CN103449950A - 用贫液效应在脱甲烷过程中回收尾气中乙烯的方法及系统 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种用贫液效应在脱甲烷过程中回收尾气中乙烯的方法和系统。本发明用吸收塔配合前端激冷系列的各“级”分离设备，将进料中几乎全部氢气和一部分甲烷分离出来，再让余下的另一部分甲烷和几乎全部C2 +进分馏塔分馏。在此过程中，吸收塔的吸收剂优先溶解C2 +的特性，使可能损失在尾气中的乙烯被回收得更彻底。吸收塔的吸收剂是来自系统内部的“贫液”，即某分馏塔回流液的一部分，体现了贫液效应。与把前端激冷系列的“级”变成具有多块理论板的分馏子系统的现有技术相比，本发明控制尾气中乙烯损失的效果更优，能耗更低，投资也较低。

Description

用贫液效应在脱甲烷过程中回收尾气中乙烯的方法及系统
技术领域
本发明涉及一种轻烃分离方法及分离系统，特别是涉及用贫液效应在脱甲烷过程中回收尾气中乙烯的方法及系统。
背景技术
轻烃分离，指的是乙烯装置等相关生产装置对其回收的氢气及碳一至碳五烃类混合物(缩写：H2-C1-C5)进行的分离。
氢气与甲烷混和物缩写为C1 -，碳一及更重馏分缩写为C1 +，碳二馏分缩写为C2，氢气与甲烷的分离缩写为H2/CH4分离，C1 -与C2 +的分离缩写为C1 -/C2 +分离，C1 -与C2的分离缩写为C1 -/C2分离。
轻烃分离工艺中的C1 -/C2 +分离或C1 -/C2分离亦称“脱甲烷”。脱甲烷通常需经过两个紧密相联的系统来完成，一个是前端激冷系列(简称“前冷”)，另一个是脱甲烷塔系。前冷通常由多个进料分离设备与多台板翅式换热器组合而成，每个进料分离设备称为前冷的一“级”。进料首先进入前冷。前冷对进料进行逐级冷却、冷凝、闪蒸，将氢气及一部分甲烷与另一部分甲烷及几乎全部C2 +馏分分开。这一步可称为“初步的”脱甲烷。前冷的末级分离设备的气相出料即氢气及一部分甲烷(本发明所称“尾气”)被送去进行H2/CH4分离。包括末级在内的各级分离设备的液相出料，即另一部分甲烷及几乎全部C2 +馏分，被送到脱甲烷塔系进行“最终的”脱甲烷。
前冷的作用相当于一座水平放置的分馏塔，每一“级”相当于分馏塔的一块理论板。“级”数越多，“塔”的理论板数就越多，达到同样分离要求的能耗就越低。这里的“分离要求”指的是，要将损失在尾气中的乙烯数量控制在效费比尽可能高的合理范围内。由于丙烯、乙烯复叠制冷能够提供的冷冻剂温度级位数有限，前冷的“级”数显然不可能太多。“级”数过多将导致投资过大，系统过于复杂，在工程实践中难以实现。
在前冷“级”数有限的条件下，损失在尾气中乙烯数量往往偏高而不能令人满意。怎样才能在达到预期的控制乙烯损失目标的同时，让能耗也较低呢？只有设法回收可能损失在尾气中的乙烯。为此，现有技术的做法是将原来相当于一块理论板的某几“级”或末一“级”，变成具有多块理论板的分馏子系统。具体型式有两种：
-用分凝分馏器(一种具有传热、传质双重功能的组合设备)取代某几个“级”；
-用尾气精馏塔(含回流罐等)，取代末级进料分离罐。
第一种做法因投资太高，向工程市场推广受限；第二种做法与第一种做法原理相同，也因增加了整个前冷的理论塔板数而节能，投资虽比第一种做法低但仍较高，节能效果却不显著。
发明内容
本发明要解决的技术问题是：为脱甲烷过程提供一种用贫液效应回收尾气中乙烯的分离方法及分离系统，只增加较少投资，便可在控制尾气中乙烯损失的同时实现较显著的节能效果。本发明适用于轻烃分离所有类型的脱甲烷过程。
所谓“贫液效应”是指：轻烃分离过程中经常会存在这样两股物料：一股气相物料中某易溶组分(通常是目的产品)的含量较高，称为“富气”；另一股液相物料中该易溶组分的含量较低，称为“贫液”。如果设法让贫液与富气接触，富气中的该易溶组分就会被贫液吸收，贫液因此变成“富液”。这样，可能随富气逸出的该易溶组分便会减少而被回收到富液中，富气也因该易溶组分含量降低而得以纯化。贫液吸收了较多易溶组分而成为富液后，不需要像典型的吸收过程那样，专设解吸塔来把它再变成贫液，而只需送其进入下游某分馏塔，与该分馏塔的其它进料一起进行分馏。该易溶组分因此被回收到该塔的塔底物料中，脱除了该易溶组分的该塔塔顶馏出物便是贫液。从中分出一股，让其作为吸收剂循环回到吸收塔，再次吸收易溶组分，再次成为富液进入下游某分馏塔。如此循环往复，即可在回收该易溶组分、减少其损失的同时降低能耗。
为达上述目的，本发明“用贫液效应在脱甲烷过程中回收尾气中乙烯的方法及系统”包括以下步骤：
在上游经过多级加压、冷却冷凝、气液分离并脱酸气、脱水的进料气（氢气、甲烷、C2 +）进到前冷再次被逐级冷却、冷凝、闪蒸。其间，进料气依次经过一号、二号、三号脱甲烷塔进料换热器，以及第一、第二、第三脱甲烷塔进料分离罐，分离出气相物料和多股液相物料。所述气相物料为含有少量C2 +馏分的氢气与甲烷混和物(C1 -)，经过四号脱甲烷塔进料换热器的冷却和部分冷凝后进入碳二吸收塔。所述的多股液相物料分别进入脱甲烷气提塔的不同进料板（采用多股进料是分馏工艺的常用做法）。
