CN103772106B - 用于回收催化裂化干气或乙烯裂解气中的乙烯、乙烷的水合吸收气提的装置及方法 - Google Patents

Abstract

本发明提出一种用于回收催化裂化干气或乙烯裂解气中的乙烯、乙烷的水合吸收气提的装置及方法。催化干气或者乙烯裂解气首先进入水合吸收塔与浆液在浆液中进行提浓，大部分的C2组分通过吸收作用进入塔底，贫气从塔顶排出进入水合反应器。在水合反应器中所有的C2组分通过形成水合物的形式进入浆液，而废弃则直接排出。水合吸收塔塔底的吸收浆液在水合物化解器中进行化解，浆液经过冷却、增压后循环使用。将吸收作用与水合物法分离过程相结合，利用了吸收过程的提浓作用，水合法分离过程对于低浓度气体分离效率高的优点，得到的C2产品浓度99.6%，可以直接进入乙烯塔。本发明的方法有望代替普通深冷分离工艺。

Description

用于回收催化裂化干气或乙烯裂解气中的乙烯、乙烷的水合吸收气提的装置及方法

技术领域

本发明涉及催化裂化干气及乙烯裂解气的分离工艺，尤其涉及通过水合、吸收、气提的工艺来回收乙烯、乙烷的设备和方法，属于化工技术。

背景技术

作为石化行业的支柱产业，乙烯工业历来在国民经济中占有重要地位。随着我国经济的迅速发展，对乙烯的产量要求越来越高，现有乙烯装置已经不能满足市场需求。

目前聚合级乙烯主要是通过深冷分离裂解气获得，裂解气中主要包括氢气、甲烷、乙烯、乙烷等其他更重的组分。深冷分离是利用不同物质沸点不同的原理进行分离的。同时，由于常压下各组分沸点都很低，所以通过提高压力的方法来提高物质沸点。整个流程有两个关键的部分，其一是脱甲烷塔，其二是冷箱。脱甲烷塔一般在-130摄氏度条件下操作，是消耗冷量最大的地方，工艺操作复杂。有资料指出，脱甲烷塔系统的冷量占分离过程总冷量消耗的42%。冷箱是提供整个流程的换热场所，一般工作压力为3.5兆帕，最低换热温度超过-160摄氏度。极端的条件对冷箱材质的要求很苛刻，造成冷箱制造成本很高，同时也有很高的安全隐患。以上两方面原因造成现有乙烯厂扩能增效存在明显瓶颈，同时也造成新建乙烯厂投资过高。

乙烯的另一个来源是炼油厂中催化裂化干气，其主要成分包括氢气、氮气、甲烷、乙烯、乙烷等。由于目前缺乏成熟的回收技术，目前大部分干气主要作为燃料气直接燃烧，也有一些技术利用干气来制取乙苯。有资料指出，目前我国干气产量约为520万吨，其中含有乙烯约一百万吨。同时，随着多产烯烃的催化裂解工艺不断开发，干气的量以及其中乙烯的含量都大幅增加。因此，回收干气，尤其是回收其中的乙烯就显得非常重要，这也是炼油企业降低乙烯生产成本和实现资源有效配置的重要手段。

回收炼厂干气中的乙烯目前有如下几个方案：深冷分离、吸收等。深冷法由分离乙烯裂解气流程演变而来，但是由于深冷法存在操作压力高、能耗高的缺点，以及催化裂化属于高温过程，一般没有深冷所需冷源，目前尚未见有工业装置报道。油吸收法一般利用丁烷、戊烷或芳烃作为吸收剂，吸收干气中的乙烯以上组分，再用精馏法把吸收的各个组分逐一分离。通过对吸收液的解吸和初步分离可得到乙烯的质量分数为84%以上的C2组分，乙烯的回收率可达95%以上。但是油吸收存在着回收率不高、纯度不够聚合级以及能耗高的问题，应用也不是很广泛。

综上，为了有效回收乙烯，开发操作条件温和、能耗低、回收率高、纯度达标的方 法有很重要的意义。

水合物是一种气体小分子如甲烷、乙烷、乙烯、二氧化碳等与水在一定压力、温度下形成的笼状晶体物质。由于不同客体分子形成水合物的条件不同，因此可以先使混合气体生成水合物，再控制不同的条件使得气体以此从水合物笼状结构中分解出来，从而达到气体分离的目的。相比于其他方法，水合物分离法最突出的优点就是能够在0摄氏度左右实现低沸点气体的分离，而常规深冷方法需要在最低-160摄氏度的条件下操作。从这个角度，水合物法大大提高了分离温度，使得工业装置的运行、操作更加方便。

