CN103030494A

CN103030494A - 用于分离催化裂化干气或乙烯裂解气中的乙烯、乙烷的吸收水合耦合装置及方法

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Publication number: CN103030494A
Application number: CN2012105742206A
Authority: CN
Inventors: 李鑫钢; 陈超; 辛峰; 李永红; 丁辉; 史荣会
Original assignee: Tianjin University
Current assignee: Tianjin University
Priority date: 2012-12-21
Filing date: 2012-12-21
Publication date: 2013-04-10
Anticipated expiration: 2032-12-21
Also published as: CN103030494B

Abstract

本发明提出一种用于分离催化裂化干气或乙烯裂解气中的乙烯、乙烷的吸收水合耦合装置及方法。分为两个过程，催化干气或者乙烯裂解气首先进入吸收分离过程，经过吸收、解吸和吸收剂再生得到高纯度C2产品；吸收塔顶的C2贫气进入水合分离过程，水合分离回收的C2气体与原料气合并返回吸收分离过程。将吸收分离过程和水合物法分离过程相结合，发挥吸收法在高浓度区分离效率高，水合分离法在低浓度时分离效率高的优点，降低了吸收过程所需的溶剂量，同时避免了水合分离纯度不高，分离效率低的缺点，得到的C2产品纯度达到99.6%，可直接进入乙烯塔。本发明的方法适用于从催化裂化干气或乙烯裂解气中分离回收C2组分，有望替代深冷分离工艺。

Description

用于分离催化裂化干气或乙烯裂解气中的乙烯、乙烷的吸收水合耦合装置及方法

技术领域

本发明涉及将吸收分离工艺和水合分离工艺结合起来分离回收催化干气或乙烯裂解气中的乙烯、乙烷的组合装置及方法，属于化工技术。

背景技术

催化裂化作为炼油技术核心，在原油深度加工方面发挥了重要作用，也是炼油企业最大的效益装置之一。催化裂化装置生产的液化气，经气分装置回收丙烯，也给许多炼油企业带来了很好的效益。但作为催化装置副产品的干气，目前对其利用重视不足，通常作为燃料使用。然而，催化干气中含有较高附加值的乙烯，如果能合适地加以回收，将是催化裂化装置的另一个效益增长亮点。

催化干气中乙烯含量较低，从目前可行的应用方式看，主要有2种：一是直接用于干气作为原料，利用其中的乙烯，直接与苯反应生产乙苯，但因催化干气中乙烯浓度较低，相对高纯度乙烯来说，其设备投资相对较大；二是通过对干气中的乙烯进行浓缩，而后通过分离得到聚合级的乙烯。深冷分离技术能耗高，设备投资大；变压吸附的主要缺点是难以通过一次分离得到聚合级乙烯，一般条件下得到的乙烯纯度为80%（体积分数），如采用配套组合工艺生产高纯度乙烯，投资相应增大；中冷油吸收技术，只能生产84%（体积分数）粗乙烯；先进的回收系统技术（ARS），能耗低，比常规的深冷分离技术节能15%-25%，烃类回收率达到96%，对原料适应性强、产品纯度高，但该工艺为国外技术，涉及的专利费用较高。

乙烯工业作为石化行业的支柱产业，历来在国民经济中占有重要地位。乙烯装置最复杂的部分就是深冷分离工段，是整个装置或生产工艺扩能增效的瓶颈。水合物分离技术刚好能满足以上所述的这些低沸点气体混合物的分离需要。

水合物是水和小分子气体（CH4、C2H4、C2H6、CO2、N2等）在一定温度、压力条件下形成的一种“笼型”物质。由于不同气体形成水合物的难易程度不一样，因此可通过生成水合物的方法，使易生成水合物的组分优先进入水合物相而实现气体混合物的分离。由于水合物法的最大优势是可以在0℃以上实现低沸点气体混合物的分离，而常规精馏法则需要在很低的温度下进行，如甲烷和氢气的分离需要在-160℃左右进行、甲烷和乙烷的分离需要在-110℃左右进行，所以利用水合物法分离某些低沸点气体混合物已经受到业界的重视。

单纯的水合物法处理多组分混合气体时存在着先天的缺陷，例如：由于气体在水中的溶解度一般很小和水只能与混合气体中易于水合的特定组分实现水合，使水合分离方法处理多组分混合气体是的速度和分离效果不是很理想。另一方面，利用单纯的水合物法对低沸点气体进行分离和回收，要提高分离效果，需要尽可能提高水合物的生成量，对设备的效能和过程能耗都提出更高的要求。研究发现，水合过程分离C1和C2时，C2浓度较低时水合分离效率较高，因此水合分离过程用于低浓度C2浓缩比较有利。传统的吸收分离方法通过气体在气液两相的分配系数差异实现分离，但在实际应用中，当气相中C2浓度较低时，由于平衡关系的影响，需要使用大量的吸收剂，故低浓度分离经济不合算。