在碳二吸收塔内，进料气与来自脱甲烷塔回流泵的液体吸收剂(即“贫液”)逆向接触。进料气中溶解度较低、乙烯含量亦较低的C1 -因未溶于吸收剂而从塔顶逸出（此即尾气），被送往本系统外的甲烷氢分离单元。进料气中溶解度较高、乙烯含量亦较高的C1 +馏分溶于液体吸收剂。溶有所述C1 +馏分的液体吸收剂(即“富液”)被从碳二吸收塔塔底采出，进入脱甲烷精馏塔。
所述来自脱甲烷塔回流泵的液体吸收剂(即“贫液”)，或者以饱和态直接进入碳二吸收塔，或者在脱甲烷精馏塔冷凝器中被浅度过冷后进入碳二吸收塔，或者在本系统外的甲烷氢气换热器中被深度过冷后进入碳二吸收塔，或者依次在脱甲烷精馏塔冷凝器和本系统外的甲烷氢气换热器中被两次过冷后进入碳二吸收塔。在脱甲烷气提塔中，进料中带有少量C2 +馏分的甲烷被气提到塔顶，从塔顶馏出。塔顶馏出物在脱甲烷气提塔顶冷却器中被冷却和部分冷凝后进入脱甲烷精馏塔。脱甲烷气提塔塔底馏出物为不带甲烷的C2 +馏分，被送到下游系统处理。
来自碳二吸收塔塔底和脱甲烷气提塔顶冷却器的两股进料，分别进到脱甲烷精馏塔，在来自脱甲烷塔回流罐的回流液与上升气流的共同作用下，甲烷中的少量C2 +馏分被带到塔底。脱除了C2 +馏分的甲烷从塔顶馏出，在脱甲烷精馏塔冷凝器中被冷却和部分冷凝后，在脱甲烷塔回流罐中分为气液两相。其中的液相被脱甲烷塔回流泵抽出后分为两股：一股作为回流液回到脱甲烷精馏塔；另一股即前述液体吸收剂(即“贫液”)，或不经过冷，或经过一次浅度过冷，或经过一次深度过冷，或经过两次过冷，然后进到碳二吸收塔。脱甲烷塔回流罐的气相，流经膨胀-再压缩机、脱甲烷精馏塔冷凝器以及前冷系列的各板翅式换热器，提供冷量而自身被加热后，前往本系统外的再生气/燃料气系统。
在脱甲烷精馏塔中，从甲烷中分出的C2 +馏分降至塔底，随塔底物料被采出。采出的物料分为两股：一股作为脱甲烷气提塔的回流液被送回脱甲烷气提塔；另一股作为碳一、碳二制冷循环物流，流经脱甲烷精馏塔冷凝器以及前冷系列的各板翅式换热器，回到上游的进料气压缩机的第一段。
本发明的方法，对于所述碳二吸收塔的液体吸收剂，可以根据优化设计的意图选择不同而适当的过冷度，来实现对尾气中乙烯含量的控制，更经济地回收可能损失在尾气中的乙烯。例如：可选择液体吸收剂不经过过冷，而以饱和态直接进到碳二吸收塔；或者选择液体吸收剂流经脱甲烷精馏塔冷凝器，被浅度过冷(过冷度为8-16℃)后进到碳二吸收塔；或者选择液体吸收剂流经本系统外的甲烷氢气换热器(位于甲烷氢分离单元内。下同)，被深度过冷(过冷度为22-30℃)后进到碳二吸收塔；或者选择液体吸收剂依次流经脱甲烷精馏塔冷凝器和本系统外的甲烷氢气换热器，被两次过冷(过冷度为22-30℃)后进到碳二吸收塔。
本发明的方法，其中所述取自脱甲烷精馏塔底的碳一、碳二制冷循环物流是一股以碳一、碳二馏分为主要组分的轻烃。它依次流经各个不同温位的冷量用户，回到上游的进料气压缩机的第一段被再压缩，然后再循环，为系统提供最低温位为-130～-125℃的冷量。
本发明的方法，其中优选所述脱甲烷气提塔采用13.0~14.0Bar(a)塔压，所述脱甲烷精馏塔采用12.8~13.8Bar(a)塔压，所述碳二吸收塔采用31.0~32.0Bar(a)塔压。
本发明还涉及一种“用贫液效应在脱甲烷过程中回收尾气中乙烯的系统”。本系统包括前冷、脱甲烷气提塔、脱甲烷精馏塔、碳二吸收塔、脱甲烷塔回流罐、脱甲烷精馏塔冷凝器、膨胀-再压缩机。其中的前冷含有多台脱甲烷塔进料换热器（优选板翅式换热器）和多台脱甲烷塔进料分离罐。
总进料管线通过一号脱甲烷塔进料换热器与第一脱甲烷塔进料分离罐的进料口连通，引入进料气。所述总进料管线还通过脱甲烷气提塔再沸器等相关换热器与第一脱甲烷塔进料分离罐的进料口连通，引入进料气。
第一脱甲烷塔进料分离罐的顶端出气口通过二号脱甲烷塔进料换热器与第二脱甲烷塔进料分离罐进料口连通，第二脱甲烷塔进料分离罐的顶端出气口通过三号脱甲烷塔进料换热器与第三脱甲烷塔进料分离罐进料口连通，第三脱甲烷塔进料分离罐的顶端出气口通过四号脱甲烷塔进料换热器与碳二吸收塔的下侧进料口连通。第一、第二、第三脱甲烷塔进料分离罐的底端出料口分别与脱甲烷气提塔的三个进料口连通。
碳二吸收塔的顶端出气口与本系统外的甲烷氢气换热器进气口连通，其底端出液口与脱甲烷精馏塔的上侧进料口连通。
脱甲烷气提塔的顶端出气口通过脱甲烷气提塔顶冷却器与脱甲烷精馏塔的下侧进料口连通。脱甲烷气提塔的塔底出液口通过脱甲烷气提塔底泵与本系统外的下游处理系统的进料口连通。
