CN101812322B

CN101812322B - 一种采用油吸收分离炼厂催化干气的方法

Info

Publication number: CN101812322B
Application number: CN2009100777809A
Authority: CN
Inventors: 程建民; 李东风; 刘智信; 廖丽华; 过良; 王婧
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: 2009-02-19
Filing date: 2009-02-19
Publication date: 2012-11-21
Anticipated expiration: 2029-02-19
Also published as: CN101812322A

Abstract

本发明公开了一种采用油吸收法分离炼厂催化干气的方法。该方法以碳四馏分作为吸收剂，保持吸收温度为5-15℃，并采用膨胀机和冷箱回收冷量。本发明的方法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，解决了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。

Description

一种采用油吸收分离炼厂催化干气的方法

技术领域

本发明涉及一种用于分离炼厂催化干气的方法，具体地说，涉及一种采用碳四馏分吸收以分离回收炼厂催化干气中的烯烃和烷烃的方法。

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。

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，该方法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，现有的从炼厂干气中回收乙烯和丙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干气中回收乙烯和丙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，该方法以碳四馏分作为吸收剂，来回收乙烯、丙烯，保持吸收温度为5度以上，采用膨胀机和冷箱回收冷量，不需要乙烯制冷机，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吸收塔，吸收催化干气中C2馏分及更重组份，吸收塔的塔顶物流进入冷量回收系统，吸收塔的塔釜物流送至解吸塔；

(4)冷量回收：所述的吸收塔的塔顶气相物流进入包括膨胀机和冷箱的冷量回收系统中，利用物流自身的压力膨胀产生冷量，冷却所述的塔顶气相物流，以回收塔顶物流中未被吸收的C2馏分和部分夹带出的吸收剂；

(5)解吸：所述的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，冷却后返回吸收塔循环使用。

在本发明的方法中，所述的吸收塔的塔顶气相物流主要是未被吸收剂吸收的气体如甲烷、氢气等，其中还含有少量的C2馏分和夹带的吸收剂。塔顶气相物流进冷箱冷却后，进入闪蒸分离罐，闪蒸分离得到的液相物流主要为未被吸收的C2馏分和夹带的吸收剂，该物流返回吸收塔塔顶。闪蒸得到的气相主要组成为甲烷、氢，进膨胀机经膨胀后压力降低、温度降低，再作为冷流进入冷箱以回收冷量后，送入瓦斯管网系统。

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。在本发明的方法中，对压缩的段数没有特别的限定，优选采用三段压缩。

在所述步骤(2)中，优选将压缩后的催化干气冷却至5℃～15℃。在本发明的具体实施中，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。

在所述步骤(3)中，优选所述的吸收剂为包含10～40％wt的正丁烷、3～15％wt的1-丁烯、45～70％wt的2-丁烯和0～10％wt的C5的碳四馏分；更优选包含20～35％wt的正丁烷、5～10％wt的1-丁烯、20～35％wt的反-2-丁烯、25～35％wt的顺-2-丁烯和0～10％wt的C5。在本发明的具体实施时，优选炼厂的混合碳四馏份，其主要组成通常为碳三0.5％(wt％，以下同)、正丁烷25％、丁烯-16％、丁烯-262％、碳五6.5％。

在本发明的方法中，所述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℃。

在所述的步骤(4)中，吸收塔塔顶气相物流进入冷箱，其温度降低到-15～0℃后；进入分离罐，分离出的气体进入膨胀机，膨胀到压力为1.0～2.5MPa、温度为-45～-20℃后，再返回冷箱以回收冷量。更优选，所述的吸收塔塔顶物流进入分离罐进行气液分离，分离出的含C2馏分的液相返回到吸收塔塔顶，分离出的气体进入膨胀机，膨胀到压力为1.5～2.5MPa、温度为-40～-30℃，再进入冷箱，使其温度升高到-5～15℃后，送入瓦斯管网系统。

在所述的步骤(5)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℃，回流比为0.5～3.0。

根据本发明的方法，在解吸塔塔顶得到回收的C2浓缩气，其主要组成为二氧化碳约5～10％、乙烯约25～35％、乙烷约30～40％、丙烯0～15％、C4及更重组分0～15％。脱除其中的NOx、氧气等杂质后，可送往乙烯装置的碱洗塔。

