CN104557386A

CN104557386A - 一种炼厂混合干气回收系统及回收方法

Info

Publication number: CN104557386A
Application number: CN201310504635.0A
Authority: CN
Inventors: 罗淑娟; 刘智信; 王婧; 李东风; 程建民; 廖丽华; 过良; 李琰; 张敬升; 邵华伟
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: 2013-10-23
Filing date: 2013-10-23
Publication date: 2015-04-29
Anticipated expiration: 2033-10-23
Also published as: CN104557386B

Abstract

本发明公开了一种炼厂混合干气回收系统及回收方法。所述系统包括：不饱和干气回收装置、饱和干气回收装置和汽油吸收装置；饱和干气回收装置与饱和干气回收装置并联后连接汽油吸收装置；不饱和干气回收装置和饱和干气回收装置各自包括：压缩机、吸收塔、解吸塔；汽油吸收装置包括：汽油吸收塔、汽油解吸塔和闪蒸罐。炼厂干气分饱和干气和不饱和干气分别用吸收-解吸方法回收处理，从解吸塔塔顶得到饱和碳二提浓气产品和不饱和碳二提浓气产品，分别送往乙烯装置裂解炉和碱洗塔。每个吸收塔塔顶气相集中送到汽油吸收塔统一处理。本发明方法回收率高，能耗低，对乙烯装置运行基本无影响。

Description

一种炼厂混合干气回收系统及回收方法

技术领域

本发明涉及干气处理领域，更进一步说，是涉及一种炼厂混合干气回收系统及回收方法。

背景技术

炼厂干气主要来源于原油的二次加工过程，如催化裂化、热裂化、延迟焦化、加氢裂化等。目前，我国大部分炼厂仍将炼厂干气作为燃料气烧掉，利用价值较低，并造成极大的资源浪费和环境污染。

一般催化干气中乙烯含量较高，属于不饱和干气，饱和干气通常来自PSA解吸气，轻烃干气，加氢干气，重整干气等，饱和干气中乙烷、丙烷含量较高，而乙烯、丙烯含量非常低。因此，饱和干气和不饱和干气回收后的提浓气组成和应用也大不相同。

乙烷是非常理想的裂解原料，在蒸汽裂解过程中，相当大的部分转化成为乙烯。若将炼厂干气中的乙烷回收，送往乙烯生产装置，不仅充分利用了炼厂尾气资源，而且降低了裂解原料成本，体现了炼化一体化优势。

目前从炼厂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。

CN1640992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，能耗较低，经济效益较好。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。

US5502971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。该工艺采用了低压方案，温度低达-100℃，属于深冷分离工艺的一种，投资较大，能耗较高。

US6308532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。

CN101063048A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，具有吸收剂成本低廉，损失低等优点。然而，该方法吸收温度低，能耗高，吸收剂循环量大，设备尺寸大，流程比较复杂，产品纯度不高。此外，该工艺回收所得产品为气相碳二馏分和乙烷，只能采用管道输送，导致该方案的适用性受到较大限制。

CN101812322A公开了吸收温度为5～15℃，并采用膨胀机和冷箱回收冷量的吸收分离炼厂催化干气方法。虽然该方法提高了烯烃和烷烃的回收率，但是流程相对复杂，投资相对较大，能耗相对较高。

CN101759516A公开了一种油吸收法分离炼厂催化干气的方法，该工艺由压缩，吸收，解吸，再吸收等步骤组成，采用碳五烃作为吸收剂，回收催化干气中的碳二碳三馏分。然而，该方法只用于回收催化干气，乙烯回收率低。此外，碳二提浓气送往乙烯装置碱洗塔，因而一定需要处理并控制提浓气中杂质含量，另外，碳二提浓气送往碱洗塔对乙烯装置的运行影响较大，适用性受到影响。专利CN101759518A采用的工艺与CN101759516A相同，虽然采用碳四烃为吸收剂，但是乙烯回收率仍然不高，且提浓气对乙烯装置影响大，适用性受限。