发明内容

本发明根据现有技术的不足，提出了一种用于分离催化裂化干气或乙烯裂解气中的乙烯、乙烷的吸收水合耦合装置及方法，具体技术方案如下：

一种用于分离催化裂化干气或乙烯裂解气中的乙烯、乙烷的吸收水合耦合装置，增压机B1排气管与换热器B2入口连接，换热器B2出口连接绝热平衡罐B3进口。绝热平衡罐B3的气体出口管路连接吸收塔B4底部气体入口，绝热平衡罐B3的液体出口连接解吸塔B5顶部液体入口。吸收塔B4底部液体出口连接换热器B2进口；吸收塔B4的塔顶气体出口连接换热器B11的进口。解吸塔B5顶部气体出口连接换热器B2进口管路。解吸塔B5底部液体出口连接吸收剂再生精馏塔B6中部的进料口，吸收剂再生精馏塔B6塔顶为产品出口,吸收剂再生精馏塔B6塔底液体出口连接泵B8进液口，泵B8的出液管路连接换热器B10进口，换热器B10出口连接吸收塔B4顶部进液管。换热器B11气体出口连接水合反应器B12进气口，水合反应器B12底部液体出口连接水合物分解罐B13中部的进液管，水合物分解罐B13顶部气体出口连接增压机B1气体入口。水合物分解罐B13底部液体出口连接泵B14进液口，泵B14的排液管连接换热器B15进液管，换热器B15的排液管连接水合反应器B12的进液管。其中吸收剂再生精馏塔B6的底部液体出口还可以改为连接解吸塔B5的再沸器加热介质入口，B5再沸器的加热介质出口连接泵B8液体入口。

水合反应器B12形式不限，一切有利于气液接触的装备都可使用。

本发明提出了一种用于分离催化裂化干气或乙烯裂解气中的乙烯、乙烷的吸收水合耦合方法，其吸收分离过程为：原料气1先在压缩机B1增压后进入换热器B2换热，然后进入绝热平衡罐B3。绝热平衡罐B3中的气相物流3进入吸收塔B4底部，绝热平衡罐B3中的液相物流7进入解吸塔B5顶部。绝热平衡罐B3中的气相物流3在吸收塔B4中上行时与从吸收塔B4塔顶部下行的吸收剂5接触,绝热平衡罐B3中的气相物流3中大量的C2以及少量的N2和CH4被吸收剂吸收后经吸收塔B4底部液相物流6进入换热器B2；绝热平衡罐B3中的气相物流3中的剩余气体由吸收塔B4的塔顶气相物流4排除。绝热平衡罐B3中的液相物流7经解吸塔B5顶部下行的过程中与解吸塔B5底部再沸器中上行的气相逆流接触，绝热平衡罐B3中的液相物流7中的N2，CH4被解吸进入气相，经解吸塔B5顶部气相物流8排出；解吸塔B5顶部气相物流8中为吸收剂，C2，N2，CH4的气体混合物，解吸塔B5顶部气相物流8进入换热器B2。解吸塔B5底部得到液相物流9主要含C2和吸收剂。解吸塔B5底部得到液相物流9进入吸收剂再生精馏塔B6，吸收剂再生精馏塔B6塔顶得气相C2产品10，其摩尔浓度可达99.6%，可直接进入乙烯塔分离得到聚合级乙烯。吸收剂再生精馏塔B6塔底得到再生的吸收剂，吸收剂携带的热量可用于为解吸塔B5的塔釜再沸器及中间再沸器供热，回收能量，经换热加压后与补充的部分新鲜吸收剂15一起进入吸收塔B4顶部。

具体技术条件为：水合分离过程：从吸收塔B4顶部排出的气相物流4中C2摩尔分率为5%-15%，经换热器B11换热至-5.0-5℃后进入水合分离过程，在水合反应器B12中与水或油水乳液充分接触后分离为主要含CH4、N2的气相物流21，水合物浆液18。水合物浆液18进入水合物分解罐B13中，经减压或加热或减压、加热同时进行，C2、CH4的混合气体由分解罐B13顶部气相物流20排出，作为循环物流与原料气1合并进入增压机B1。分解罐B13底部得到的水或油水乳液19经换热加压后进入水合反应器循环使用。吸收分离过程使用的吸收剂为C4,C5，或二者的混合溶剂；水合分离过程使用纯水或油水乳液。

