CN102731239B - 一种含轻烃石油化工气体的处理方法 - Google Patents
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Abstract
本发明提供了一种含轻烃石油化工气体的处理方法，所述含轻烃石油化工气体含有碳原子数为2-5的烃，其中，该方法包括将该含轻烃石油化工气体与第一吸收剂接触，使得碳原子数为2-5的烃的含量降低至3摩尔％以下，得到第一富吸收液和第一贫气；将所述第一富吸收液经第一次解吸分离出C1及更轻的组分，将经第一次解吸后的物料经第二次解吸分离出C2轻烃馏分。本发明的方法，对碳二组分含量在10摩尔％以上的含烃石油化工气体，碳二组分的回收率达到65％以上，C3-C5轻烃馏分的回收率达到95％。对炼化企业中常见的碳二组分含量在20摩尔％以上的含烃石油化工气体，碳二馏分的回收率达到85％以上，C3-C5轻烃馏分的回收率达到95％。
Description
技术领域
本发明涉及一种含轻烃石油化工气体的处理方法。
背景技术
石油化工是一个非常庞大的工业过程，需要将成百上千种物质进行转化和分离来获得高价值的产品。在常减压蒸馏、催化裂化、裂解、焦化、催化重整、异构化等工艺加工过程中，都会副产大量的气体，其中就含有氢气、氮气、甲烷、C2轻烃(也称为碳二)、液化石油气等轻烃物质，这些气体总量超过石油总加工总量的5％。而且这些副产品大都是石油化工工艺生产过程中所需原料的一部份，特别是氢气、碳二、液化石油气等是石油化工生产过程中需要的价格较高的原料，液化石油气和氢气的回收已在工业中大量推广和应用，工艺已相当成熟——低温冷凝分离、循环油吸收回收液化石油气技术、气体膜和变压吸附分离回收氢气等已广泛应用。
石油化工副产气体中的碳二，是一种优质的裂解生产乙烯的原料，与其他裂解原料如液化石油气、石脑油和柴油相比，具有单程转化率高、乙烯收率高、生产能耗低等优点。根据目前我国炼油厂的生产现状，常减压蒸馏塔顶气中的乙烷含量通常在20摩尔％以上，催化裂化干气中乙烷/乙烯含量在25摩尔％以上，焦化干气中的乙烷/乙烯含量在20摩尔％以上，其他加氢气体中的碳二馏分含量在氢气回收后也超过了25摩尔％，显然，含烃石油化工气体中蕴含中丰富的乙烯工业原料。根据美国Shaw集团下属S&W公司的统计，千万吨炼油化工一体化企业，可配套建设规模为16万吨/年的乙烷裂解装置。2010年我国炼油规模达到7.5亿吨/年，若对其中的碳二馏分进行有效的回收，达到国外炼化一体化的综合利用水平，可产出乙烯生产原料超过1200万吨。中石化、中石油及中海油下属千万吨级炼油基地达到15个，其中中国石化镇海炼化分公司的原油综合加工能力达到2000万吨/年，依托这些大型炼油基地，可有效地开展碳二组分回收与利用的工作。从含烃石油化工气体中回收碳二组分作为化工原料已经成为未来增加企业效益、提高企业竞争力的有效途径。
天然气及油田伴生气是工业用乙烷的主要来源，对高压天然气和油田伴生气进行节流膨胀或透平膨胀可获得-100℃以下的低温，因此常采用深冷分离技术。大多数含烃石油化工气体的操作压力在2.0MPa以下，不具备通过膨胀获得低温的能力，而采用制冷机提供深冷冷量将导致乙烷的生产能耗较高，不利于含烃石油化工气体回收乙烷的推广与发展。
相对而言，在炼化企业中采用吸收解吸的方法分离轻烃更加普遍，如采用石脑油对常减压塔顶气中的液化石油气进行吸收分离，催化裂解汽油对催化裂化干气中的液化石油气进行吸收分离，在催化裂化、延化等装置的标准配置就带有吸收稳定系统。
现有技术在回收常减压蒸馏、催化裂化、裂解、焦化、催化重整、异构化等工艺加工过程产生的大量含轻烃石油化工气体的过程中，碳二组分一般不被单独分离出来，而是与其它轻烃一起混合后直接燃烧掉，由此造成大量高价值的C2轻烃未能有效利用。
发明内容
本发明为了克服现有技术的上述缺陷，提供一种能够分别回收C1及更轻组分、C2轻烃馏分的含轻烃石油化工气体的处理方法。
本发明提供了一种含轻烃石油化工气体的处理方法，所述含轻烃石油化工气体含有碳原子数为1-5的烃，其中，该方法包括将该含轻烃石油化工气体与第一吸收剂接触，使得碳原子数为2-5的烃的含量降低至3摩尔％以下，得到第一富吸收液和第一贫气；将所述第一富吸收液经第一次解吸分离出C1及更轻的组分，将经第一次解吸后的物料经第二次解吸分离出C2轻烃馏分。