脱甲烷精馏塔的顶端出气口通过脱甲烷精馏塔冷凝器与脱甲烷塔回流罐的进料口连通。脱甲烷精馏塔的底端出液口的管路分为两支：一支通过脱甲烷气提塔回流泵与脱甲烷气提塔最上层塔盘的进液口连通，以便向脱甲烷气提塔提供回流液；另一支通过脱甲烷精馏塔冷凝器以及前冷系列的各板翅式换热器与上游的进料气压缩机第一段入口连通，构成碳一、碳二制冷循环回路。脱甲烷塔回流罐的底端出液口管路通过脱甲烷塔回流泵后分为两支：一支与脱甲烷精馏塔最上层塔盘的进液口连通，以便向脱甲烷精馏塔提供回流液；另一支与碳二吸收塔的最上层塔盘进液口连通，以便向碳二吸收塔提供吸收剂。脱甲烷塔回流泵出口向碳二吸收塔提供吸收剂的管路，或直接与碳二吸收塔的最上层塔盘进液口连通，或通过脱甲烷精馏塔冷凝器与碳二吸收塔的最上层塔盘进液口连通，或通过本系统外的甲烷氢气换热器与碳二吸收塔的最上层塔盘进液口连通，或先通过脱甲烷精馏塔冷凝器、再通过本系统外的甲烷氢气换热器与碳二吸收塔的最上层塔盘进液口连通。脱甲烷塔回流罐的顶端出气口通过膨胀-再压缩机、脱甲烷精馏塔冷凝器以及前冷系列的各板翅式换热器，与本系统外的再生气/燃料气系统的进料口连通。
本发明的系统，其中优选所述脱甲烷气提塔采用13.0~14.0Bar(a)塔压，所述脱甲烷精馏塔采用12.8~13.8Bar(a)塔压，所述碳二吸收塔采用31.0~32.0Bar(a)塔压。
本发明提供了一种用贫液效应在脱甲烷过程中回收尾气中乙烯的方法和系统，只增加较少投资，便可在控制尾气中乙烯损失的同时，收到较好的节能效果。
本发明先用吸收塔配合前冷系列的各“级”分离设备，将进料中几乎全部氢气和一部分甲烷分离出来，再让余下的另一部分甲烷和几乎全部C2 +进分馏塔分馏。在此过程中，吸收剂优先溶解C2 +的特性，使可能损失在尾气中的乙烯被回收得更彻底。吸收塔的吸收剂是来自系统内部的“贫液”，即某分馏塔回流液的一部分。
与把前冷的“级”变成具有多块理论板的分馏子系统的现有技术相比，本发明控制尾气中乙烯损失的效果更优，能耗更低，投资也较低。
本发明适用于轻烃分离所有类型的C1 -/C2 +分离过程。
下面结合附图对本发明用贫液效应在脱甲烷过程中回收尾气中乙烯的方法和系统作进一步说明。
附图说明
图1本发明的吸收剂一次深度过冷方案流程示意图；
图2本发明的吸收剂一次浅度过冷方案流程示意图；
图3本发明的吸收剂两次过冷方案流程示意图；
图4本发明的吸收剂不过冷方案流程示意图；
图5现有尾气精馏塔技术应用于脱甲烷过程流程示意图。
附图标记说明：01-脱甲烷气提塔；02-脱甲烷精馏塔；03-碳二吸收塔；04-第一脱甲烷塔进料分离罐；05-第二脱甲烷塔进料分离罐；06-第三脱甲烷塔进料分离罐；07-脱甲烷塔回流罐；08-脱甲烷气提塔再沸器；09-一号脱甲烷塔进料换热器；10-二号脱甲烷塔进料换热器；11-三号脱甲烷塔进料换热器；12-四号脱甲烷塔进料换热器；13-脱甲烷气提塔顶冷却器；14-脱甲烷精馏塔冷凝器；15-甲烷氢气换热器(位于本系统外的甲烷氢分离单元内)；16-脱甲烷气提塔底泵；17-脱甲烷气提塔回流泵；18-脱甲烷塔回流泵；19-膨胀-再压缩机；20-尾气精馏塔；21-尾气精馏塔回流罐；C3R-丙烯冷剂；LPS-低压蒸汽；C2R-乙烯冷剂；RC1/C2-碳一、碳二制冷循环物流；PR-充当冷剂或热剂的工艺物料。
具体实施方式
以下是实施例及其工艺参数等，但本发明的内容并不局限于这些实施例的范围。
如图1所示，本发明的吸收剂一次深度过冷方案，包括脱甲烷气提塔01、脱甲烷精馏塔02、碳二吸收塔03（内装相当于约6~7块理板的塔盘或填料）、第一脱甲烷塔进料分离罐04、第二脱甲烷塔进料分离罐05、第三脱甲烷塔进料分离罐06、脱甲烷塔回流罐07、脱甲烷气提塔再沸器08、一号脱甲烷塔进料换热器09、二号脱甲烷塔进料换热器10、三号脱甲烷塔进料换热器11、四号脱甲烷塔进料换热器12、脱甲烷气提塔顶冷却器13、脱甲烷精馏塔冷凝器14、甲烷氢气换热器（本系统外）15、脱甲烷气提塔底泵16、脱甲烷气提塔回流泵17、脱甲烷塔回流泵18、膨胀-再压缩机19。其中：
总进料管线通过一号脱甲烷塔进料换热器09与第一脱甲烷塔进料分离罐04的进料口连通，引入进料气。所述总进料管线还通过脱甲烷气提塔再沸器08以及其它相关换热器与第一脱甲烷塔进料分离罐04的进料口连通，引入进料气。
第一脱甲烷塔进料分离罐04的顶端出气口通过二号脱甲烷塔进料换热器10与第二脱甲烷塔进料分离罐05的进料口连通，第二脱甲烷塔进料分离罐05的顶端出气口通过三号脱甲烷塔进料换热器11与第三脱甲烷塔进料分离罐06的进料口连通，第三脱甲烷塔进料分离罐06的顶端出气口通过四号脱甲烷塔进料换热器12与碳二吸收塔03的下侧进料口连通。第一脱甲烷塔进料分离罐04、第二脱甲烷塔进料分离罐05、第三脱甲烷塔进料分离罐06的底端出料口分别与脱甲烷气提塔01的三个进料口连通。
碳二吸收塔03的顶端出气口与本系统外的甲烷氢分离单元进气口连通，碳二吸收塔03的底端出液口与脱甲烷精馏塔02的上侧进料口连通。