增压机B1出口压力2～4MPa;换热器B2出口温度：-35～45℃；绝热平衡罐B3压力2～4MPa，绝热；吸收塔B4塔顶压力2～4MPa,气液进料温度-35～45℃；解吸塔B5塔顶压力2～4MPa，塔釜温度40～140℃；吸收剂再生精馏塔B6操作压力1～2.5MPa,塔顶温度-30～-10℃；泵B8的出口压力2～4MPa;换热器B10的出口温度-30～45℃；换热器B11的出口温度-5～5℃；水合反应器压力2～44MPa，温度-5～5℃；水合物分解罐B13压力0.1～2MPa，温度1～25℃；泵B14的出口压力2～4MPa；换热器B15出口温度-5～5℃。

本发明具有如下优点：

⑴提供了一种分离催化干气或乙烯裂解气中的C2H4、C2H6的组合工艺。常规精馏法分离甲烷和乙烷、乙烯时通常在-100℃以下进行，需要复杂的复叠制冷循环系统，需要甲烷作为制冷剂，能量品位高;而本方法全流程在-30℃至零度以上进行，仅需要少量丙烯制冷剂或者循环水降温，能量品位大大降低，因此公用工程费用大大降低。变压吸附的主要缺点是难以通过一次分离得到聚合级乙烯，一般条件下得到的乙烯纯度为80％（体积分数），如采用配套组合工艺生产高纯度乙烯，投资相应增大；中冷油吸收技术，只能生产84％（体积分数）粗乙烯；本发明方法可以得到摩尔浓度高达99.6％的C2产品，C2产品收率能达到92％以上。

⑵本方法利用吸收和水合分离相耦合的方法发扬了两种方法各自的优势，又同时避免了两种方法各自的劣势，即高浓度有利于吸收分离而低浓度有利于水合高效分离。本耦合法与单一的吸收法相比所用吸收剂质量减少了34％，能耗降低14.5％；与单一的多级水合分离法相比C2产品纯度和收率大大提高。

本发明的组合工艺适用于以下几方面：

⑴回收催化干气中的C2H4、C2H6等经济价值较高的组分。

⑵应用于乙烯生产过程。取代脱甲烷塔和冷箱，直接让99.6％以上的C2混合物进入乙烯

塔，避免深冷分离。

附图说明

图1为本发明工艺流程示意图。

具体实施方案

以下结合附图和具体实施方案对本发明进行更详细的介绍，但不对本发明的可实施范围构成任何限定。

装置如图1所示：增压机B1排气管与换热器B2入口连接，换热器B2出口连接绝热平衡罐B3进口。绝热平衡罐B3的气体出口管路连接吸收塔B4底部气体入口，绝热平衡罐B3的液体出口连接解吸塔B5顶部液体入口。吸收塔B4底部液体出口连接换热器B2进口；吸收塔B4的塔顶气体出口连接换热器B11的进口。解吸塔B5顶部气体出口连接换热器B2进口管路。解吸塔B5底部液体出口连接吸收剂再生精馏塔B6中部的进料口，吸收剂再生精馏塔B6塔顶为产品出口,吸收剂再生精馏塔B6塔底液体出口连接泵B8进液口，泵B8的出液管路连接换热器B10进口，换热器B10出口连接吸收塔B4顶部进液管。换热器B11气体出口连接水合反应器B12进气口，水合反应器B12底部液体出口连接水合物分解罐B13中部的进液管，水合物分解罐B13顶部气体出口连接增压机B1气体入口。水合物分解罐B13底部液体出口连接泵B14进液口，泵B14的排液管连接换热器B15进液管，换热器B15的排液管连接水合反应器B12的进液管。其中吸收剂再生精馏塔B6的底部液体出口还可以改为连接解吸塔B5的再沸器加热介质入口，B5再沸器的加热介质出口连接泵B8液体入口。

增压机B1出口压力2～4MPa；换热器B2出口温度：-35～45℃；绝热平衡罐B3压力2～ 4MPa，绝热；吸收塔B4塔顶压力2～4MPa,气液进料温度-35～45℃；解吸塔B5塔顶压力2～4MPa，塔釜温度40～140℃；吸收剂再生精馏塔B6操作压力1～2.5MPa,塔顶温度-30～-10℃；泵B8的出口压力2～4MPa；换热器B10的出口温度-30～45℃；换热器B11的出口温度-5～5℃；水合反应器压力2～44MPa，温度-5～5℃；水合物分解罐B13压力0.1～2MPa，温度1～25℃；泵B14的出口压力2～4MPa；换热器B15出口温度-5～5℃。

实施例1.

