生气或天然气中回收液化气，且C3收率要求较高的回收工艺。采用这种冷冻油的吸收方法，能用较少的吸收剂，获得较高的轻烃回收率，且工艺简单，减少能耗，提高经济效益。但该方法只适用于从油田伴生气或天然气中回收液化气，并不能回收C2馏分，无法用于炼厂催化干气的回收。

CN 1414067提出了一种在天然气浅冷工艺后嫁接油吸收工艺，从而提高轻烃回收率的方法。该方法在天然气浅冷工艺后使所得物进入二级三相分离器内进行气液分离，使气体进入吸收塔的底部与吸收剂进行气液交换得到C3、C4组份后回收；液体与二级三相分离器内的轻烃混合后进入脱吸塔内脱出甲烷与乙烷，使形成的脱吸液进入解吸塔切割出C3、C4组份后回收。该方法可以提高天然气中的轻烃回收率，增加轻烃产量。但该方法只适用于从天然气中回收轻烃，并不适用于炼厂催化干气的回收。

US 5502971公开了一种回收C2及更重烃类的低压低温工艺，适用于炼厂干气的回收。该工艺取消了传统的高压方案，改而采用低压技术，这样回收温度就可以保持在硝酸树脂生成的温度之上，避免了危险的潜在可能性，同时还可以保持较高的烯烃收率。虽然该工艺采用了低压方案，但温度仍低达-100℃，仍属于深冷分离工艺的一种，因此投资较大，能耗较高。

US 6308532提出了一种从炼厂干气中回收乙烯和丙烯的工艺，该工艺包括从吸收塔釜抽出C3、C4、C5、C6液体并将部分塔釜液相物料循环至塔顶，从而保持塔顶冷凝器的冷冻温度不低于-95℃，同时在吸收塔中富含丙烯或乙烯-丙烯区域抽出气相侧线。尽管该工艺将部分塔釜物料循环至塔顶以保持塔顶温度不致于过低，但塔顶温度仍低达-95℃，仍属于深冷分离工艺的一种，因此投资较大，能耗较高。

CN101063048A提出一种由压缩、脱除酸性气体、干燥及净化、吸收、解吸、冷量回收和粗分等步骤组成的中冷油吸收分离炼厂催化干气的方法。此发明具有吸收剂成本低廉，损失低，不需要乙烯制冷压缩机等优点。但该方法吸收塔塔顶温度低达-35℃，能耗较高，流程较复杂，产品纯度不高。

综上所述，现有的从炼厂干气中回收烯烃的工艺都属于深冷和中冷分离工艺，存在投资大和能耗高的问题。

发明内容

本发明为了解决现有的从炼厂干气中回收烯烃和烷烃的工艺存在投资大和能耗高的问题，提出一种高效的采用浅冷油吸收法分离炼厂催化干气的方法，该方法以碳五馏分作为吸收剂，保持吸收温度为浅冷(温度高于-20℃)，采用膨胀机和冷箱回收冷量，使烯烃和烷烃的回收率大幅提高，同时减少了吸收剂的循环量和损失量，降低了能耗。

具体技术方案如下：

本发明的采用浅冷油吸收法分离炼厂催化干气的方法，包括以下步骤：

(1)压缩：来自炼厂催化裂化装置的催化干气经过一段压缩后，脱除酸性气体、NOx、氧气，二段压缩，干燥，催化干气的压力提高到2.0～2.6MPa；

(2)冷却：将步骤(1)得到的催化干气冷却至-10℃～-20℃；

(3)吸收：采用包含正戊烷、异戊烯、正戊烯和2-戊烯的碳五馏分作为吸收剂，从吸收塔顶部喷入，吸收催化干气中C2馏分及更重组分，从塔项采出的未被吸收的气体进入冷箱回收冷量，塔釜液体送至解吸塔；