本发明的处理方法，根据不同物料在吸收剂中的吸收和被解吸能力的不同，在现有技术的基础之上，针对常减压蒸馏、催化裂化、裂解、焦化、催化重整、异构化等工艺加工过程产生的大量的含轻烃石油化工气体中含有大量的C2、液化石油气(LPG)的特点，利用氢气、甲烷、乙烷等气体物理性质的差别，通过将含轻烃石油化工气体与吸收剂接触，以吸收碳原子数为2-5的烃，然后得到富吸收液和贫气，然后根据富吸收液的特点，通过多次解吸、精馏，从而实现C1及更轻组分、C2轻烃馏分和C3-C5轻烃馏分的分离。本发明的方法，可充分利用炼油厂中普遍存在的各个装置(如吸收塔、解吸塔、精馏塔等)，通过对各个装置的操作参数进行合理调整，实现C1及更轻组分、C2轻烃馏分和C3-C5轻烃馏分的回收利用。
本发明的方法，对碳二组分含量在10摩尔％以上的含烃石油化工气体，碳二组分的回收率达到65％以上，C3-C5轻烃馏分的回收率达到95％。对炼化企业中常见的碳二组分含量在20摩尔％以上的含烃石油化工气体，碳二馏分的回收率达到85％以上，C3-C5轻烃馏分的回收率达到95％。
总之，本发明的方法，对大多数含烃石油化工气体都具有良好的回收效果，能创造显著的经济效益。
附图说明
图1为本发明提供的含轻烃石油化工气体的处理方法的工艺流程图；
图2为本发明提供的含轻烃石油化工气体的处理方法的一种实施方式的工艺流程图；
图3为本发明提供的含轻烃石油化工气体的处理方法的另一种实施方式的工艺流程图。
具体实施方式
本发明的含轻烃石油化工气体的处理方法，所述含轻烃石油化工气体含有碳原子数为2-5的烃，其中，该方法包括将该含轻烃石油化工气体与第一吸收剂接触，使得碳原子数为2-5的烃的含量降低至3摩尔％以下，得到第一富吸收液和第一贫气；将所述第一富吸收液在第一解吸塔内经第一次解吸分离出C1及更轻的组分，将经第一次解吸后的物料在第二解吸塔内经第二次解吸分离出C2轻烃馏分。
根据本发明，所述含轻烃石油化工气体与第一吸收剂接触的条件包括接触的温度、接触的时间和第一吸收剂与含轻烃石油化工气体的体积比，所述接触的温度的可选择范围较宽，为了避免温度过高可能产生的烃类吸收不完全问题，温度过低可能产生的水合物冻堵及高能耗等问题，所述接触的温度一般为10-60℃，优选为10-40℃；接触的时间过短可能产生吸收达不到平衡的问题，为了避免上述问题，优选情况下，所述接触的时间至少为20秒，优选为20-50秒，尤其优选为25-40秒；所述第一吸收剂与含轻烃石油化工气体的体积比过大，容易造成液泛和淹塔问题，过小容易造成干塔问题，因此，本发明第一吸收剂与含轻烃石油化工气体的体积比一般为1∶3.5-6.0，优选为1∶4.5-5.5。
根据本发明，所述含轻烃石油化工气体与第一吸收剂的接触可以在现有的各种能够实现它们接触的条件的装置中进行，优选情况下，在吸收塔中进行，具体的可以包括如下步骤：将所述含轻烃石油化工气体与第一吸收剂在第一吸收塔中逆向接触，得到所述第一贫气和所述第一富吸收液。
优选情况下，该方法还包括从第一吸收塔塔顶回收第一贫气，并将所述第一富吸收液与含轻烃石油化工气体混合后进行所述第一次解吸。第一富吸收液与含轻烃石油化工气体混合的温度一般为10-60℃，优选为10-40℃。所述混合优选在吸收平衡罐中进行。
解吸塔内操作的条件一般包括塔底温度和塔顶温度，以及在解吸塔内的解吸时间。尽管只要将含轻烃石油化工气体经第一吸收剂接触后分别经第一次解吸和第二次解吸即可实现C1及更轻组分和C2轻烃馏分的分离，但一般情况下，在能够实现目的的前提下，以人力物力的消耗越少越好。本发明通过研究处理过程的流程结构和操作参数，发现合理控制解吸塔内的塔底温度、塔顶温度以及解吸的时间能够实现更有效的分离，从而使得分离出的C1及更轻组分和C2轻烃馏分在后续的处理过程中更加容易。
因此优选情况下，所述第一次解吸的条件包括，解吸时间为15-25秒，更优选20-25秒，第一解吸塔内的塔底温度为80-140℃，更优选100-120℃，塔顶的温度为0-40℃，更优选20-40℃；所述第二次解吸的条件包括，解吸时间为20-30秒，更优选25-30秒，第二解吸塔内的塔底温度为140-200℃，更优选160-180℃，塔顶的温度为10-40℃，更优选20-40℃。
根据本发明，优选情况下，本发明的方法还包括将经第二次解吸后的物料在精馏塔中经精馏分离出C3-C5轻烃馏分，得到稳定汽油。该稳定汽油优选部分或全部用作所述第一吸收剂。