综上所述，现有的炼厂干气回收利用主要针对催化干气，而且仅关注回收干气中的乙烯，因此如何对饱和干气和不饱和干气集中回收和利用需要进一步研究，此外，现有工艺存在投资大、能耗高、回收率低、工艺适用性受限等问题。

发明内容

为解决如何对饱和干气和不饱和干气集中回收和利用，以及现有工艺存在投资大、能耗高、回收率低、工艺适用性受限等问题，本发明提供了一种炼厂混合干气回收系统及回收方法。本发明包括两套压缩-吸收-解吸装置，共用汽油吸收塔和汽油解吸塔。炼厂干气分饱和干气和不饱和干气分别用吸收-解吸方法回收处理，从解吸塔塔顶得到饱和碳二提浓气产品和不饱和碳二提浓气产品，分别送往乙烯装置裂解炉和碱洗塔。每个吸收塔塔顶气相集中送到汽油吸收塔统一处理。本发明方法回收率高，能耗低，对乙烯装置运行基本无影响。

本发明的目的之一是提供一种炼厂混合干气回收系统。

包括：

不饱和干气回收装置、饱和干气回收装置和汽油吸收装置；

不饱和干气回收装置与饱和干气回收装置并联后连接汽油吸收装置；

不饱和干气回收装置和饱和干气回收装置分别包括：压缩机、吸收塔、解吸塔；压缩机连接吸收塔，吸收塔塔釜连接解吸塔，解吸塔塔釜连接吸收塔上部；

汽油吸收装置包括：汽油吸收塔、汽油解吸塔和闪蒸罐；不饱和干气回收装置和饱和干气回收装置中的吸收塔顶部分别连接汽油吸收塔，汽油吸收塔塔釜连接汽油解吸塔，汽油解吸塔顶连接闪蒸罐；汽油解吸塔釜连接汽油吸收塔，闪蒸罐底部出口管线与不饱和干气回收装置中的解吸塔底部出口管线合并后连接不饱和干气回收装置中的吸收塔。

吸收塔塔釜设置再沸器。

本发明的目的之二是提供一种炼厂混合干气回收方法。

包括：

1）饱和干气和不饱和干气，分别经压缩冷却后进入两个吸收塔；

2）吸收剂从吸收塔顶部进入，分别回收炼厂饱和干气和不饱和干气中C2及以上组分；吸收塔的塔釜物流分别送至两个解吸塔，塔顶未被吸收的气体物流集中送往汽油吸收塔；

3）解吸塔顶分别得到饱和提浓气和不饱和提浓气，解吸塔釜得到的贫溶剂经过冷却降温后，各自返回吸收塔顶部；

4）汽油吸收塔内再吸收剂从塔顶进入，回收两个吸收塔顶气相中被夹带的吸收剂和未被吸收下来的碳二组分；汽油吸收塔釜物流送至汽油解吸塔；

5）汽油解吸塔釜得到再吸收剂返回汽油吸收塔循环利用，汽油解吸塔顶物流送至闪蒸罐；

6）闪蒸罐底得到的吸收剂与不饱和干气回收装置中的解吸塔釜得到的吸收剂混合后返回不饱和干气回收装置中的吸收塔循环利用。

具体的技术方案如下：

（1）压缩：将来自炼厂催化裂化等过程产品的干气作为不饱和干气，将热裂化、延迟焦化、加氢裂化等工艺过程产生的干气作为饱和干气，分别进行压缩提压，压力提高到3.0～4.5MPa；

