CN101759518A - 采用油吸收分离炼厂催化干气的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种油吸收分离炼厂催化干气的方法。本发明的方法使用包含正丁烷、1-丁烯和2-丁烯在内的碳四馏分作为吸收剂，在主吸收塔中吸收压缩、冷却后的催化干气中C2馏分及更重组份，主吸收塔的塔釜物流送至解吸塔处理，由解吸塔塔顶得到回收的C2浓缩气。使用本发明的方法，由于吸收温度高，不需要乙烯、丙烯制冷压缩机和膨胀机，能耗低、投资少、操作简单。

Description

采用油吸收分离炼厂催化干气的方法
技术领域
本发明涉及一种分离炼厂催化干气的方法，具体地说，涉及一种采用油吸收分离回收炼厂催化干气中的C2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。
中冷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，但传统的常规中冷油吸收工艺吸收剂损失大、乙烯回收率较低，回收率通常只有85％左右。
CN 1640992提出了一种冷冻油的吸收方法，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；吸收塔釜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析塔切割出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C3、C4，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，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。
CN 101063048A公开了一种采用中冷油吸收法分离炼厂催化干气的方法，该工艺由压缩、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，具有吸收剂成本低廉，损失低等优点。但该工艺中仍需将干气冷却至-30℃～-40℃，属于中冷分离工艺，因此投资较大，能耗较高。
综上所述，现有的从炼厂催化干气中回收乙烯的工艺都属于中冷或深冷分离工艺，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催化干气中回收乙烯的工艺存在投资大和能耗高的问题，提出一种高效的采用油吸收法分离炼厂催化干气的方法。本方法以碳四馏分作为吸收剂，来回收乙烯，保持吸收温度为5度以上，不需要乙烯制冷机和膨胀机，降低了投资和能耗。
本发明的油吸收分离炼厂催化干气的方法，包括以下步骤：
(1)压缩：将来自炼厂催化裂化装置(FCC)的催化干气的压力提高到4.0～6.0MPa；
(2)冷却：将所述的步骤1)得到的压缩后的催化干气冷却至5℃～15℃；
(3)吸收：采用包含正丁烷、1-丁烯和2-丁烯在内的碳四馏分作为吸收剂，吸收剂从主吸收塔顶部喷入，吸收催化干气中C2馏分及更重组份；主吸收塔的塔釜物流送至解吸塔处理；塔顶未被吸收的气体物流进入再吸收塔回收其中的吸收剂；
(4)解吸：来自主吸收塔的塔釜物流进入解吸塔，塔顶得到回收的C2浓缩气，塔釜得到解吸后的碳四馏分吸收剂，冷却后返回主吸收塔循环使用。
在本发明的方法中，步骤4)得到的C2浓缩气中主要含有20～40％wt的乙烯、25～45％wt的乙烷和5～10％wt的丙烯，各组分的含量之和不超过100％。
在本发明的方法中，所述的碳四馏分吸收剂中所述的2-丁烯包括反-2-丁烯和顺-2-丁烯。
在本发明的方法所述的步骤4)中，由于来自主吸收塔的塔釜物流的压力与解吸塔存在压差，因此依靠压差即可进入解吸塔。
在本发明的方法中，所述的主吸收塔顶物流引入再吸收塔，以汽油为吸收剂吸收其中的碳四馏分吸收剂；优选为炼厂的粗汽油组分。
优选所述的再吸收塔塔顶气体被送入燃料系统，塔釜液返回炼厂FCC的吸收-稳定系统，分离出碳四馏分吸收剂以循环利用。
所述再吸收塔的理论板数优选为10～30，操作压力优选为2.0～3.0MPa，塔顶温度优选为40℃～60℃，塔釜温度优选为30～40℃。
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，一般需要逐级提高压力至4.0～6.0MPa，对压缩的段数没有特别的限定，优选采用三段压缩。
如果需要，本发明的方法还包括脱氧步骤：将步骤(4)得到的C2馏份送入脱氧器进行脱氧处理，以脱除C2馏份中的氧及NOX(氮氧化物)。对本步骤的具体工艺条件没有特别的限定，本领域的技术人员可以根据现有技术合适地确定其具体操作条件和方法。
在本发明的方法中，优选将所述催化干气冷却至5℃～15℃。制冷剂可选用5℃左右的冷水，由溴化锂吸收式制冷机提供。溴化锂制冷机采用的是吸收制冷工艺，以炼厂的废热蒸汽为热源，具有能耗低的优点。