所述将经第二次解吸后的物料在精馏塔中分离出C3-C5轻烃馏分的条件包括：精馏塔塔底的温度和塔顶的温度，在精馏塔内精馏的时间。精馏塔塔底的温度和塔顶的温度以及精馏的时间可选范围较宽，优选情况下，精馏塔塔底的温度一般为210-240℃，更优选为220-230，塔顶的温度为30-45℃，更优选40-45℃，精馏时间为30-45秒，更优选35-40秒。
根据本发明，为了进一步分离第一贫气中夹带的少量第一吸收剂组分，该方法还包括将回收得到的所述第一贫气与第二吸收剂在第二吸收塔中逆向接触，使得所述第一贫气中夹带的第一吸收剂组分的90％以上被吸收，从而使得所述第一贫气中夹带的第一吸收剂含量降低至0.2摩尔％以下，得到第二富吸收液和干气，将得到的干气和第二富吸收液分别回收。
所述将回收得到的所述第一贫气与第二吸收剂在第二吸收塔中逆向接触的条件包括：接触的温度、时间和第二吸收剂与第一贫气的体积比，所述接触的温度、时间和第二吸收剂与第一贫气的体积比可选范围均较宽，可以根据所需吸收的量具体而定，一般所述接触的温度为40-60℃，优选为40-50℃，所述接触的时间为10-25秒，优选为10-15秒，所述第二吸收剂与第一贫气的体积比为1∶15-30，优选为1∶15-20。
为了进一步减少解吸出的C2轻烃馏分中的C3-C5轻烃馏分，优选情况下，本发明的方法还包括将在第二解吸塔中解吸出的C2轻烃馏分与第一吸收剂在第三吸收塔中逆向接触，使得所述C2轻烃馏分中夹带的C3-C5轻烃馏分的含量降低至20摩尔％以下，得到第三富吸收液，将所述第三富吸收液返回到第二解吸塔，以分离出其中的C2组分。例如以焦化干气、催化裂化气体、常减压蒸馏塔塔顶气体为回收碳二轻烃的原料气时，将解吸出的C2轻烃馏分中的55-75％的C3-C5轻烃用第一吸收剂吸收，即可将作为产品的C2轻烃馏分中的C3-C5轻烃的含量降低至20摩尔％以下。
所述将在第二解吸塔中解吸出的C2轻烃与第一吸收剂在第三吸收塔中逆向接触的条件包括：接触的温度、时间和第一吸收剂与所述在第二解吸塔中分离出的C2轻烃馏分的体积比，所述接触的温度、时间和第一吸收剂与解吸出的C2轻烃馏分的体积比可选范围均较宽，可以根据所需吸收的量具体而定，一般所述接触的温度为10-40℃，优选为10-20℃，所述接触的时间至少为10秒，优选为10-20秒，尤其优选10-15秒，所述第一吸收剂与所述在第二解吸塔中分离出的C2轻烃馏分的体积比为1∶10-25，优选为1∶15-20。
根据本发明，所述第一吸收剂、第二吸收剂均可以采用本领域技术人员常规使用的各种吸收剂，例如所述第一吸收剂一般为粗汽油、轻汽油、汽油、石脑油中的一种或多种，也可以为精馏塔塔底所得的稳定汽油。优选情况下，吸收剂的种类可以根据具体所需处理的含烃石油化工气体的种类和组成来选择，例如处理的含烃石油化工气体为焦化干气、催化裂化气体、减压蒸馏塔塔顶气时，可以选择粗汽油和/或稳定汽油作为第一吸收剂。为了使得原料得到充分的利用，以节约能源，本发明尤其优选将所述精馏后得到的稳定汽油部分或全部用作第一吸收剂。因此，优选情况下，本发明的方法还包括将所得稳定汽油部分或全部送入第一解吸塔中，用作第一吸收剂。
如上所述，所述第二吸收剂的种类也可以根据具体所需处理的含烃石油化工气体的种类和组成来进行选择，一般为柴油和/或重汽油，例如处理的含烃石油化工气体为焦化干气、催化裂化气体、减压蒸馏塔塔顶气时，可以选择柴油为第二吸收剂。
为了充分利用精馏塔塔底所得的稳定汽油的热量，优选情况下，本发明提供的方法还包括将所得稳定汽油送入第一解吸塔中之前依次与所述经第二次解吸后的物料和经第一次解吸后的物料进行热交换。
根据本发明，所述第一吸收塔、第二吸收塔、第三吸收塔、第一解吸塔、第二解吸塔、精馏塔、吸收平衡罐均可以采用现有技术的各种常规的吸收塔、解吸塔、精馏塔等相关装置，本发明对这些装置无特殊要求。
例如所述精馏塔一般是包括进料口、出料口、塔底再沸器、塔底冷凝器、回流装置的精馏塔，所述解吸塔一般是包括塔底加热和塔顶冷凝器、进料口、出料口的解吸塔，所述吸收塔、吸收平衡罐均可以采用现有的各种吸收塔、吸收平衡罐，在此不一一进行详述。
所述吸收塔、解吸塔、精馏塔内的塔底、塔顶温度的控制均可以采用现有技术的手段进行控制，例如精馏塔内的塔底、塔顶温度可以通过其塔底再沸器和塔顶冷凝器、回流装置进行控制。