（2）冷却：将所述的步骤1）得到的压缩后的干气分别冷却至5～25℃；

（3）吸收：吸收塔设置两个，吸收剂从吸收塔顶部进入，分别吸收炼厂干气中碳二馏分及更重组份；吸收塔的塔釜物流送至解吸塔处理；塔顶未被吸收的气体物流送往汽油吸收塔；

（4）解吸：解吸塔设置两个。来自吸收塔的塔釜物流分别进入解吸塔，塔釜得到的贫溶剂经过冷却降温后，返回吸收塔顶部作为吸收剂循环使用，塔顶得到气相分别送往乙烯装置；以不饱和干气为原料，在解吸塔顶得到不饱和提浓气，以饱和干气为原料，在解吸塔顶得到饱和提浓气

（5）汽油吸收：来自吸收塔塔顶的物流集中进入汽油吸收塔，塔顶燃料气直接排往燃料气管网，塔釜为富汽油，送往汽油解吸塔，经解吸后塔釜贫溶剂返回汽油吸收塔，塔顶回收的吸收剂返回吸收塔。

在压缩步骤中，炼厂干气一般需要逐级提高压力，优选压力提高到3.0～4.5MPa，对压缩的段数没有特别的限定，优选采用二段或者三段压缩；

在冷却步骤中，优选将炼厂干气冷却至5～25℃。制冷剂可选5℃左右的冷水，由溴化锂吸收式制冷机提供，或者采用氨制冷等其他冷剂。优选溴化锂吸收式制冷机提供冷剂。

在吸收步骤中，所述吸收剂可以为含有正丁烷、异丁烷的碳四馏分，含有饱和碳三和碳四的饱和液化气，或者含有正戊烷、异戊烷的碳五馏分。优选正丁烷和饱和液化气作为吸收剂。

在本发明的方法中，对吸收剂用量没有特别的要求，本领域技术人员可以根据现有技术的常识确定。

所述吸收塔优选理论板数为25～60，操作压力为3.0～6.0MPa，塔顶温度为10℃～40℃。

所述吸收塔塔顶的气相物流送往汽油吸收塔。汽油吸收塔的再吸收剂从塔顶进入，吸收被带出的吸收剂和未被吸收下来的碳二组分，汽油吸收塔塔顶气相直接排往燃料气管网，塔釜液相采出送往汽油解吸塔；所述再吸收剂为汽油，或者重石脑油、芳烃抽余油等，优选炼厂的稳定汽油组分。

优选所述汽油吸收塔的理论板数为10-50，操作压力为1.0-4.0MPa。

在解吸步骤中，由于来自吸收塔的塔釜物流的压力与解吸塔存在压差，因此依靠压差即可进入解吸塔。解吸塔塔釜得到的解吸后的吸收剂经逐级冷却后返回吸收塔循环利用。

为了保证吸收塔和汽油吸收塔所用吸收剂的纯度和用量，优选在解吸塔和汽油解吸塔塔釜贫吸收剂返回吸收塔前采出部分贫溶剂，并且再引入一股新鲜吸收剂作为补充。

优选所述解吸塔的理论板数为20-60，操作压力为1.0-4.0MPa。

优选所述汽油解吸塔的理论板数为10-60，操作压力为0.1～4.0MPa。

不饱和提浓气中主要含有20-80wt%的乙烯、5-40wt%的乙烷，各组分的含量之和不超过100%。

饱和提浓气中主要含有50-90wt%的乙烷，5-30wt%的丙烷，各组分的含量之和不超过100%。

本发明中，吸收塔塔釜设置再沸器，以保证吸收塔釜甲烷、氢气等轻组分降到设定要求以下。其中吸收塔塔釜再沸器和解吸塔塔釜再沸器加热介质可以采用低压蒸汽，也可以采用热油，优选热油加热，既能充分利用炼厂富裕热量，也能降低工艺能耗。

汽油解吸塔塔釜再沸器采用中压蒸汽加热。

本发明的方法还可以包括脱除酸性气体步骤，但是仅仅对不饱和干气进行脱酸性气体处理。在不饱和干气经压缩机升压的段间或者在解吸塔之后进行脱酸性气体处理，可以采用胺洗，也可以采用碱洗脱除酸性气体，优选在解吸之后脱除酸性气体，优选碱洗法脱酸性气体。