脱甲烷气提塔01的顶端出气口通过脱甲烷气提塔顶冷却器13与脱甲烷精馏塔02的下侧进料口连通，脱甲烷气提塔01的塔底出液口通过脱甲烷气提塔底泵16以及预冷进料气的一些管壳式换热器与下游处理系统的进料口连通。
脱甲烷精馏塔02的顶端出气口通过脱甲烷精馏塔冷凝器14与脱甲烷塔回流罐07的进料口连通。脱甲烷精馏塔02的底端出液口的管路分为两支：一支通过脱甲烷气提塔回流泵17与脱甲烷气提塔01最上层塔盘的进液口连通，以便向脱甲烷气提塔提供回流液；另一支依次通过脱甲烷精馏塔冷凝器14以及四号脱甲烷塔进料换热器12、三号脱甲烷塔进料换热器11、二号脱甲烷塔进料换热器10、一号脱甲烷塔进料换热器09等前冷系列的板翅式换热器与进料气压缩机第一段入口(图中未标出)连通，构成碳一、碳二制冷循环回路。
脱甲烷塔回流罐07的底端出液口管路通过脱甲烷塔回流泵18后分为两支：一支与脱甲烷精馏塔02最上层塔盘的进液口连通，以便向脱甲烷精馏塔02提供回流液；另一支通过本系统外的甲烷氢气换热器15(含有该甲烷氢气换热器的甲烷氢分离单元，如图1中点划线所示)与碳二吸收塔03的最上层塔盘进液口连通，以便向碳二吸收塔03提供吸收剂。脱甲烷塔回流罐07的顶端出气口依次通过膨胀-再压缩机19、脱甲烷精馏塔冷凝器14以及四号脱甲烷塔进料换热器12、三号脱甲烷塔进料换热器11、二号脱甲烷塔进料换热器10、一号脱甲烷塔进料换热器09等前冷系列的板翅式换热器，与本系统外的再生气/燃料气系统的进料口连通。
所述脱甲烷气提塔01采用13.0~14.0Bar(a)塔压，所述脱甲烷精馏塔02采用12.8~13.8Bar(a)塔压，所述碳二吸收塔03采用31.0~32.0Bar(a)塔压。
具体工艺方法如下：
在上游经过多级加压、冷却冷凝、气液分离并脱酸气、脱水的进料气（氢气、甲烷、C2 +）进到前端激冷系列(简称“前冷”)再次被逐级冷却、冷凝、闪蒸。其间，进料气依次经过一号、二号、三号脱甲烷塔进料换热器09、10、11，以及第一、第二、第三脱甲烷塔进料分离罐04、05、06，分离出气相物料和多股液相物料。所述气相物料为含有少量C2 +馏分的氢气与甲烷混和物，经过四号脱甲烷塔进料换热器12的冷却和部分冷凝后进入碳二吸收塔03(内装相当于约6~7块理板的塔盘或填料)。所述的多股液相物料分别进入脱甲烷气提塔01的不同进料板(采用多股进料是分馏工艺的常用做法)。
在碳二吸收塔03内，进料气与来自脱甲烷塔回流泵18、在本系统外的甲烷氢气换热器中15被深度过冷的液体吸收剂(即“贫液”)逆向接触。进料气中溶解度较低、乙烯含量亦较低的氢气与甲烷混合物因未溶于吸收剂而从塔顶逸出（此即尾气），被送往本系统外的氢气/甲烷分离单元。进料气中溶解度较高、乙烯含量亦较高的C1 +馏分溶于过冷态液体吸收剂。溶有所述C1 +馏分的液体吸收剂(即“富液”)被从碳二吸收塔03塔底采出，进入脱甲烷精馏塔02。
在脱甲烷气提塔01中，进料中的较轻馏分——带有少量C2 +馏分的甲烷被气提到塔顶，从塔顶馏出。塔顶馏出物在脱甲烷气提塔顶冷却器13中被冷却和部分冷凝后进入脱甲烷精馏塔02。脱甲烷气提塔01塔底馏出物为不带甲烷的C2 +馏分，被脱甲烷气提塔底泵16抽出，经过相关换热器换热后，送到下游系统处理。
来自碳二吸收塔03塔底和脱甲烷气提塔顶冷却器13的两股进料，分别进到脱甲烷精馏塔02，在来自脱甲烷塔回流罐07的回流液与上升气流的共同作用下，甲烷中的少量C2 +馏分被带到塔底。脱除了C2 +馏分的甲烷从塔顶馏出，在脱甲烷精馏塔冷凝器14中被冷却和部分冷凝后，在脱甲烷塔回流罐07中分为气液两相。其中的液相被脱甲烷塔回流泵18抽出后又分为两股：一股作为回流液回到脱甲烷精馏塔02；另一股流经本系统外的甲烷氢气换热器15（含有该甲烷氢气换热器的甲烷氢分离单元，如图1中点划线所示）被深度过冷（过冷度22-30℃）后进到碳二吸收塔03作为所述的液体吸收剂。脱甲烷塔回流罐07的气相，流经膨胀-再压缩机19、脱甲烷精馏塔冷凝器14以及前冷系列的板翅式换热器12、11、10、09等，提供冷量而自身被加热后，前往本系统外的再生气/燃料气系统。
在脱甲烷精馏塔02中，从甲烷中分出的C2 +馏分降至塔底，随塔底物料被采出。采出的物料分为两股：一股作为脱甲烷气提塔01的回流液，被脱甲烷气体塔回流泵17送回脱甲烷气提塔01；另一股作为碳一、碳二制冷循环物流，流经脱甲烷精馏塔冷凝器14以及前冷系列的板翅式换热器12、11、10、09等，回到上游的进料气压缩机的第一段，被再压缩、再循环。
从脱甲烷精馏塔02塔底采出的碳一、碳二制冷循环物流是一股以碳一、碳二馏分为主要组分的轻烃。它依次流经各个不同温位的冷量用户，回到进料气压缩机的第一段被再压缩、再循环，为脱甲烷系统提供最低温位为-130～-125℃的冷量。