所述在吸收塔内的吸收时间、解吸塔内的解吸时间、精馏塔内的精馏时间可以采用本领域常规的手段进行控制，例如可以通过对原料的进料速度和塔高、塔的直径进行调控，从而对吸收塔内的吸收时间、解吸塔内的解吸时间、精馏塔内的精馏时间进行控制。
本发明中，将各个组分吸收后、分离后的后续各种将各个组分分离、回收、储存的操作手段和条件均可以采用现有技术公知的方法进行，本发明无特殊要求。
例如吸收后得到的干气可以脱硫后燃烧，常规的脱硫装置和条件即可实现脱硫的目的，又如，在解吸出碳二馏分的过程中，可以通过冷却回流将C3-C5轻烃馏分冷凝成液体，从而实现C2轻烃馏分和C3-C5轻烃馏分的分离。
本发明提供的方法可以适用于各种含烃石油化工气体，优选适用于碳二组分含量为10-50摩尔％，不凝组分20-80摩尔％，C3-C5组分10-40摩尔％的含烃石油化工气体，所述不凝组分是指石油化工中各种沸点低于0℃的气体，如甲烷、氮气、氢气、一氧化碳中的一种或多种。具体的，所述含轻烃石油化工气体例如可以是焦化干气、催化裂化气体、减压蒸馏塔塔顶气。
下面结合附图对本发明所提供的方法的一种实施方式进行进一步的说明，其余各种能够实现本发明的方法均与此类似，本发明不再赘述。
如图1所示，本发明提供的方法包括以下步骤：
(1)压缩后的含烃石油化工气体在吸收平衡罐V-101中与第一富吸收液接触后，气相进入第一吸收塔T-101底部，与自第一吸收塔T-101塔顶进入的第一吸收剂进行逆向接触传质，含烃石油化工气体中的C2轻烃馏分和C3-C5轻烃馏分被吸收进入到液相，得到第一富吸收液和第一贫气，并分别从塔底和塔顶排出；
(2)自第一吸收塔T-101顶部出来的第一贫气从第二吸收塔T-102塔底进入，第二吸收剂从第二吸收塔T-102顶部进入与第一贫气逆向接触，以使第一贫气中夹带的第一吸收剂的组分被第二吸收剂吸收，逆向接触后得到第二富吸收液和干气，其中干气从第二吸收塔T-102顶部输出至后续的脱硫系统，第二富吸收液从第二吸收塔T-102底部排出，输往后续的吸收剂精制装置；
(3)第一吸收塔T-101底部出来的第一富吸收液进入吸收平衡罐V-101，与含烃石油化工气体混合后，液相从第一解吸塔T-103的顶部进入到第一解吸塔T-103进行第一次解吸，第一解吸塔T-103顶部排出C1及更轻的组分，返回吸收平衡罐V-101；
(4)第一解吸塔T-103底部排出的脱除了C1及更轻的组分的经第一次解吸后的物料进入第二解吸塔T-104进行第二次解吸，分离出C2轻烃馏分，C2轻烃馏分可以进一步与第一吸收剂在第三吸收塔T-106中逆向接触，脱除C3-C5轻烃，使得所述C2轻烃馏分中夹带的C3-C5轻烃馏分的含量降低至20摩尔％以下，并得到第三富吸收液，将所述第三富吸收液返回到第二解吸塔T-104，以分离出其中的C2组分；
(5)经第二次解吸后的物料从第二解吸塔T-104塔底进入精馏塔T-105中进行精馏，以分离出C3-C5轻烃馏分，并得到稳定汽油，该稳定汽油可以返回第一吸收塔T101作为第一吸收剂，也可以作为稳定汽油产品外排，还可以一部分作为第一吸收剂，另一部分作为稳定汽油产品外排。为了充分利用该稳定汽油的热量，优选情况下，上述稳定汽油与该工艺中的其他物流换热后或者可选择地进一步与其他冷却介质换热后再外排或用作第一吸收剂。
下面结合实施例对本发明进行详细的说明。
实施例中稳定汽油(第一吸收剂)和柴油(第二吸收剂)组成见表1，各实施例中关键公用工程消耗表见表3。
实施例1
该实施例用于说明本发明提供的含轻烃石油化工气体的处理方法。
该实施例采用图2所示的工艺流程。如图2所示，(1)将压缩后的含烃尾气①在吸收平衡罐V-101中与来自第一吸收塔T-101底部的第一富吸收液接触进行气液相分离后，气相进入第一吸收塔T-101底部，与自T-101塔顶进入的第一吸收剂粗汽油进行逆向接触传质，得到第一富吸收液④和第一贫气②，并分别从塔底和塔顶排出；(2)自第一吸收塔T-101顶部出来的第一贫气②从第二吸收塔T-102塔底进入，第二吸收剂柴油从T-102顶部进入与第一贫气②逆向接触，得到第二富吸收液粗柴油和干气③，其中干气③从第二吸收塔T-102顶部输出至后续的脱硫系统，第二富吸收液粗柴油从第二吸收塔T-102底部排出，输往后续的吸收剂精制装置；(3)第一吸收塔T-101底部出来的第一富吸收液进入吸收平衡罐V-101与含烃尾气①混合后的液相④分成两股，一股经第一解吸塔T-103进料冷却器E-101冷却后从第一解吸塔T-103的上部进入到第一解吸塔T-103，另