解吸塔塔釜得到的碳四馏分吸收剂经冷却至5～15℃后返回吸收塔循环利用。在本发明的方法中，可以利用从冷箱引出的分离罐分离出的气相甲烷氢的冷量对碳四馏分吸收剂进行冷却。

本发明的碳四油吸收分离炼厂催化干气的方法具有以下特点：

(1)在本发明的方法中以混合碳四组分用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)本发明的碳四吸收流程吸收C2馏份，不需要乙烯、丙烯制冷压缩机，投资少、操作简单；

(3)本发明的方法采用膨胀机和冷箱回收冷量，乙烯回收率提高，可达93％，同时减少了吸收剂的循环量和损失量，降低了能耗；

(4)本发明的方法中，吸收剂吸收C2馏分的温度在5～20℃，可选用溴化锂制冷机提供冷剂来制冷，能耗低；

(5)在本发明的方法中，除冷量回收系统外，其它装置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；

(6)本发明的方法中，吸收剂吸收C2流程中吸收温度较高，不需要脱除酸性气体装置和干燥装置。

附图说明

图1是表示本发明的采用碳四油吸收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吸收塔塔顶物流；4冷却后的吸收塔塔顶物流；5液相；6分离罐得到的气相甲烷氢；7膨胀后的甲烷氢；8甲烷氢尾气；9C2浓缩气；10压缩机；11冷却器；12吸收塔13冷箱；14分离罐；15膨胀机；16解吸塔；17冷却器

具体实施方式

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机10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11冷却至5～15℃，优选10℃左右，冷却后的催化干气进入吸收塔12；

在吸收塔12中，采用混合碳四馏分作为吸收剂2，温度为5～15℃，优选使用含10～40％wt的正丁烷、3～15％wt的1-丁烯、45～70％wt的2-丁烯和0～10％wt的C5的碳四馏分；更优选使用包含20～35％wt的正丁烷、5～10％wt的1-丁烯、20～35％wt的反-2-丁烯、25～35％wt的顺-2-丁烯和0～10％wt的C5的碳四馏分。吸收剂2从吸收塔12顶部喷入，吸收所述催化干气1中C2馏分及更重的组份，塔顶含未被吸收的气体甲烷、氢的气相物流3进入后面的冷量回收系统，其温度为5～20℃，其主要组成为氢气3～8％、氮气20～40％、甲烷25～40％、C2 1～5％、C4 10～25％、C5 0～5％，吸收塔釜液送至解吸塔16处理；

来自吸收塔釜的釜液温度为85～105℃、压力3.5～5.5MPa，靠压差进入解吸塔16中部，解吸塔顶得到回收的浓缩C2馏分9，其主要组成为乙烯25～35％、乙烷30～40％、二氧化碳5～10％、丙烯0～15％、C4及更重组分0～15％，塔釜吸收剂经冷却器17冷却后，返回吸收塔12循环使用；解吸塔顶得到的C2浓缩气经脱氧后可送往乙烯厂的碱洗装置进一步分离；

吸收塔塔顶气相物流甲烷、氢3进入冷箱13冷却，被冷却后的物流4进入分离罐14，分离出的液相5返回吸收塔，分离出的气相6进入膨胀机15，经膨胀后的气相甲烷氢7压力降低、温度降低，然后再进入冷箱13回收冷量，回收冷量后的甲烷氢尾气8被送往瓦斯管网。

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

某炼厂催化干气和混合碳四的组成如表1所示。

表1

	催化干气1	碳四吸收剂2
			质量流量Kg/h	13495	40500
质量组成(％)
			氢气	3.6
氮气	22.1
			氧气	1.4
一氧化碳	1.2
			二氧化碳	5.0
甲烷	22.1
			乙烯	19.7
乙烷	20.4	0.1
			丙烯	2.5	0.3
丙烷	0.4	0.2
			正丁烷	0.5	25
1-丁烯	0.1	6.0
			反-2-丁烯	0.2	31.4
顺-2-丁烯	0.2	30.5
			碳五	0.3	6.5
水	0.5