所述脱甲烷气提塔01采用13.0~14.0Bar(a)塔压，所述脱甲烷精馏塔02采用12.8~13.8Bar(a)塔压，所述碳二吸收塔03采用31.0~32.0Bar(a)塔压。
其中对于所述碳二吸收塔03的液体吸收剂，可以根据优化设计的意图选择不同而适当的过冷度，来实现对尾气中乙烯含量的控制，更经济地回收可能损失在尾气中的乙烯。在其它的具体实施方式中，碳二吸收塔03的液体吸收剂可以不经过冷直接进到碳二吸收塔03（如图4所示），或者流经脱甲烷精馏塔冷凝器14被浅度过冷后进到碳二吸收塔03（如图2所示），或者依次流经脱甲烷精馏塔冷凝器14和本系统外的甲烷氢气换热器15被两次过冷后进到碳二吸收塔03（如图3所示）。就是说：除了图1所示的吸收剂一次深度过冷（过冷度22-30℃）方案以外，所述碳二吸收塔03的液体吸收剂还可以是饱和态，不用过冷；也可以用一次与较低温度物料的换热实现过冷（过冷度8-16℃）；也可以先与较低温度物料、再与更低温度物料换热，分两次实现过冷（过冷度22-30℃）。
实施例本发明的吸收剂一次深度过冷方案
本发明的吸收剂一次深度过冷方案应用于年产70万吨乙烯装置时，其主要相关工艺参数如表1所示。图1是其流程示意图。
表1实施例的主要相关工艺参数
流股号 100 110 120 130 140 150 160
流股名称 总进料 末级进料 尾气 DC1顶甲烷 C2+ RC1/C2 吸收剂
温度,℃ 15.30 -116.80 -122.23 -118.76 -30.17 -127.75 -146.00
压力,Bar(a) 33.80 32.35 32.20 12.80 13.55 1.90 32.20
分子量 23.98 9.75 7.97 15.19 32.47 23.71 17.00
质量流量,kg/h 206017.24 22317.50 15475.81 19423.77 162188.90 8931.74 2531.68
组分,质量分数
H2 0.01196 0.10343 0.14757 0.00927 0.00000 0.00007 0.00021
甲烷 0.16379 0.72500 0.81822 0.97141 0.00006 0.24677 0.86507
CO 0.00269 0.01934 0.02567 0.00789 0.00000 0.00038 0.00138
CO2 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000
H2S 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000
乙炔 0.00711 0.00101 0.00001 0.00002 0.00873 0.00533 0.00047
乙烯 0.45662 0.14265 0.00846 0.01131 0.53892 0.70721 0.12965
乙烷 0.09388 0.00836 0.00007 0.00010 0.11706 0.03938 0.00321
甲基乙炔 0.00391 0.00000 0.00000 0.00000 0.00497 0.00000 0.00000
丙二烯 0.00277 0.00000 0.00000 0.00000 0.00351 0.00000 0.00000
丙烯 0.17205 0.00020 0.00000 0.00000 0.21850 0.00084 0.00001
丙烷 0.00431 0.00000 0.00000 0.00000 0.00547 0.00001 0.00000
乙烯基乙炔 0.00030 0.00000 0.00000 0.00000 0.00038 0.00000 0.00000
1,3-丁二烯 0.03934 0.00000 0.00000 0.00000 0.04997 0.00000 0.00000
1-丁烯 0.03129 0.00000 0.00000 0.00000 0.03975 0.00000 0.00000
丁烷 0.00032 0.00000 0.00000 0.00000 0.00041 0.00000 0.00000
环戊二烯 0.00307 0.00000 0.00000 0.00000 0.00390 0.00000 0.00000
异戊二烯 0.00579 0.00000 0.00000 0.00000 0.00735 0.00000 0.00000
苯 0.00066 0.00000 0.00000 0.00000 0.00084 0.00000 0.00000
环己二烯 0.00013 0.00000 0.00000 0.00000 0.00016 0.00000 0.00000