在本发明的方法中，优选所述的主吸收塔的吸收剂为包含10～40％wt的正丁烷、5～15％wt的1-丁烯、20～40％wt的反-2-丁烯、10～30％wt的顺-2-丁烯、0～5％wt的C5的碳四馏分，各组分的含量之和不超过100％。
在本发明的具体实施时，所述的主吸收塔的碳四馏分吸收剂优选炼厂的醚化反应后的碳四馏份。
所述主吸收塔的理论板数优选为40～50，操作压力优选为3.5～5.5MPa，塔顶温度优选为5℃～20℃，塔釜温度优选为85～105℃。
在本发明的方法中，所述的主吸收塔和再吸收塔的吸收剂的用量没有特别的要求，本领域技术人员可以根据现有技术的常识确定。
在本发明的方法中，解吸塔塔釜得到的解吸后的碳四物流经冷却至5～15℃后返回主吸收塔循环利用；其中有部分碳四馏分吸收剂会随主吸收塔顶气相进入再吸收塔，被粗汽油吸收进入炼厂FCC装置的吸收-稳定系统，因此，在本发明的方法中，优选在解吸塔釜引入一股碳四馏分吸收剂作为补充，以保证系统中主吸收塔吸收剂流量。
在本发明的方法中，所述解吸塔的理论板数优选为25～35，操作压力为2.0～3.0MPa，塔顶温度优选为10℃～20℃，塔釜温度优选为115～130℃。
在本发明的方法中，在解吸塔塔顶得到回收的C2浓缩气，经脱氧处理后可送往乙烯装置的碱洗塔。
本发明的碳四油吸收法分离炼厂催化干气工艺具有以下特点：
(1)本发明的方法中，以碳四馏分作吸收剂来回收催化干气中的C2馏份，吸收剂原料容易获得，成本低廉；
(2)用碳四馏分吸收流程吸收C2馏份，工艺流程不需要乙烯、丙烯制冷压缩机和膨胀机，投资少、操作简单；
(3)本发明的方法中，吸收温度在5～20℃，可选用溴化锂制冷机提供冷剂来制冷，能耗低；
(4)在本发明的方法中，系统的最低操作温度不低于5℃，设备和管线可采用普通低温钢，节省了大量投资；
(5)在本发明的方法中，C2回收流程中吸收温度高，不需要脱除酸性气体装置和干燥装置，可被直接送往乙烯装置的碱洗塔，以提高乙烯产量。
附图说明
图1是本发明的采用碳四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催化干气；2碳四吸收剂；3吸收汽油；4返回汽油；5尾气；6C2浓缩气；7补充碳四；8压缩机；9冷却器；10主吸收塔；11再吸收塔；12解吸塔；13冷却器。
下面参考附图进一步解释本发明的方法。
在图1中，将炼厂催化裂化装置来的催化干气1的压力经过三段压缩8提高到4.0～6.0MPa；
经过三段压缩后的炼厂催化干气经冷却器9冷却至5℃～15℃，优选10℃，冷却后的催化干气进入主吸收塔10；
在主吸收塔10中，采用炼厂醚化反应后的碳四馏份作为吸收剂2，从主收塔顶部喷入，吸收干气中C2馏分及更重的组份，塔顶未被吸收的气体进入再吸收塔11回收其中夹带的吸收剂，主吸收塔釜液送至解吸塔12处理；
主吸收塔顶未被吸收的气体进入再吸收塔11底部，炼厂的粗汽油为吸收剂3从塔顶喷入，以回收气体中夹带出的碳四吸收剂，不含C2馏分的尾气5排放至炼油厂的燃料气系统，再吸收塔釜液4返回汽油返回炼厂FCC的吸收-稳定系统；
来自主吸收塔釜的釜液靠压差进入解吸塔12上部，塔顶得到回收的C2浓缩气6，塔釜吸收剂返回主吸收塔循环使用，在解吸塔釜补充一股碳四馏分吸收剂7；解吸塔顶得到的C2浓缩气6可送往乙烯厂的碱洗装置进一步分离。
具体实施方式
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
某炼厂催化干气和碳四吸收剂、粗汽油的组成如表1所示。
表1
  催化干气1 碳四吸收剂2   补充碳四7   粗汽油3
  质量流量KG/HR   9778.0 25800   1125.4   8000.0
  质量组成(％)
  氢气   2.3
  氮气   24.6
  氧气   3.1
  一氧化碳   2.9
  二氧化碳   4.3
  甲烷   20.3
  催化干气1 碳四吸收剂2   补充碳四7   粗汽油3
  乙烯   15.1
  乙烷   18.0
  丙烯   4.2
  丙烷   0.9
  异丁烷   0.9 0.14   0.14
  正丁烷   0.9 29.56   29.56
  1-丁烯   0.4 11.86   11.86
  反-2-丁烯   0.4 33.25   33.25
  顺-2-丁烯   0.4 24.23   24.23
  C5+   0.4 1.0   1.0
  水   0.011
  汽油   100
采用本发明的油吸收法分离炼厂催化干气工艺对上述催化干气进行分离。
具体工艺过程为：