(4)冷量回收：来自吸收塔顶的未被吸收的气体进入由膨胀机和冷箱组成的系统中，利用自身的压力膨胀制冷，在闪蒸罐中闪蒸，从闪蒸罐顶部回收其中未被吸收的C2馏分和夹带的吸收剂，不含C2馏分的尾气经膨胀机驱动的压缩机升压后排放；

(5)解吸：来自吸收塔釜的液体进入解吸塔，塔项得到回收的C2馏分，塔釜采出再生的吸收剂，经过逐级冷却，返回吸收塔循环使用。

在步骤(1)中，催化干气经过二段压缩，优选压力提高到2.2～2.5MPa；在步骤(2)中，优选将干燥后的催化干气冷却至-12～-15℃。

所述碳五馏分优选包含20～45wt％正戊烷、15～35wt％异戊烯、10～30wt％正戊烯和15～35wt％2-戊烯，各组分的含量之和不超过100％，还可以包含其它碳五组分。

更优选地，所述碳五馏分包含25～40wt％正戊烷、20～30wt％异戊烯、15～25wt％正戊烯和20～30wt％2-戊烯，各组分的含量之和不超过100％，还可以包含其它碳五组分。

优选地，所述吸收塔的理论板数为30～60，操作压力为1.8～2.6MPa，塔顶温度为-10～-20℃。

在步骤(4)中，吸收塔顶未被吸收的气体进入冷箱，优选将温度降低到-110～-130℃，更优选-115～-125℃，进入闪蒸罐闪蒸，罐顶气体进入冷箱，罐底液体返回到吸收塔；进入冷箱后，优选将气体温度升高为-15～-35℃，更优选-20～-30℃，进入膨胀机，优选膨胀到压力为0.1～0.7MPa，更优选0.2～0.6MPa，然后返回冷箱，温度降低到-15～-35℃，优选-20～-30℃。

优选地，所述解吸塔的理论板数为35～60，操作压力为1.2～2.2MPa，塔顶温度为-5℃～-20℃，塔釜温度为130～160℃，回流比为0.3～1.5。

本发明可以显著降低能耗和投资，主要原因有：(1)来自炼厂催化裂化装置的催化干气的压力一般约为0.7～0.9MPa，采用两段压缩后其压力提高到2.0～2.5MPa。比常规的中冷油吸收工艺中催化干气的压力要低0.5MPa左右，降低了压缩机的能耗，同时也减少了投资；(2)本发明的工艺中采用了碳五馏分作为吸收剂，吸收塔塔顶温度降低到-15℃，只需要-24℃级别的丙烯冷剂或者使用氨制冷剂来制冷，降低了能耗和投资；(3)循环的C5吸收剂也只需要冷却到-15℃；(4)采用膨胀机和冷箱有效回收了冷量。因此，采用浅冷油吸收工艺可以大大降低冷量的消耗和减少了投资。

本发明的浅冷油吸收工艺还具有以下特点：

(1)该方法与炼厂催化干气的组成关系不大，原料适应性强；(2)用C5作为吸收剂，来源容易，成本低廉；(3)采用膨胀机和冷箱回收冷量，乙烯回收率提高，可达95％，同时减少了吸收剂的循环量和损失量，降低了能耗；(4)用浅冷油吸收流程脱除甲烷、氢，吸收温度在-15℃左右，可以用氨制冷，操作简单、投资少；(5)除膨胀机系统外，其它系统的最低操作温度不低于-15℃，因此这些系统的设备和管线可采用普通低温钢，节省了大量投资。

附图说明

图1是本发明的采用浅冷油吸收法分离炼厂催化干气的方法的流程示意图。

符号说明：

1.一段压缩机；2.净化系统；3.二段压缩机；4.干燥器；5.吸收塔；6.冷箱；7.闪蒸罐；8.膨胀机；9.解吸塔。

具体实施方式

下面参考附图1进一步解释本发明的工艺。

(1)压缩：炼厂催化裂化装置经过一段压缩机1压缩后，其压力提高到1.0～1.6MPa(优选1.2～1.5MPa)，经净化系统2脱除酸性气体、NOx、氧气，再由二段压缩机3压缩，然后进入干燥器4干燥，催化干气的压力提高到2.0～2.6MPa，优选2.2～2.5MPa；