本发明的方法还可以包括脱氧处理，但是仅仅对不饱和干气进行脱氧处理，脱氧剂优选北京化工研究院BC-TOS-15脱氧催化剂。

本发明的炼厂混合干气回收方法具有以下特点：

1）本发明的方法中，炼厂饱和干气和不饱和干气分别进行吸收和解吸，得到的提浓气分别送往乙烯装置裂解炉和碱洗塔，该发明工艺充分发挥了饱和提浓气和不饱和提浓气优势，而且避免了对乙烯装置的不利影响，此外，该工艺吸收温度较高，相对于混合干气吸收-解吸后再分离，能耗降低非常明显。

2）本发明的方法对炼厂干气无任何要求，饱和干气和不饱和干气分别回收处理，工艺的适用性强。

3）本发明的方法中，吸收之后均设置解吸塔、汽油解吸塔，以循环利用吸收剂，使得吸收剂、汽油吸收剂总用量少，损失小。此外，整套干气回收装置相对独立，不受炼厂汽油稳定等装置运行平稳与否等的限制。

附图说明

图1是本发明的炼厂混合干气回收系统示意图。

附图标记说明：

1、1#压缩吸入罐；2、1#压缩机；3、1#吸收塔；4、1#解吸塔；5、2#压缩吸入罐；6、2#压缩机；7、2#吸收塔；8、2#解吸塔；9、汽油吸收塔；10、汽油解吸塔；11、闪蒸罐；12不饱和干气；13饱和干气；14不饱和提浓气；15饱和提浓气；16燃料气

具体实施方式

下面结合实施例，进一步说明本发明。

实施例：

如图1所示，一种炼厂混合干气回收系统。包括：不饱和干气回收装置、饱和干气回收装置和汽油吸收装置；

不饱和干气回收装置和饱和干气回收装置分别包括：压缩机、吸收塔、解吸解吸塔；压缩机连接吸收塔，吸收塔塔釜连接解吸塔，解吸解吸塔塔釜连接吸收塔上部；

干气组成如表1所示，

表1

	催化干气	焦化干气	PSA解吸气
					mol%	mol%	mol%
氢气	24.74	11.74	30.35
				氮气	18.85	0	1.4
氧气	0.69	0	0.4
				CO	0	0	0
CO2	2.23	0	0
				H2S	0	0.06	0
甲烷	25.86	59.92	34.58
				乙烷	11.7	21.89	12.76
乙烯	14.28	2.6	0
				丙烷	0.1	3.06	10.11
丙烯	0.78	0	0
				异丁烷	0	0	1.62
正丁烷	0.09	0	2.23
				异戊烷	0	0	0.05
正戊烷	0	0	0.89
				>C5	0	0	0.04
水	0.68	0.73	0.48

炼厂干气有催化干气，焦化干气，PSA解吸气构成，其中催化干气为不饱和干气，焦化干气和PSA解吸气作饱和干气处理，来料总共为46785kg/h，饱和干气来料压力为0.03MPag，不饱和干气来料压力为0.8Mpag，选择正丁烷作为吸收剂，回收炼厂干气中的碳二和碳三组分。

混合干气回收方法包括以下步骤：

（1）压缩：炼厂干气中催化干气作为不饱和干气处理，经过两段压缩，压力升高至4MPag，冷却至15℃进入吸收塔；焦化干气和PSA解吸气作为饱和干气处理，经过四段压缩，压力升高至4MPag，冷却至15℃进入吸收塔；

（2）吸收：1#吸收塔和2#吸收塔的理论板数为38，操作压力为3.9MPag，塔顶温度20℃。所用吸收溶剂为正丁烷，溶剂从吸收塔塔顶进入塔内，干气从第25块塔板进入。干气中的碳二及其重组分被溶剂吸收下来，从塔釜采出，塔顶为甲烷、氢气等轻组分，并夹带有少量吸收剂，送往汽油吸收塔。