从炼厂催化裂化装置来的催化干气，压力0.8MPa，进入压缩机8，经过三段压缩，将压力提高至4.8MPa。增压后的干气经冷却器9冷却到10℃，再送入主吸收塔10内。在主吸收塔中，采用炼厂生产的醚化后的C4(具体组成见表1)作为吸收剂2，从塔顶喷入，吸收干气中C2馏分及更重的组份。主吸收塔的理论板数优选为45，操作压力为4.5MPa，塔顶温度为15.0℃，塔釜温度为90.5℃。塔釜物料送至解吸塔12处理，未被吸收的H2、N2、CH4及少量C4馏分吸收剂等从主吸收塔顶排出，进入再吸收塔11。再吸收塔以粗汽油3为吸收剂，以回收气体中的C4。再吸收塔的理论板数为20，操作压力为2.6MPa，塔顶温度为52℃，塔釜温度为36.5℃。再吸收塔顶不含C2馏分的催化干气作为尾气5排放至炼油厂的燃料气系统，含有少量C4的塔釜汽油4返回炼厂FCC的吸收-稳定系统。
来自主吸收塔釜的富含C2的碳四馏分吸收剂靠压差进入解吸塔12上部。解吸塔的理论板数为30，操作压力为2.4MPa，塔顶温度为16℃，塔釜温度为120℃，回流比为1.3。解吸塔塔釜采用低压蒸汽加热，控制一定的回流比，从塔顶得到混合的C2浓缩气6。解吸塔釜的贫吸收剂经冷却至10℃，返回主吸收塔顶循环利用。在解吸塔釜补充一股碳四吸收剂7。
分离后的产品组成见表2。
表2分离后的产品组成
  物料平衡表   尾气5   C2浓缩气6   返回汽油4
  质量流量KG/HR   5038.4   4732.4   9061.7
  质量组成(％)
  氢气   4.4
  氮气   46.7   0.5
  氧气   5.9   0.1
  一氧化碳   5.6   0.1
  二氧化碳   0.2   8.6   0.7
  甲烷   31.7   7.5   0.4
  乙烯   2.1   28.8   0.1
  乙烷   0.3   36.8
  丙烯   0.5   7.6   0.1
  丙烷   0.1   1.6
  碳四   2.5   9.0   10.2
  碳五   0.2
  水
  汽油   88.3
在本实施例中，乙烯的回收率为92.3％。

Claims (10)

1.一种油吸收分离炼厂催化干气回收乙烯的方法，包括以下步骤：
(1)压缩：将来自炼厂催化裂化装置的催化干气的压力提高到4.0～6.0MPa；
(2)冷却：将压缩后的催化干气冷却至5℃～15℃；
(3)吸收：采用包含正丁烷、1-丁烯和2-丁烯在内的碳四馏分作为吸收剂，所述的吸收剂从塔顶部进入主吸收塔，吸收催化干气中C2馏分及更重组份；主吸收塔的塔釜物流送至解吸塔；塔顶物流引入再吸收塔回收其中的吸收剂；
(4)解吸：所述的主吸收塔的塔釜物流进入解吸塔，塔顶得到回收的C2浓缩气，塔釜得到解吸后的碳四馏分吸收剂，冷却后返回主吸收塔循环使用。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述的主吸收塔顶物流引入再吸收塔，以粗汽油为吸收剂吸收其中的碳四馏分吸收剂。
3.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：所述的再吸收塔的塔顶气体被送入燃料系统，塔釜液返回炼厂催化裂化装置的吸收-稳定系统，分离出碳四馏分吸收剂循环利用。
4.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：所述的再吸收塔的理论板数为10～30，操作压力为2.0～3.0MPa，塔顶温度为40℃～60℃，塔釜温度为30～40℃。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：在所述的步骤1)中，采用三段压缩逐级提高所述的催化干气的压力。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：将所述的步骤4)得到的回收的C2浓缩气送入脱氧器进行脱氧处理，以脱除C2浓缩气中的氧及氮氧化物NOX。
7.根据权利要求1-6之一所述的方法，其特征在于：所述的主吸收塔的吸收剂为包含10～40％wt的正丁烷、5～15％wt的1-丁烯、20～40％wt的反-2-丁烯、10～30％wt的顺-2-丁烯和0～5％wt的C5的碳四馏分，各组分的含量之和不超过100％。
8.根据权利要求1-6之一所述的方法，其特征在于：所述的主吸收塔的吸收剂为炼厂醚化反应后的碳四馏份。
9.根据权利要求1-6之一所述的方法，其特征在于：所述的主吸收塔的理论板数为40～50，操作压力为3.5～5.5MPa，塔顶温度为5℃～20℃，塔釜温度为85～105℃。
10.根据权利要求1-6之一所述的方法，其特征在于：所述的解吸塔的理论板数为25～35，操作压力为2.0～3.0MPa，塔顶温度为10℃～20℃，塔釜温度为115～130℃。
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