发明内容

本发明针对现有技术的不足，提出了一种用于分离催化裂化干气或乙烯裂解气中乙烯、乙烷的水合吸收气提的装置及方法，具体技术方案如下：

本发明涉及的一种用于分离催化裂化干气或乙烯裂解气中乙烯、乙烷的水合吸收气提的装置，压缩机2的出口与水合吸收塔4中部的入口相连接，水合吸收塔4顶部气相出口与水合反应器6贫气入口相连接，底部出口与水合物化解器16入口相连接。水合物化解器16顶部气相出口与气提分流器13进口相连接。气提分流器13一个出口为产品出口，另一个出口为气提出口，气提出口与气提增压机9进口连接。气提增压机9的出口连接水合吸收塔底部气提入口。水合物化解器16的底部液相出口与浆液分流器18入口连接，浆液分流器18的残液出口排出部分残液，浆液出口连接换热器21入口。换热器21出口与泵23入口连接，泵23的出口连接浆液混合器26的浆液入口。浆液补充管与浆液混合器26的浆液补充口相连。浆液混合器26的出口与水合反应器6的浆液入口相连。水合反应器6顶部的气相出口排出废气，底部液相出口与水合吸收塔8的顶部液相入口相连。

水合吸收塔4以及水合反应器6的形式不限，一切有利于气液相接触且传热良好的设备都可使用。

本发明提出的一种用于分离催化裂化干气或乙烯裂解气中乙烯、乙烷的水合吸收气提的方法，其分离流程为：原料气1在压缩机2中增压后进入水合吸收塔6中部。压缩原料气3、气提气10与水合浆液8在水合吸收塔内发生气液相接触，大量的氮气、甲烷等气体在水合吸收塔4上部富集，形成贫气7。而其他组分溶解在水合浆液8中，形成吸收浆液15。吸收浆液15在水合物化解器16中进行减压、闪蒸过程，所释放的富气14从水合物化解器16顶部气相出口排出。富气14经过气提分流器13的分流作用形成产品气12以及回流气11，回流气11经过气提压缩机9提高压力后形成气提气10。化解浆液17从水合物化解器16底部的液相出口排出，经过浆液分流器18的分流作用，形成排出浆液19以及内循环浆液20。内循环浆液20经过换热器21降温作用以及泵23的增压作用形成水合浆液24。补充浆液25与水合浆液24在浆液混合器26混合作用下形成总循环浆液27。总循环浆液27与贫气7在水合反应器中发生水合物生成反应，乙烯、乙烷等重组分全部生成水合物，而甲烷、氮气等轻组分部分形成水合物，大部分形 成废气5排出。水合浆液8从水合物反应器底部的液相出口排出，从水合吸收塔4顶部的液相入口进入。

具体技术条件为：压缩机2出口压力为2～4Mpa；水合吸收塔4操作压力2～4Mpa，水合反应器6中操作压力2～10Mpa，温度-10℃～10℃。在水合反应器6中贫气与总循环浆液27进行水合反应，所有的乙烯、乙烷等重组分全部形成水合物，而氮气、甲烷等轻组分部分形成水合物，大部分形成废气5排出。水合物化解器16操作压力0.1Mpa～2Mpa，气提增压机9出口压力为2～4Mpa，与水合吸收塔4匹配。换热器21出口温度为-5℃～5℃，泵23出口压力为2～4Mpa。

本发明具有以下优点：

（1）提出了一种用于分离催化裂化干气或乙烯裂解气中乙烯、乙烷的水合吸收气提的组合工艺。用常规深冷法分离时，脱甲烷塔需要在-130摄氏度操作，涉及到乙烯制冷剂或者甲烷制冷剂。同时需要工艺要求极高的冷箱提供换热场所，投资、操作费用都很高。而本工艺只需要在0摄氏度附近就能完成乙烯、乙烷等重组分与氮气、甲烷等轻组分的分离，只需要液氨等低品位制冷剂，操作费用、投资费用大大降低。普通吸收法只能得到体积分数84%的粗乙烯，而本流程能得到99.6%以上的C2产品，C2产品回收率能达到95%以上。

（2）本方法很好的将水合与吸收相耦合，一方面利用了水合法对烃类分子的良好选择性，另一方面充分利用了油对烃类分子的吸收作用来进行粗处理。相比普通深冷法，改工艺能耗降低17%，操作费用降低30%。