(2)冷却：将干燥后的催化干气冷却至-10℃～-20℃，优选-12～-15℃；

(3)吸收：采用包含20～45wt％(优选25～40wt％)正戊烷、15～35wt％(优选20～30wt％)异戊烯、10～30wt％(优选15～25wt％)正戊烯、15～35wt％(优选20～30wt％)2-戊烯的碳五馏分作为吸收剂，从吸收塔5顶部喷入，吸收催化干气中C2馏分及更重组份，吸收塔的理论板数优选为30～60，操作压力为1.8～2.6MPa，优选2.0～2.4MPa，塔顶温度优选为-10～-20℃，优选-12～-15℃，塔顶采出的气体包含35～50Vol％(优选40～45Vol％)的氢气、10～25Vol％(优选15～20Vol％)氮气、30～45Vol％(优选35～40Vol％)甲烷、2～6Vol％(优选3～5Vol％)乙烯和少量的C5吸收剂。塔釜温度优选为70～100℃，更优选80～95℃，塔釜抽出的液体含有0.05～0.2wt％甲烷、1～5wt％乙烯、1～5wt％乙烷、极少量丙烯、C4等和85～98wt％的C5吸收剂。塔中优选采用1～2个中间冷却器，使吸收段的温度保持在-5℃～-15℃之间；

(4)冷量回收：吸收塔顶未被吸收的气体进入冷箱6，温度降低到-110～-130℃，优选-115～-125℃，进入闪蒸罐7闪蒸，闪蒸罐7的罐顶气体进入冷箱6，罐底液体返回到吸收塔5。进入冷箱后，气体温度升高为-15～-35℃，优选-20～-30℃，进入膨胀机8，膨胀到压力为0.1～0.7MPa，优选0.2～0.6MPa，然后返回冷箱6，温度降低到-15～-35℃，优选-20～-30℃，利用这股冷量对C5吸收剂进行冷却，最终得到的甲烷、氢气进入瓦斯管网系统。

(5)解吸：来自吸收塔釜的釜液进入解吸塔，解吸塔的理论板数优选为35～60，操作压力为1.2～2.2MPa，优选1.4～2.0MPa，塔顶温度优选为-5℃～-20℃，优选-20～-30℃，塔釜温度优选为130～160℃，优选140～150℃，回流比优选为0.3～1.5，更优选0.5～1.2。塔项得到回收的C2馏分，其组成为1～4wt％甲烷、40～50wt％乙烷、40～55wt％乙烯、1～4wt％的C3、0.05～0.5wt％的C4和0.05～0.2wt％的C5吸收剂，塔釜采出吸收剂，经过逐级冷却到-5℃～-20℃，优选-8～-18℃，返回吸收塔循环使用。

下面以实施例的方式进一步解释本发明，但是本发明不局限于这些实施例。

实施例1

某炼厂催化干气组成列于表1。

表1 某炼厂催化干气的组成

组分	质量流量kg/h	组成wt％
			氢气	482.86	3.58
氮气	3049.42	22.60
			氧气	95.70	0.71
一氧化碳	164.22	1.22
			二氧化碳	667.87	4.95
甲烷	2978.21	22.07
			乙烯	2655.51	19.68
乙烷	2747.71	20.36
			碳三	388.08	2.88
碳四	147.22	1.09
			碳五	47.51	0.35
水	70.80	0.52

(1)压缩：流量为13500kg/h的炼厂催化裂化经过压缩机一段1压缩后，其压力提高到1.4MPa，经净化系统2脱除酸性气体、脱除NOx、氧气，再由压缩机二段3压缩后进入干燥器4干燥，最终催化干气的压力提高到2.4MPa；