一股则经第一解吸塔T-103第一进料加热器E-102和T-103第二进料加热器E-103加热后作为热源从第一解吸塔T103的中部进入第一解吸塔T103，进行第一次解吸，第一解吸塔T-103顶部排出C1及更轻的组分⑤，返回与含烃尾气①一起进入吸收平衡罐V-101；(4)第一解吸塔T-103底部排出的脱除了C1及更轻的组分的经第一次解吸后的物料经第一解吸塔T-103再沸器E-104加热后，一部分从T-103底部循环回T-103，另一部分⑥进入第二解吸塔T-104进行第二次解吸，塔顶组分经第二解吸塔T-104塔顶冷凝器E-105冷凝后进入第一分液罐V-102进行分液，一部分液体返回第二解吸塔T-104，另一部分作为C2轻烃馏分⑦；(5)经第二次解吸后的物料经第二解吸塔T-104第一再沸器E-106和第二解吸塔T-104第二再沸器E-107加热后一部分从塔底循环回第二解吸塔T-104，另一部分⑧从精馏塔T-105中部进入精馏塔T-105中进行精馏，塔顶组分经精馏塔T-105塔顶冷凝器E-108冷凝后进入第二分液罐V-103进行分液，一部分液体返回精馏塔T-105，另一部分作为液化石油气产品⑨外排，塔底液相即稳定汽油分成两股，一股进入T-105再沸器E-109再沸后返回T-105，另一股作为热源依次通过上述T-104第二再沸器E-107、T-104第一再沸器E-106、第一解吸塔T-103再沸器E-104、T-103第二进料加热器E-103、T-103第一进料加热器E-102后一部分作为汽油产品外排，另一部分⑩与粗汽油一起作为第一吸收剂，返回第一吸收塔T-101。
其中，含烃尾气为焦化干气，组成见表4中物流①，原料加入量为9.75吨/小时，以粗汽油(组成见表中物流1)及来自精馏塔T-105的稳定汽油(组成见表中物流⑩)(二者体积比为1∶1)为第一吸收剂，以柴油为第二吸收剂，第一吸收剂与焦化干气的体积比为1∶5.1，第二吸收剂的用量为13吨/小时，塔内操作参数见表2。关键物流流股的组成和操作参数见表4，热源及冷源消耗见表3。产出：碳二组分3.19t/h；液化石油气3.64t/h，稳定汽油39.17t/h，C2轻烃组分的回收率达到91％，C3-C5轻烃馏分的回收率达到96％。
实施例2
该实施例用于说明本发明提供的含轻烃石油化工气体的处理方法。
按照实施例1的方法对含轻烃石油化工气体进行处理，不同的是，采用图3的工艺流程。图3的工艺流程与图2相似，不同的是，来自精馏塔T-105的稳定汽油全部用作第一吸收剂，而不外排稳定汽油产品，且稳定运行后不再使用粗柴油作为第一吸收剂。
其中含烃尾气为焦化干气(组成见表5中物流①)，原料加入量为9.75吨/小时，以柴油为第二吸收剂，第一吸收剂与焦化干气的体积比为1∶3.9，第二吸收剂的用量为12吨/小时，塔内操作参数见表2。关键物流流股的组成和操作参数见表5，热源及冷源消耗见表3。产出：碳二馏分3.86t/h；液化石油气1.89t/h，C2轻烃组分的回收率达到92％，C3-C5轻烃馏分的回收率达到95％。
实施例3
该实施例用于说明本发明提供的含轻烃石油化工气体的处理方法。
按照实施例2的方法对含轻烃石油化工气体进行处理，不同的是，含烃尾气为催化裂化气体(组成见表6中物流①)，原料加入量为15.93吨/小时，以稳定汽油为第一吸收剂，以柴油为第二吸收剂，第一吸收剂与催化裂化气体的体积比为1∶5.2，第二吸收剂的用量为13吨/小时，塔内操作参数见表2。关键物流流股的组成和操作参数见表6，热源及冷源消耗见表3。产出：碳二组分2.61t/h；液化石油气8.98t/h，C2轻烃组分的回收率达到94％，C3-C5轻烃馏分的回收率达到98％。
实施例4
该实施例用于说明本发明提供的含轻烃石油化工气体的处理方法。
按照实施例1的方法对含轻烃石油化工气体进行处理，不同的是，含烃尾气为常减压蒸馏塔塔顶气体(组成见表7中物流①)，原料加入量为8.42吨/小时，以粗汽油及来自精馏塔T-105的稳定汽油为第一吸收剂(粗汽油与来自精馏塔T-105的稳定汽油的体积比为1∶1)，以柴油为第二吸收剂，第一吸收剂与常减压蒸馏塔塔顶气体的体积比为1∶5.4，第二吸收剂的用量为6吨/小时，塔内操作参数见表2。关键物流流股的组成和操作参数见表7，热源及冷源消耗见表3。产出：碳二组分2.80t/h；液化石油气4.42t/h，稳定汽油27.82t/h，C2轻烃组分的回收率达到96％，C3-C5轻烃馏分的回收率达到96％。