本发明的组合工艺使用与以下几方面：

（1）回收炼厂催化裂化干气中乙烯、乙烷等有显著经济价值的组分

（2）用于乙烯裂解气的分离中，用来取代冷箱、脱甲烷塔这两个能耗最大的部分，让改工艺的产品直接进入乙烯塔进行乙烯与乙烷的分离。

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：压缩机2的出口与水合吸收塔4中部的入口相连接，水合吸收塔4顶部气相出口与水合反应器6贫气入口相连接，底部出口与水合物化解器16入口相连接。水合物化解器16顶部气相出口与气提分流器13进口相连接。气提分流器13一个出口为产品出口，另一个出口为气提出口，气提出口与气提增压机9进口连接。气提增压机9的出口连接水合吸收塔底部气提入口。水合物化解器16的底部液相出口与浆液分流器18入口连接，浆液分流器18的残液出口排出部分残液，浆液出口连接换热器21 入口。换热器21出口与泵23入口连接，泵23的出口连接浆液混合器26的浆液入口。浆液补充管与浆液混合器26的浆液补充口相连。浆液混合器26的出口与水合反应器6的浆液入口相连。水合反应器6顶部的气相出口排出废气，底部液相出口与水合吸收塔8的顶部液相入口相连。

水合吸收塔4以及水合反应器6的形式不限，一切有利于气液相接触且传热良好的设备都可使用。

本发明提出的一种用于分离催化裂化干气或乙烯裂解气中乙烯、乙烷的水合吸收气提的方法，其分离流程为：原料气1在压缩机2中增压后进入水合吸收塔6中部。压缩原料气3、气提气10与水合浆液8在水合吸收塔内发生气液相接触，大量的氮气、甲烷等气体在水合吸收塔4上部富集，形成贫气7。而其他组分溶解在水合浆液8中，形成吸收浆液15。吸收浆液15在水合物化解器16中进行减压、闪蒸过程，所释放的富气14从水合物化解器16顶部气相出口排出。富气14经过气提分流器13的分流作用形成产品气12以及回流气11，回流气11经过气提压缩机9提高压力后形成气提气10。化解浆液17从水合物化解器16底部的液相出口排出，经过浆液分流器18的分流作用，形成排出浆液19以及内循环浆液20。内循环浆液20经过换热器21降温作用以及泵23的增压作用形成水合浆液24。补充浆液25与水合浆液24在浆液混合器26混合作用下形成总循环浆液27。总循环浆液27与贫气7在水合反应器中发生水合物生成反应，乙烯、乙烷等重组分全部生成水合物，而甲烷、氮气等轻组分部分形成水合物，大部分形成废气5排出。水合浆液8从水合物反应器底部的液相出口排出，从水合吸收塔4顶部的液相入口进入。

具体技术条件为：压缩机2出口压力为2～4Mpa；水合吸收塔4操作压力2～4Mpa，水合反应器6中操作压力2～10Mpa，温度-10℃～10℃。在水合反应器6中贫气与总循环浆液27进行水合反应，所有的乙烯、乙烷等重组分全部形成水合物，而氮气、甲烷等轻组分部分形成水合物，大部分形成废气5排出。水合物化解器16操作压力0.1Mpa～2Mpa，气提增压机9出口压力为2～4Mpa，与水合吸收塔4匹配。换热器21出口温度为-5℃～5℃，泵23出口压力为2～4Mpa。

实施例1.

原料气1的摩尔组成为31.7%N2+32.1%CH4+27.1%C2H4+10.0%C2H6，质量流量为1400kg/hr，温度20℃。工艺中采用柴油和水作为浆液，总循环浆液27的质量流量为37875.911kg/hr。标准状态下水合反应器6中气液比为100:1。

压缩机2将原料气1压缩到3Mpa，水合吸收塔4在3Mpa下操作，总平衡级数15，压缩原料气在第8级进料。水合物化解器16在0.1Mpa下绝热闪蒸，进行化解。换热器21将内循环浆液20冷却到0℃，水合物反应器6在0℃，3Mpa条件下操作。气提压缩机将回流器压缩到3Mpa从水合吸收塔4的塔底进入。分离的结果如表格1。表格1显示，产品气12中C2+摩尔分数99.9%以上，回收率99.3%以上，实现了C2+组分与N2、CH4在0℃附近的分离。

表格1典型催化干气水合吸收气提分离结果：

实施例2.