(2)冷却：将干燥后的催化干气冷却至-15℃；

(3)吸收：流量为52375kg/h由正戊烷37wt％、异戊烯23wt％、正戊烯17wt％、戊烯-223wt％组成的C5作为吸收剂，从吸收塔5顶部喷入，吸收催化干气中C2及其C2馏分以上的组份。吸收塔的理论板数优选为45，操作压力为2.1MPa，塔顶温度优选为-15℃，塔顶气相组分有氢气41Vol％、氮气19Vol％、甲烷36Vol％、乙烯4Vol％和极少量的C5吸收剂，其质量流量为7990.7kg/h。塔釜温度优选为89℃。塔釜液相组分有甲烷0.3wt％、乙烯4wt％、乙烷4.4wt％、极少量丙烯、C4、大量的C5吸收剂91wt％。塔中优选采用1个中间冷却器，使吸收段的温度保持在-10℃之间；

(4)冷量回收：吸收塔顶未被吸收的气体进入冷箱6，温度降低到-124℃，进入闪蒸罐7后罐顶气体进入冷箱6，罐底液相返回到吸收塔5。进入冷箱后气体温度升高为-28℃后，进入膨胀机8，膨胀到压力为0.4MPa后返回冷箱6，温度降低到-28℃，利用这股冷量对C5吸收剂进行冷却，最终得到的甲烷、氢进入瓦斯管网系统。

(5)解吸：来自吸收塔釜的釜液进入解吸塔，解吸塔的理论板数优选为45，操作压力为1.8MPa，塔顶温度优选为-14℃，塔釜温度优选为149℃，回流比优为0.9。塔项得到回收的C2馏分(其组成见下表)，其质量流量为5608.5kg/h。塔釜采出再生后的吸收剂，经过逐级冷却到-15℃，返回吸收塔循环使用。

所得的碳二馏分产品组成如表2。

表2 碳二馏分产品的组成

组分	质量流量kg/h	组成wt％
			甲烷	167.47	2.99
乙烯	2520.72	44.94
			乙烷	2695.18	48.06
碳三	160.97	2.87
			碳四	19.16	0.34
碳五	44.98	0.80

在本实施例中，乙烯回收率为95％。

Claims

1.一种采用浅冷油吸收法分离炼厂催化干气的方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤：

(2)冷却：将步骤(1)得到的催化干气冷却至-10℃～-20℃；

2.如权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤(1)中，催化干气经过二段压缩，压力提高到2.2～2.5 MPa；在步骤(2)中，将干燥后的催化干气冷却至-12～-15℃。

3.如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述碳五馏分包含20～45wt％正戊烷、15～35wt％异戊烯、10～30wt％正戊烯和15～35wt％2-戊烯，各组分的含量之和不超过100％。

4.如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述碳五馏分包含25～40wt％正戊烷、20～30wt％异戊烯、15～25wt％正戊烯和20～30wt％2-戊烯，各组分的含量之和不超过100％。

5.如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述吸收塔的理论板数为30～60，操作压力为1.8～2.6MPa，塔顶温度为-10～-20℃。

6.如权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤(4)中，吸收塔顶未被吸收的气体进入冷箱，温度降低到-110～-130℃，进入闪蒸罐闪蒸，罐顶气体进入冷箱，罐底液体返回到吸收塔；进入冷箱后，气体温度升高为-15～-35℃，进入膨胀机，膨胀到压力为0.1～0.7MPa，然后返回冷箱，温度降低到-15～-35℃。

7.如权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤(4)中，吸收塔顶未被吸收的气体进入冷箱，温度降低到-115～-125℃，进入闪蒸罐闪蒸，罐顶气体进入冷箱，罐底液体返回到吸收塔；进入冷箱后，气体温度升高为-20～-30℃，进入膨胀机，膨胀到压力为0.2～0.6MPa，然后返回冷箱，温度降低到-20～-30℃。

8.如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述解吸塔的理论板数为35～60，操作压力为1.2～2.2MPa，塔顶温度为-5℃～-20℃，塔釜温度为130～160℃，回流比为0.3～1.5。