甲苯 0.00001 0.00000 0.00000 0.00000 0.00001 0.00000 0.00000
注：DC1表示脱甲烷精馏塔
本发明实施过程中，为了研究本发明与现有技术的对比效果，设想用现有的尾气精馏塔技术用于年产70万吨乙烯装置的脱甲烷过程，提出了如下的技术方案，称为“对比例”。图5是对比例的流程示意图。
如图5所示：
在上游经过多级加压、冷却冷凝、气液分离并脱酸气、脱水的进料气（氢气、甲烷、C2 +）进到前端激冷系列(简称“前冷”)再次被逐级冷却、冷凝、闪蒸。其间，进料气依次经过一号、二号、三号脱甲烷塔进料换热器09、10、11，以及第一、第二、第三脱甲烷塔进料分离罐04、05、06，分离出气相物料和多股液相物料。所述气相物料为含有少量C2 +馏分的氢气与甲烷混和物，经过四号脱甲烷塔进料换热器12的冷却和部分冷凝后进入尾气精馏塔20。尾气精馏塔20是常规的精馏塔，只是与之配合的尾气精馏塔回流罐21高位布置，回流液可借助重力降流到最上层塔盘或填料，无需回流泵提供压头。所述的多股液相物料分别进入脱甲烷气提塔01的不同进料板（采用多股进料是分馏工艺的常用做法）。
在尾气精馏塔20中，在来自尾气精馏塔回流罐21的回流液与上升气流的共同作用下，挥发度较高、乙烯含量较低的甲烷与氢气混合物从塔顶馏出，流经脱甲烷精馏塔冷凝器14，与脱甲烷精馏塔02的塔顶馏出物在同一脱甲烷精馏塔冷凝器14的不同流道中被冷却和部分冷凝。部分冷凝物在尾气精馏塔回流罐21中分为气液两相：气相物料即尾气，被送往本系统外的甲烷氢分离单元（如图5中点划线所示）；液相物料作为回流液返回尾气精馏塔20的最上层塔盘。在尾气精馏塔20中，挥发度较低、乙烯含量较高的C1 +馏分降至塔底，从尾气精馏塔20塔底采出，然后进入脱甲烷精馏塔02，成为脱甲烷精馏塔02的进料之一。
在脱甲烷气提塔01中，进料中的较轻馏分--带有少量C2 +馏分的甲烷被气提到塔顶，从塔顶馏出。塔顶馏出物在脱甲烷气提塔顶冷却器13中被冷却和部分冷凝后进入脱甲烷精馏塔02。脱甲烷气提塔01塔底馏出物为不带甲烷的C2 +馏分，被脱甲烷气提塔底泵16抽出，经过相关换热器换热后，送到下游系统处理。
来自尾气精馏塔20塔底和脱甲烷气提塔顶冷却器13的两股进料，分别进到脱甲烷精馏塔02，在来自脱甲烷塔回流罐07的回流液与上升气流的共同作用下，甲烷中的少量C2 +馏分被带到塔底。脱除了C2 +馏分的甲烷从塔顶馏出，在脱甲烷精馏塔冷凝器14中被冷却和部分冷凝后，在脱甲烷塔回流罐07中分为气液两相。其中的液相被脱甲烷塔回流泵17抽出后作为回流液回到脱甲烷精馏塔02。脱甲烷塔回流罐07的气相，流经膨胀-再压缩机19、脱甲烷精馏塔冷凝器14以及前冷系列的板翅式换热器12、11、10、09等，提供冷量而自身被加热后，前往本系统外的再生气/燃料气系统。
在脱甲烷精馏塔02中，从甲烷中分出的C2 +馏分降至塔底，随塔底物料被采出。采出的物料分为两股：一股作为脱甲烷气提塔01的回流液，被脱甲烷气提塔回流泵17送回脱甲烷气提塔01；另一股作为碳一、碳二制冷循环物流，流经脱甲烷精馏塔冷凝器14以及前冷系列的板翅式换热器12、11、10、09等，回到上游的进料气压缩机的第一段，被再压缩、再循环。
脱甲烷气提塔01采用约13.6Bar(a)塔压，脱甲烷精馏塔02采用约13.3Bar(a)塔压，尾气精馏塔20采用约31.6Bar(a)塔压。
对比例的主要相关工艺参数如表2所示。
表2对比例的主要相关工艺参数
流股号 100 110 120 130 140 150
流股名称 总进料 末级进料 尾气 DC1顶甲烷 C2+ RC1/C2
温度,℃ 15.30 -116.80 -122.50 -118.69 -29.92 -129.31
压力,Bar(a) 33.80 32.35 32.15 12.80 13.55 1.90
分子量 23.98 9.76 7.66 15.22 32.55 23.51
质量流量,kg/h 206017.24 22355.17 14313.80 19632.91 159710.66 12359.31
组分,质量分数
H2 0.01196 0.10326 0.15980 0.00898 0.00000 0.00007
甲烷 0.16379 0.72453 0.79891 0.97202 0.00006 0.26013
CO 0.00269 0.01931 0.02795 0.00760 0.00000 0.00040
CO2 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000
H2S 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000
乙炔 0.00711 0.00102 0.00000 0.00002 0.00875 0.00544