（3）解吸：1#解吸塔和2#解吸塔的理论板数为41，操作压力为2.2MPag。解吸后的塔顶气相作为产品采出，贫溶剂经逐级换热后冷却至15℃返回吸收塔循环使用。为保证1#吸收塔和2#吸收塔吸收剂的纯度和用量，在贫溶剂返回吸收塔之前采出部分贫溶剂，并补充新鲜吸收剂。采出的贫溶剂汇合后作为产品之一送往乙烯装置轻烃炉。

（4）汽油吸收：汽油吸收塔的理论板数为20，操作压力为3.8MPag。所用再吸收剂为稳定汽油，稳定汽油从塔顶进入塔内，通过吸收的方式回收夹带的吸收剂和未被吸收的碳二组分。汽油吸收塔塔顶气相送往燃料气管网，塔釜液相送往汽油解吸塔。

（5）汽油解吸：汽油解吸塔的理论板数为28，操作压力为0.4Mpag。解吸后的塔顶气经闪蒸，不凝气排往燃料气管网，凝液返回吸收塔。塔釜为贫汽油，返回汽油吸收塔。

（6）净化：将得到的不饱和提浓气经脱氧反应器脱除氧气，操作压力为2.0MPa，温度为100℃～300℃；采用碱洗塔脱除酸性气体，操作压力为1.0～2.0MPa，温度为40℃～50℃；净化后的不饱和提浓气送往乙烯装置的碱洗塔。

所得到的不饱和提浓气14为9378kg/h，产品组成见表2。

表2

组成	mol%
		氢气	0.03
CO2	0.02
		甲烷	4.98
乙烯	44.15
		乙烷	40.47
丙烯	2.37
		丙烷	0.92
异丁烷	1.54
		正丁烷	5.10
异戊烷	0.01
		水	0.42

所得到的饱和提浓气15产品为15054kg/h，组成见表3。

表3

组成	mol%
		H2S	0.01
甲烷	3.98
		乙烯	1.84
乙烷	70.52
		丙烯	0.01
丙烷	23.18
		异丁烷	0.33
正丁烷	0.04
		水	0.08

在本实施例中，碳二回收率为96.33%。

Claims

1.一种炼厂混合干气回收系统，其特征在于所述系统包括：

不饱和干气回收装置、饱和干气回收装置和汽油吸收装置；

2.如权利要求1所述的炼厂混合干气回收系统，其特征在于：

吸收塔塔釜设置再沸器。

3.一种采用如权利要求1或2所述的炼厂混合干气回收系统的混合干气回收方法，其特征在于所述方法包括：

5）汽油解吸塔塔釜得到再吸收剂返回汽油吸收塔循环利用，汽油解吸塔顶物流送至闪蒸罐；

4.如权利要求3所述的混合干气回收方法，其特征在于：

饱和干气和不饱和干气，分别经压缩至3.0～4.5MPa，冷却至5～25℃后进入两个吸收塔。

5.如权利要求3所述的混合干气回收方法，其特征在于：

步骤（2）中，所述吸收剂为含有正丁烷、异丁烷的碳四馏分，含有饱和碳三和碳四的饱和液化气，或者含有正戊烷、异戊烷的碳五馏分；

步骤（4）中，所述再吸收剂为汽油，重石脑油或者芳烃抽余油。

6.如权利要求3～5之一所述的混合干气回收方法，其特征在于：

吸收塔理论板数为25～60，操作压力为3.0～6.0MPa，塔顶温度为10℃～40℃；

解吸塔的理论板数为20-60，操作压力为1.0-4.0MPa；

汽油吸收塔的理论板数为10-50，操作压力为1.0-4.0MPa；

汽油解吸塔的理论板数为10-60，操作压力为0.1～4.0MPa。

7.如权利要求6所述的混合干气回收方法，其特征在于：

对不饱和干气进行脱酸性气体处理和/或脱氧处理。