表1
注：组成为根据汽油或柴油的恩氏蒸馏数据采用虚拟组分法计算的具有对应泡点温度的组分(如NBP-19代表在虚拟情况下泡点温度为19℃的烃类物质)。
表2
表3
表4
表5
| 摩尔％ | ① | ② | ③ | ④ | ⑤ | ⑥ | ⑦ | ⑧ | ⑨ | ⑩ |
| H2 | 6.05 | 10.41 | 10.77 | 0.03 | 0.88 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| N2 | 7.55 | 12.99 | 13.41 | 0.15 | 3.80 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| CO | 0.34 | 0.59 | 0.61 | 0.01 | 0.17 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| CO2 | 0.36 | 0.34 | 0.34 | 0.06 | 0.44 | 0.04 | 0.55 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| H2S | 4.44 | 0.00 | 0.00 | 1.21 | 3.35 | 1.12 | 12.51 | 0.15 | 5.51 | 0.00 |
| H2O | 0.53 | 0.53 | 0.54 | 0.08 | 0.63 | 0.05 | 0.70 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| C1 | 41.79 | 69.92 | 71.75 | 2.70 | 61.43 | 0.30 | 3.88 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| C2 | 17.24 | 0.63 | 0.62 | 4.80 | 18.38 | 4.24 | 54.07 | 0.07 | 2.58 | 0.00 |
| C2＝ | 3.28 | 1.78 | 1.79 | 0.70 | 3.92 | 0.57 | 7.33 | 0.00 | 0.02 | 0.00 |
| C3 | 7.92 | 0.00 | 0.00 | 2.01 | 2.35 | 1.99 | 10.82 | 1.15 | 41.99 | 0.00 |
| C3＝ | 4.83 | 0.00 | 0.00 | 1.24 | 1.68 | 1.22 | 7.67 | 0.62 | 22.66 | 0.00 |
| i-C4 | 0.68 | 0.00 | 0.00 | 0.17 | 0.08 | 0.17 | 0.02 | 0.17 | 5.44 | 0.00 |
| n-C4 | 3.43 | 0.00 | 0.00 | 0.84 | 0.31 | 0.86 | 0.00 | 0.86 | 20.91 | 0.00 |
| i-C5 | 1.58 | 0.00 | 0.00 | 0.38 | 0.06 | 0.40 | 0.00 | 0.40 | 0.04 | 0.00 |
| 汽油 | 0.00 | 2.80 | 0.15 | 85.64 | 2.52 | 89.03 | 2.44 | 96.59 | 0.87 | 100.0 |
| 柴油 | 0.00 | 0.00 | 0.02 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| T℃ | 40.0 | 41.1 | 41.2 | 42.6 | 40.4 | 139.6 | 40.0 | 193.2 | 47.7 | 40.0 |
| PMPa | 1.13 | 1.10 | 1.05 | 1.35 | 1.15 | 1.20 | 1.01 | 1.05 | 1.00 | 1.20 |
| Ft/h | 9.75 | 4.01 | 3.52 | 147.15 | 1.40 | 145.74 | 3.86 | 154.37 | 1.89 | 152.50 |
表6
| 摩尔％ | ① | ② | ③ | ④ | ⑤ | ⑥ | ⑦ | ⑧ | ⑨ | ⑩ |