乙烯 0.45662 0.14326 0.01333 0.01129 0.53287 0.69213
乙烷 0.09388 0.00841 0.00001 0.00011 0.11792 0.04088
甲基乙炔 0.00391 0.00000 0.00000 0.00000 0.00504 0.00000
丙二烯 0.00277 0.00000 0.00000 0.00000 0.00357 0.00000
丙烯 0.17205 0.00020 0.00000 0.00000 0.22186 0.00093
丙烷 0.00431 0.00000 0.00000 0.00000 0.00555 0.00001
乙烯基乙炔 0.00030 0.00000 0.00000 0.00000 0.00039 0.00000
1,3-丁二烯 0.03934 0.00000 0.00000 0.00000 0.05074 0.00000
1-丁烯 0.03129 0.00000 0.00000 0.00000 0.04037 0.00000
丁烷 0.00032 0.00000 0.00000 0.00000 0.00042 0.00000
环戊二烯 0.00307 0.00000 0.00000 0.00000 0.00396 0.00000
异戊二烯 0.00579 0.00000 0.00000 0.00000 0.00747 0.00000
苯 0.00066 0.00000 0.00000 0.00000 0.00086 0.00000
环己二烯 0.00013 0.00000 0.00000 0.00000 0.00016 0.00000
甲苯 0.00001 0.00000 0.00000 0.00000 0.00001 0.00000
注：DC1表示脱甲烷精馏塔
本发明可以根据优化设计的意图，选择不同而适当的液体吸收剂过冷度来实现对尾气中乙烯含量的控制，更经济地回收可能损失在尾气中的乙烯。实施例采用深度过冷到约-146.0℃的液体吸收剂，可将尾气中的乙烯含量控制在0.85m%左右。与此形成对照的是，任何分馏塔的回流液都只能是该塔塔顶馏出气体的冷凝或部分冷凝物，受限于物系的相平衡，所述回流液的温度可调范围相对较窄，难以进行同样的优化控制。在对比例中，它们的尾气乙烯含量都不得不维持在1.33m%左右，比实施例大50%以上。
尽管如此，对比例的能耗仍高于实施例。以一套年产70万吨乙烯的装置为基准，在其它条件相同的情况下，实施例比对比例节能约5.2％，少耗能约750kwh/h。见表3。
表3实施例与对比例的能耗数据比较
Figure BDA00002426287900121
注:在对比例消耗的机械功中，有一部分是RC1/C2循环量增加后，对循环物料重新压缩所需能量。
以上所述的实施例仅仅是对本发明的优选实施方式进行描述，并非对本发明的范围进行限定，在不脱离本发明设计精神的前提下，本领域普通技术人员对本发明的技术方案做出的各种变形和改进，均应落入本发明权利要求书确定的保护范围内。

Claims (9)

1.一种用贫液效应在脱甲烷过程中回收尾气中乙烯的方法，包括以下步骤：
在上游经过多级加压、冷却冷凝、气液分离并脱酸气、脱水的进料气进到前端激冷系列再次被逐级冷却、冷凝、闪蒸，依次经过多个脱甲烷塔进料分离罐，分离出气相物料和多股液相物料；所述气相物料为含有少量C2 +馏分的氢气与甲烷混和物，经过冷却和部分冷凝后进入碳二吸收塔；所述多股液相物料分别进入脱甲烷气提塔的不同进料板；
在碳二吸收塔内，进料气与来自脱甲烷塔回流泵的液体吸收剂逆向接触，进料气中溶解度较低、乙烯含量亦较低的氢气与甲烷混合物，因未溶于吸收剂而从塔顶逸出，被送往本系统外的甲烷氢分离单元；进料气中的溶解度较高、乙烯含量亦较高的C1 +馏分溶于液体吸收剂；溶有所述C1 +馏分的液体吸收剂被从碳二吸收塔塔底采出，进入脱甲烷精馏塔；
在脱甲烷气提塔中，进料中的较轻馏分被气提到塔顶，塔顶馏出物是带有少量C2 +馏分的甲烷，塔顶馏出物在脱甲烷气提塔顶冷却器中被冷却和部分冷凝后进入脱甲烷精馏塔；脱甲烷气提塔塔底馏出物为不带甲烷的C2 +馏分，被送到下游系统处理；
来自碳二吸收塔塔底和脱甲烷气提塔顶冷却器的两股进料，分别进到脱甲烷精馏塔，在来自脱甲烷塔回流罐的回流液与上升气流的共同作用下，甲烷中的少量C2 +馏分被带到塔底；脱除了C2 +馏分的甲烷从塔顶馏出，在脱甲烷精馏塔冷凝器中被冷却和部分冷凝后，在脱甲烷塔回流罐中分为气液两相，其中的液相被脱甲烷塔回流泵抽出后又分为两股：一股作为回流液回到脱甲烷精馏塔，另一股被送到碳二吸收塔作为液体吸收剂；脱甲烷塔回流罐的气相，流经膨胀-再压缩机、脱甲烷精馏塔冷凝器以及前端激冷系列的其它各板翅式换热器，提供冷量而自身被加热后，前往本系统外的再生气/燃料气系统；