原料气摩尔组成为25.64%N2+39.68%CH4+18.32%C2H4+16.36%C2H6，质量流量10000kg/h，进料温度为20℃。吸收过程吸收剂使用正戊烷循环量为46605kg/h，每小时补充正戊烷1894kg/h。水合分离过程使用纯水，标准状态下气液比为140:1。

换热器B2将物流2、6、8换热到35℃。平衡罐B3温度35℃，压力3MPa.吸收塔B4在3MPa下操作，10块塔板，在第3、4塔板之间设中间冷凝器，液相温度设为35℃，塔顶吸收剂温度为35℃。解吸塔B5操作压力3MPa，塔底温度143.6℃，在第5、6塔板之间设中间再沸器，温度85℃，压力3MPa。吸收剂再生塔B6操作压力2MPa,塔釜温度160.7℃，冷凝器温度-17.6℃，10块塔板。水合反应器B12操作压力3MPa,温度1℃。水合物分解罐B13操作压力2MPa,温度15℃。分离结果列于表1。从表1中可以看出，经过吸收耦合分离后，尾气21中的C2总浓度降至4%，C2产品物流10中C2总摩尔浓度达到99.6%，C2收率达到92.2%，在0℃以上实现了C2产品与CH4，N2的高纯度分离。

表格1催化干气吸收水合耦合分离结果

（正戊烷在3MPa,35℃吸收;3MPa,1℃水合）

实施例2.

原料气摩尔组成为25.64%N2+39.68%CH4+18.32%C2H4+16.36%C2H6，质量流量10000kg/h，进料温度为20℃。吸收过程中使用正丁烷和正戊烷循的混合溶剂作为吸收剂，其循环量为：23198.84kg/h，补充正丁烷281.14kg/h，补充正戊烷432.91kg/h。水合分离过程使用纯水，标准状态下气液比为140:1。

换热器B2将物流2、6、8换热到-30℃。平衡罐B3温度-30℃，压力2MPa.吸收塔B4在2MPa下操作，10块塔板，在第3、4塔板之间设中间冷凝器，液相温度设为-30℃，塔顶吸收剂温度为-30℃。解吸塔B5操作压力2MPa，塔底温度49.2℃。吸收剂再生塔B6操作压力2MPa,塔釜温度145.7℃，冷凝器温度-17.8℃，10块塔板。水合反应器B12操作压力2MPa,温度-5℃。水合物分解罐B13操作压力0.5MPa,温度5℃。分离结果列于表2。从表2中可以看出，经过吸收耦合分离后，尾气21中的C2总浓度降至2%以下，C2产品物流10中C2总摩尔浓度达到99.9%，C2收率达到96.23%，相对于深冷分离而言，本方法在较温和的条件下实现了C2产品与CH4，N2的高纯度分离。

表格2催化干气吸收水合耦合分离效果

（使用正丁烷与正戊烷混合吸收剂在2MPa,-30℃吸收,-5℃水合）

实施例3

原料气摩尔组成为25.64%N2+39.68%CH4+18.32%C2H4+16.36%C2H6，质量流量 10000kg/h，进料温度为20℃。吸收过程中使用正丁烷和正戊烷循的混合溶剂作为吸收剂，其循环量为：24348.69kg/h，补充正丁烷328.16kg/h，补充正戊烷603.73kg/h。水合分离过程使用纯水，标准状态下气液比为140:1。

换热器B2将物流2、6、8换热到0℃。平衡罐B3温度0℃，压力4MPa.吸收塔B4在4MPa下操作，10块塔板，在第3、4塔板之间设中间冷凝器，液相温度设为0℃，塔顶吸收剂温度为0℃。解吸塔B5操作压力4MPa，塔底温度118.3℃。吸收剂再生塔B6操作压力2MPa,塔釜温度147.3℃，冷凝器温度-17.9℃，10块塔板。水合反应器B12操作压力4MPa,温度5℃。水合物分解罐B13操作压力2MPa,温度25℃。分离结果列于表3。从表3中可以看出，经过吸收耦合分离后，尾气21中的C2总浓度降至3.5%以下，C2产品物流10中C2总摩尔浓度达到99.7%，C2收率达到93.3%。

表格3催化干吸收水合耦合分离结果

(正丁烷与正戊烷混合吸收剂，4MPa,5℃吸收；纯水4MPa,5℃水合)