原料气1的摩尔组成为24.1%N2+32.5%CH4+36.6%C2H4+6.8%C2H6，质量流量为1500kg/hr，温度20℃。工艺中采用柴油和水作为浆液，总循环浆液27的质量流量为45895.022kg/hr。

压缩机2将原料气1压缩到3.1Mpa，水合吸收塔4在3.1Mpa下操作，总平衡级数12，压缩原料气在第6级进料。水合物化解器16在0.2Mpa下绝热闪蒸，进行化解。换热器21将内循环浆液20冷却到1℃，水合物反应器6在1℃，3.1Mpa条件下操作。气提压缩机将回流器压缩到3.1Mpa从水合吸收塔4的塔底进入。分离的结果如表格2。表格2显示，产品气12中C2+摩尔分数99.9%以上，回收率99.5%以上，实现了C2+组分与N2、CH4在0℃附近的分离。

表格2典型催化干气水合吸收气提分离结果：

Claims (9)

1.一种用于分离催化裂化干气或乙烯裂解气中乙烯、乙烷的水合吸收气提的装置，其特征是压缩机(2)的出口与水合吸收塔(4)中部的入口相连接，水合吸收塔(4)顶部气相出口与水合反应器(6)贫气入口相连接，底部出口与水合物化解器(16)入口相连接；水合物化解器(16)顶部气相出口与气提分流器(13)进口相连接；气提分流器(13)一个出口为产品出口，另一个出口为气提出口，气提出口与气提增压机(9)进口连接；气提增压机(9)的出口连接水合吸收塔底部气提入口；水合物化解器(16)的底部液相出口与浆液分流器(18)入口连接，浆液分流器(18)的残液出口排出部分残液，浆液出口连接换热器(21)入口；换热器(21)出口与泵(23)入口连接，泵(23)的出口连接浆液混合器(26)的浆液入口；浆液补充管与浆液混合器(26)的浆液补充口相连；浆液混合器(26)的出口与水合反应器(6)的浆液入口相连；水合反应器(6)顶部的气相出口排出废气，底部液相出口与水合吸收塔(8)的顶部液相入口相连。

2.利用权利要求1的装置分离催化裂化干气或乙烯裂解气中乙烯、乙烷的水合吸收气提的方法，其特征是原料气(1)在压缩机(2)中增压后进入水合吸收塔(6)中部；压缩原料气(3)、气提气(10)与水合浆液(8)在水合吸收塔内发生气液相接触，大量的氮气、甲烷气体在水合吸收塔(4)上部富集，形成贫气(7)；而其他组分溶解在水合浆液(8)中，形成吸收浆液(15)；吸收浆液(15)在水合物化解器(16)中进行减压、闪蒸过程，所释放的富气(14)从水合物化解器(16)顶部气相出口排出；富气(14)经过气提分流器(13)的分流作用形成产品气(12)以及回流气(11)，回流气(11)经过气提压缩机(9)提高压力后形成气提气(10)；化解浆液(17)从水合物化解器(16)底部的液相出口排出，经过浆液分流器(18)的分流作用，形成排出浆液(19)以及内循环浆液(20)；内循环浆液(20)经过换热器(21)降温作用以及泵(23)的增压作用形成水合浆液(24)；补充浆液(25)与水合浆液(24)在浆液混合器(26)混合作用下形成总循环浆液(27)；总循环浆液(27)与贫气(7)在水合反应器中发生水合物生成反应，重组分全部生成水合物，而轻组分部分形成水合物，大部分形成废气(5)排出；水合浆液(8)从水合物反应器底部的液相出口排出，从水合吸收塔(4)顶部的液相入口进入。

3.如权利要求2所述的方法，其特征是所述压缩机(2)出口压力为2～4Mpa。

4.如权利要求2所述的方法，其特征是所述水合吸收塔(4)操作压力2～4Mpa。

5.如权利要求2所述的方法，其特征是所述水合反应器(6)中操作压力2～10Mpa，温度-10℃～10℃。

6.如权利要求2所述的方法，其特征是所述水合物化解器(16)操作压力0.1Mpa～2Mpa，

7.如权利要求2所述的方法，其特征是所述气提增压机(9)出口压力为2～4Mpa。

8.如权利要求2所述的方法，其特征是所述换热器(21)出口温度为-5℃～5℃。

9.如权利要求2所述的方法，其特征是所述泵(23)出口压力为2～4Mpa。