在脱甲烷精馏塔中，从甲烷中分出的C2 +馏分降至塔底，随塔底物料被采出；采出的物料分为两股：一股作为脱甲烷气提塔的回流液被送回脱甲烷气提塔，另一股作为碳一、碳二制冷循环物流，流经脱甲烷精馏塔冷凝器以及前端激冷系列的其它各板翅式换热器，回到上游的进料气压缩机的第一段。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述被脱甲烷塔回流泵送到碳二吸收塔的液体吸收剂，或者直接进到碳二吸收塔，或者流经脱甲烷精馏塔冷凝器被浅度过冷后进到碳二吸收塔，或者流经本系统外的甲烷氢气换热器被深度过冷后进到碳二吸收塔，或者依次流经脱甲烷精馏塔冷凝器和本系统外的甲烷氢气换热器被两次过冷后进到碳二吸收塔。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述碳二吸收塔内装相当于6~7块理板的塔盘或填料。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述碳二吸收塔的液体吸收剂或者为饱和态，不过冷；或者过冷度为8-16℃，用一次与较低温度物料的换热实现过冷；或者过冷度为22-30℃，用一次与更低温度物料的换热实现过冷；或者过冷度为22-30℃，先与较低温度物料、再与更低温度物料换热，分两次实现过冷。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述脱甲烷精馏塔底采出的碳一、碳二制冷循环物流是一股以碳一、碳二馏分为主要组分的轻烃，为系统提供最低温位为-130~-125℃的冷量。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述脱甲烷气提塔采用13.0~14.0Bar(a)塔压，所述脱甲烷精馏塔采用12.8~13.8Bar(a)塔压，所述碳二吸收塔采用31.0~32.0Bar(a)塔压。
7.一种用贫液效应在脱甲烷过程中回收尾气中乙烯的系统，包括前端激冷系列、脱甲烷气提塔、脱甲烷精馏塔、碳二吸收塔、脱甲烷塔回流罐、脱甲烷精馏塔冷凝器、膨胀-再压缩机；其中前端激冷系列含有多台脱甲烷塔进料换热器和多台脱甲烷塔进料分离罐；
总进料管线通过一号脱甲烷塔进料换热器与第一脱甲烷塔进料分离罐的进料口连通，引入进料气；所述总进料管线还通过换热器与第一脱甲烷塔进料分离罐的进料口连通，引入进料气；
第一脱甲烷塔进料分离罐的顶端出气口通过二号脱甲烷塔进料换热器与第二脱甲烷塔进料分离罐进料口连通，第二脱甲烷塔进料分离罐的顶端出气口通过三号脱甲烷塔进料换热器与第三脱甲烷塔进料分离罐进料口连通，第三脱甲烷塔进料分离罐的顶端出气口通过四号脱甲烷塔进料换热器与碳二吸收塔的下侧进料口连通；
第一、第二、第三脱甲烷塔进料分离罐的底端出料口分别与脱甲烷气提塔的三个进料口连通；
碳二吸收塔的顶端出气口与本系统外的甲烷氢气换热器进气口连通，其底端出液口与脱甲烷精馏塔的上侧进料口连通；
脱甲烷气提塔的顶端出气口通过脱甲烷气提塔顶冷却器与脱甲烷精馏塔的下侧进料口连通，脱甲烷气提塔的塔底出液口通过脱甲烷气提塔底泵与本系统外的下游处理系统的进料口连通；
脱甲烷精馏塔的顶端出气口通过脱甲烷精馏塔冷凝器与脱甲烷塔回流罐的进料口连通；脱甲烷精馏塔的底端出液口的管路分为两支，一支与脱甲烷气提塔最上层塔盘的进液口连通，以便向脱甲烷气提塔提供回流液，另一支通过脱甲烷精馏塔冷凝器、脱甲烷塔进料换热器以及前端激冷其它板翅式换热器与上游的进料气压缩机第一段入口连通，构成碳一、碳二制冷循环回路；
脱甲烷塔回流罐的底端出液口管路通过脱甲烷塔回流泵后分为两支：一支与脱甲烷精馏塔最上层塔盘的进液口连通以便向脱甲烷精馏塔提供回流液，另一支与碳二吸收塔的最上层塔盘进液口连通，以便向碳二吸收塔提供吸收剂；
脱甲烷塔回流罐的顶端出气口通过膨胀-再压缩机、脱甲烷精馏塔冷凝器以及前端激冷系列的其它板翅式换热器，与本系统外的再生气/燃料气系统的进料口连通。
8.根据权利要求7所述的系统，其特征在于：所述通过脱甲烷塔回流泵后分出的那一支向碳二吸收塔提供吸收剂的管路，或者直接与碳二吸收塔的最上层塔盘进液口连通，或者通过脱甲烷精馏塔冷凝器与碳二吸收塔的最上层塔盘进液口连通，或者通过本系统外的甲烷氢气换热器与碳二吸收塔的最上层塔盘进液口连通，或者依次通过脱甲烷精馏塔冷凝器和本系统外的甲烷氢气换热器与碳二吸收塔的最上层塔盘进液口连通。
9.根据权利要求7所述的系统，其特征在于：所述脱甲烷气提塔采用13.0~14.0Bar(a)塔压，所述脱甲烷精馏塔采用12.8~13.8Bar(a)塔压，所述碳二吸收塔采用31.0~32.0Bar(a)塔压。
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