。

Claims

1.一种用于分离催化裂化干气或乙烯裂解气中的乙烯、乙烷的吸收水合耦合装置，其特征是增压机B1排气管与换热器B2入口连接，换热器B2出口连接绝热平衡罐B3进口。绝热平衡罐B3的气体出口管路连接吸收塔B4底部气体入口，绝热平衡罐B3的液体出口连接解吸塔B5顶部液体入口。吸收塔B4底部液体出口连接换热器B2进口；吸收塔B4的塔顶气体出口连接换热器B11的进口。解吸塔B5顶部气体出口连接换热器B2进口管路。解吸塔B5底部液体出口连接吸收剂再生精馏塔B6中部的进料口，吸收剂再生精馏塔B6塔顶为产品出口,吸收剂再生精馏塔B6塔底液体出口连接泵B8进液口，泵B8的出液管路连接换热器B10进口，换热器B10出口连接吸收塔B4顶部进液管。换热器B11气体出口连接水合反应器B12进气口，水合反应器B12底部液体出口连接水合物分解罐B13中部的进液管，水合物分解罐B13顶部气体出口连接增压机B1气体入口。水合物分解罐B13底部液体出口连接泵B14进液口，泵B14的排液管连接换热器B15进液管，换热器B15的排液管连接水合反应器B12的进液管。其中吸收剂再生精馏塔B6的底部液体出口还可以改为连接解吸塔B5的再沸器加热介质入口，B5再沸器的加热介质出口连接泵B8液体入口。

2.一种用于分离催化裂化干气或乙烯裂解气中的乙烯、乙烷的吸收水合耦合方法，其特征是：原料气1先在压缩机B1增压后进入换热器B2换热，然后进入绝热平衡罐B3；绝热平衡罐B3中的气相物流3进入吸收塔B4底部，绝热平衡罐B3中的液相物流7进入解吸塔B5顶部；绝热平衡罐B3中的气相物流3在吸收塔B4中上行时与从吸收塔B4塔顶部下行的吸收剂5接触,绝热平衡罐B3中的气相物流3中大量的C2以及少量的N2和CH4被吸收剂吸收后经吸收塔B4底部液相物流6进入换热器B2；绝热平衡罐B3中的气相物流3中的剩余气体由吸收塔B4的塔顶气相物流4排除；绝热平衡罐B3中的液相物流7经解吸塔B5顶部下行的过程中与解吸塔B5底部再沸器中上行的气相逆流接触，绝热平衡罐B3中的液相物流7中的N2，CH4被解吸进入气相，经解吸塔B5顶部气相物流8排出；解吸塔B5顶部气相物流8中为吸收剂，C2，N2，CH4的气体混合物，解吸塔B5顶部气相物流8进入换热器B2；解吸塔B5底部得到液相物流9主要含C2和吸收剂；解吸塔B5底部得到液相物流9进入吸收剂再生精馏塔B6，吸收剂再生精馏塔B6塔顶得气相C2产品10，可直接进入乙烯塔分离得到聚合级乙烯；吸收剂再生精馏塔B6塔底得到再生的吸收剂，吸收剂携带的热量可用于为解吸塔B5的塔釜再沸器及中间再沸器供热，回收能量，经换热加压后与补充的部分新鲜吸收剂15一起进入吸收塔B4顶部。

3.如权利要求2所述的方法，其特征是从吸收塔B4顶部排出的气相物流4中C2摩尔分率为5%-15%，经换热器B11换热至-5.0-5℃后进入水合分离过程，在水合反应器B12中与水或油水乳液充分接触后分离为主要含CH4、N2的气相物流21，水合物浆液18；水合物浆液18进入水合物分解罐B13中，经减压或加热或减压、加热同时进行，C2、CH4的混合气体由分解罐B13顶部气相物流20排出，作为循环物流与原料气1合并进入增压机B1；分解罐B13底部得到的水或油水乳液19经换热加压后进入水合反应器循环使用；吸收分离过程使用的吸收剂为C4,C5，或二者的混合溶剂；水合分离过程使用纯水或油水乳液。4.如权利要求2所述的方法，其特征是增压机B1出口压力2～4MPa；换热器B2出口温度-35～45℃；绝热平衡罐B3压力2～4MPa，绝热；吸收塔B4塔顶压力2～4MPa,气液进料温度-35～45℃；解吸塔B5塔顶压力2～4MPa，塔釜温度40～140℃；吸收剂再生精馏塔B6操作压力1～2.5MPa,塔顶温度-30～-10℃；泵B8的出口压力2～4MPa;换热器B10的出口温度-30～45℃；换热器B11的出口温度-5～5℃；水合反应器压力2～44MPa，温度-5～5℃；水合物分解罐B13压力0.1～2MPa，温度1～25℃；泵B14的出口压力2～4MPa；换热器B15出口温度-5～5℃。