| H2 | 5.27 | 13.48 | 13.66 | 0.04 | 1.87 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| N2 | 21.97 | 56.20 | 56.81 | 0.68 | 30.37 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| CO | 0.89 | 2.29 | 2.31 | 0.03 | 1.25 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| CO2 | 1.15 | 1.03 | 1.01 | 0.34 | 1.83 | 0.30 | 4.13 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| H2S | 0.26 | 0.00 | 0.00 | 0.11 | 0.18 | 0.11 | 1.16 | 0.02 | 0.14 | 0.00 |
| H2O | 0.52 | 0.16 | 0.16 | 0.03 | 0.22 | 0.03 | 0.12 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| C1 | 10.21 | 24.22 | 24.31 | 1.11 | 36.50 | 0.30 | 4.09 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| C2 | 6.14 | 0.01 | 0.01 | 2.58 | 6.31 | 2.49 | 33.19 | 0.07 | 0.44 | 0.00 |
| C2＝ | 7.54 | 1.75 | 1.70 | 2.98 | 11.69 | 2.78 | 37.70 | 0.00 | 0.01 | 0.00 |
| C3 | 5.95 | 0.00 | 0.00 | 2.39 | 1.45 | 2.41 | 1.64 | 2.21 | 13.77 | 0.00 |
| C3＝ | 21.81 | 0.00 | 0.00 | 8.78 | 6.27 | 8.84 | 17.37 | 7.31 | 45.56 | 0.00 |
| i-C4 | 10.24 | 0.00 | 0.00 | 4.07 | 0.91 | 4.15 | 0.00 | 4.01 | 24.29 | 0.00 |
| n-C4 | 6.74 | 0.00 | 0.00 | 2.68 | 0.42 | 2.73 | 0.00 | 2.64 | 14.90 | 0.00 |
| i-C5 | 1.29 | 0.00 | 0.00 | 0.51 | 0.03 | 0.52 | 0.00 | 0.51 | 0.05 | 0.00 |
| 汽油 | 0.00 | 0.86 | 0.01 | 73.67 | 0.70 | 75.34 | 0.62 | 83.23 | 0.85 | 100.0 |
| 柴油 | 0.00 | 0.00 | 0.02 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| T℃ | 10.0 | 11.3 | 40.3 | 21.2 | 11.9 | 97.8 | 10.0 | 145.4 | 52.8 | 10.0 |
| PMPa | 1.13 | 1.10 | 1.05 | 1.35 | 1.15 | 1.20 | 1.01 | 1.05 | 1.00 | 1.20 |
| Ft/h | 15.93 | 3.90 | 3.77 | 100.65 | 0.65 | 100.00 | 2.61 | 109.89 | 8.98 | 100.50 |
表7
从表4、表5、表6和表7的干气组成可以看出，本发明开发的含烃石油化工气体的处理方法能很好地分离含烃石油化工气体中的轻烃组分：对碳二组分含量在10摩尔％以上的气体，C2轻烃馏分回收率达到65％以上；对碳二组分含量在20摩尔％以上的气体，碳二馏分的回收率达到85％以上。此外，本发明开发的回收工艺对C3-C5轻烃馏分的回收率达到95％以上。从表3的公用工程消耗情况可以看出，本发明开发的回收工艺的能耗接近只回收液化石油气的常规吸收稳定系统，具有非常高的分离能效。总的来说，本发明的方法，对大多数含烃石油化工气体都具有良好的回收效果，能创造显著的经济效益。