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1，压力0.8MPa，经过三段压缩，将压力提高至4.8MPa。增压后的催化干气经冷却器11冷却到10℃，再送入吸收塔12内。在吸收塔中，采用炼厂生产的混合C4馏分作为吸收剂2，从塔顶喷入，吸收催化干气中C2及更重的组份。优选吸收塔的理论板数为45，操作压力为4.5MPa，塔顶温度为15.0℃，塔釜温度为90.5℃。塔釜富含C2的碳四吸收剂物料送至解吸塔16处理，塔顶未被吸收的甲烷、氢气体3进入冷量回收系统。

冷量回收系统由冷箱13、膨胀机15和分离罐14组成。气相物流先进入冷箱13，冷却到-6℃后进入分离罐14进行分离。分离出的液相5返回吸收塔顶。分离罐顶的气相6进入膨胀机15膨胀到1.5MPa、-39℃，然后再进入冷箱换热以回收冷量，换热后的气体温度为10℃，送入炼厂的瓦斯管网系统。

来自吸收塔釜的富含C2的碳四吸收剂靠压差进入解吸塔16中部。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2.0。解吸塔塔釜采用低压蒸汽加热，从塔顶得到浓缩C2馏分9。解吸塔釜的贫吸收剂经冷却至10℃，返回吸收塔顶循环利用。

在本实施例中，C2回收率为93.8％。

冷量回收系统各主要物流和分离后产品的组成列于表2。

表2

物流号	3	4	5	6	7	8	9
								温度℃	16	-6	-6	-6	-39	10
压力MPa	4.5	4.5	4.5	4.5	1.5	0.3
								质量流量Kg/h	8619.6	8619.6	1027.8	7591.8	7591.8	7591.8	7181
质量组成wt％
								氢气	5.6	5.6	0.1	6.4	6.4	6.4
氮气	34.6	34.6	0.7	39.2	39.2	39.2
								氧气	2.1	2.1	0.1	2.4	2.4	2.4
一氧化碳	1.9	1.9	0	2.2	2.2	2.2
								二氧化碳	0.4	0.4	0.1	0.4	0.4	0.4	8.9
甲烷	29.7	29.7	2.2	33.4	33.4	33.4	6.2
								乙烯	3.9	3.9	1.2	4.2	4.2	4.2	32.5
乙烷	0.2	0.2	0.1	0.2	0.2	0.2	38.1
								丙烯							0.7
丙烷						0.2	4.4
								正丁烷	6	6	25.7	3.5	3.5	3.5	3.2
1-丁烯	1.6	1.6	6.3	1	1	1	2.1
								反-2-丁烯	6.8	6.8	30.8	3.6	3.6	3.6	3.0
顺-2-丁烯	6.1	6.1	28.4	3.1	3.1	3.1	0.9
								碳五	0.6	0.6	3.5	0.2	0.2	0.2

Claims

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吸收塔，吸收催化干气中C2馏分及更重组份；吸收塔的塔釜物流送至解吸塔；

（4）冷量回收：吸收塔塔顶物流进入包括膨胀机和冷箱的冷量回收系统中，利用自身的压力膨胀制冷，以回收塔顶物流中未被吸收的C2馏分和部分夹带出的吸收剂，所述的吸收塔塔顶物流进入冷箱，使其温度降低到-15～0℃后，进入分离罐进行气液分离，分离出的含C2馏分的液相返回到吸收塔塔顶，分离出的气体进入膨胀机，膨胀到压力为1.5～2.5MPa、温度为-40～-30℃，再进入冷箱，使其温度升高到-5～15℃后,送入瓦斯管网系统；

（5）解吸：所述的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：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。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：将所述的步骤5）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NO_X。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述的吸收塔的吸收剂为包含10～40%wt的正丁烷、3～15%wt的1-丁烯、45～70%wt的2-丁烯和0～10%wt的C5的碳四馏分，各组分的含量之和不超过100%。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述的吸收塔的吸收剂为包含20～35%wt的正丁烷、5～10%wt的1-丁烯、20～35%wt的反-2-丁烯、25～35%wt的顺-2-丁烯和0～10%wt的C5的碳四馏分，各组分的含量之和不超过100%。

6.根据权利要求1-5之一所述的方法，其特征在于：所述的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℃。

7.根据权利要求1-5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℃，回流比为0.5～3.0。