Claims (16)
1.一种含轻烃石油化工气体的处理方法，所述含轻烃石油化工气体含有碳原子数为1-5的烃，其特征在于，该方法包括将该含轻烃石油化工气体与第一吸收剂接触，使得碳原子数为2-5的烃的含量降低至3摩尔%以下，得到第一富吸收液和第一贫气；将所述第一富吸收液在第一解吸塔内经第一次解吸分离出C1及更轻组分，将经第一次解吸后的物料在第二解吸塔内经第二次解吸分离出C2轻烃馏分；其中，所述含轻烃石油化工气体与第一吸收剂接触的条件包括接触的温度为10-60℃，接触的时间至少为20秒，第一吸收剂与含轻烃石油化工气体的体积比为1:3.5-6。
2.根据权利要求1所述的处理方法，其中，所述含轻烃石油化工气体与第一吸收剂接触的条件包括接触的温度为10-40℃，接触的时间为25-50秒，第一吸收剂与含轻烃石油化工气体的体积比为1:4.5-5.5。
3.根据权利要求1或2所述的处理方法，其中，所述含轻烃石油化工气体与第一吸收剂在第一吸收塔中逆向接触，得到所述第一贫气和所述第一富吸收液，该方法还包括从第一吸收塔塔顶回收第一贫气，并将所述第一富吸收液与含轻烃石油化工气体混合后进行所述第一次解吸。
4.根据权利要求3所述的处理方法，其中，所述第一次解吸的条件包括，解吸时间为15-25秒，第一解吸塔内的塔底温度为80-140℃，塔顶温度为0-40℃；所述第二次解吸的条件包括，解吸时间为20-30秒，第二解吸塔内的塔底温度为140-200℃，塔顶温度为10-40℃。
5.根据权利要求4所述的处理方法，其中，所述第一次解吸的条件包括，解吸时间为20-25秒，第一解吸塔内的塔底温度为100-120℃，塔顶温度为20-40℃；所述第二次解吸的条件包括，解吸时间为25-30秒，第二解吸塔内的塔底温度为160-180℃，塔顶温度为20-40℃。
6.根据权利要求1、4或5所述的处理方法，其中，该方法还包括将经第二次解吸后的物料在精馏塔中经精馏分离出C3-C5轻烃馏分，得到稳定汽油。
7.根据权利要求6所述的处理方法，其中，所述将经第二次解吸后的物料在精馏塔中分离出C3-C5轻烃馏分的条件包括：精馏时间为30-45秒，精馏塔塔底的温度为210-240℃，塔顶温度为30-45℃。
8.根据权利要求6所述的处理方法，其中，该方法还包括将所得稳定汽油送入第一解吸塔中，用作第一吸收剂。
9.根据权利要求8所述的处理方法，其中，该方法还包括将所得稳定汽油送入第一解吸塔中之前依次与所述经第二次解吸后的物料和经第一次解吸后的物料进行热交换。
10.根据权利要求3所述的处理方法，其中，该方法还包括将回收得到的所述第一贫气与第二吸收剂在第二吸收塔中逆向接触，使得所述第一贫气中夹带的第一吸收剂含量降低至0.2摩尔%以下，得到第二富吸收液和干气，将得到的干气和第二富吸收液分别回收。
11.根据权利要求10所述的处理方法，其中，所述将回收得到的所述第一贫气与第二吸收剂在第二吸收塔中逆向接触的条件包括，接触的温度为40-60℃，接触的时间为10-25秒，第二吸收剂与第一贫气的体积比为1:15-30。
12.根据权利要求10或11所述的处理方法，其中，所述第二吸收剂为柴油。
13.根据权利要求1、4或5所述的处理方法，其中，该方法还包括将在第二解吸塔中分离出的C2轻烃馏分与第一吸收剂在第三吸收塔中逆向接触，使得所述C2轻烃馏分中夹带的C3-C5轻烃馏分的含量降低至20摩尔%，并得到第三富吸收液，将所述第三富吸收液返回到第二解吸塔，以分离出其中的C2组分。
14.根据权利要求13所述的方法，其中，所述将在第二解吸塔中分离出的C2轻烃馏分与第一吸收剂在第三吸收塔中逆向接触的条件包括接触的温度为10-40℃，接触的时间至少为10秒，第一吸收剂与所述在第二解吸塔中分离出的C2轻烃馏分的体积比为1:10-25。
15.根据权利要求1、2、8和14中任意一项所述的处理方法，其中，所述第一吸收剂为汽油、石脑油中的一种或多种。
16.根据权利要求1所述的处理方法，其中，所述含轻烃石油化工气体含有C2组分10-50摩尔%，不凝组分20-80摩尔%，10-40摩尔%C3-C5组分，所述不凝组分为甲烷、氮气、氢气和一氧化碳中的一种或多种。
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