CN105439794B - 一种乙腈吸收分离炼厂催化干气回收乙烷和乙烯的方法 - Google Patents

一种乙腈吸收分离炼厂催化干气回收乙烷和乙烯的方法 Download PDF

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Abstract

本发明公开了一种乙腈吸收分离炼厂催化干气回收乙烷和乙烯的方法，包括：来自炼厂催化裂化装置的催化干气经压缩和冷却后，采用乙腈作为吸收剂，经过两次吸收和一次解吸，再经水洗，在第二吸收塔塔顶得到富乙烷气产品，水洗塔塔顶得到富乙烯气产品。本发明的方法可以回收催化干气中的乙烷和乙烯组份，并降低后续乙烯分离单元的负荷和能耗。由于吸收温度在5度以上，不需要乙烯制冷剂和膨胀机，降低了投资。

Description

一种乙腈吸收分离炼厂催化干气回收乙烷和乙烯的方法
技术领域
本发明涉及干气回收领域，进一步地说，是涉及一种乙腈吸收分离炼厂催化干气回收乙烷和乙烯的方法。
背景技术
炼厂催化干气来源于催化裂化装置，通常干气中的乙烷摩尔含量约为15～24％，乙烯摩尔含量约为12～20％，还含有丙烯、丙烷、丁烷等烯、烷烃。目前炼厂催化干气主要作为燃料烧掉，利用价值较低。如果将催化干气中的烷烃、烯烃回收，送往乙烯工厂作为生产乙烯的原料，可以节省大量裂解原料油，降低乙烯生产成本，经济效益和社会效益十分明显。
目前从炼厂干气中回收乙烷、乙烯组份的方法主要有深冷分离法、变压吸附法、浅冷油吸收法等，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；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。
浅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和C2以上的重组份，分离出甲烷、氢气等不凝气，再用精馏法分离吸收剂中的各组分。该方法具有C2C3回收率高，生产安全，运行可靠，对原料气的适应性强等特点，是目前具有竞争力的技术之一。但对于催化干气原料，回收得到的产品气中含有大量烯烃，无法直接进乙烯裂解炉，需要送到乙烯装置的碱洗塔进一步分离。产品气中的乙烷组份经过深冷分离过程，最终返回裂解炉作原料，占用了脱乙烷塔、乙烯精馏塔等装置的负荷并消耗了大量冷量。
US 5502971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，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。虽然该工艺采用了低压方案，但温度仍低达-100℃,仍属于深冷分离工艺的一种,因此投资较大,能耗较高。
US 6308532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，从而保持了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-丙烯区域抽出气相测线。尽管该工艺将部分塔釜物料循环至塔顶以保持塔顶温度，但塔顶温度仍接近-95℃，属于深冷分离工艺的一种，因此投资较大，能耗较高。
CN 101063048A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。但该工艺中仍需将干气冷却到-30℃至-40℃，属于中冷分离工艺，因此投资较大，能耗较高。
现有的从炼厂催化干气中回收乙烷和乙烯的工艺中，主要侧重于保证碳二碳三回收率，但是为了使回收得到的乙烯和乙烷得到有效利用，最终都需要采用中冷或深冷分离的方法分离乙烯和乙烷，存在制冷系统投资大和能耗高的问题。
发明内容
为了解决现有的回收炼厂催化干气工艺存在制冷系统投资大和能耗高的问题，本发明提供了一种乙腈吸收分离炼厂催化干气回收乙烷和乙烯的方法。本发明以乙腈作为吸收剂，通过两次吸收，先后从催化干气中回收乙烷和乙烯，得到烯烃含量很少的富乙烷气和富含烯烃的富乙烯气。本发明的方法可以回收催化干气中的碳二碳三组份，并初步分离乙烷和乙烯。由于吸收温度在5度以上，不需要乙烯制冷剂和膨胀机，降低了制冷系统的投资和能耗。
本发明的目的是提供一种乙腈吸收分离炼厂催化干气回收乙烷和乙烯的方法。
包括：
(1)将来自催化裂化装置的催化干气经压缩和冷却后送入第一吸收塔；
(2)第一吸收塔内采用乙腈作为吸收剂吸收催化干气中的C2馏分和更重组份；第一吸收塔的塔釜物流送至第二吸收塔；塔顶物流送入燃料系统；
(3)第二吸收塔内采用乙腈作为吸收剂吸收气相中的乙烯和重组份，第一吸收塔塔顶得到富乙烷气产品；塔釜物流送至解吸塔；
(4)解吸塔塔顶得到夹带少量乙腈的富乙烯气，送至水洗塔；在塔釜得到乙腈吸收剂，冷却后返回第一吸收塔和第二吸收塔循环使用；
(5)水洗塔塔顶得到富乙烯气产品；塔釜含有少量乙腈的水溶液进入水回收系统。
其中，优选：
步骤(1)中，催化干气压缩至4.0～6.0MPa，冷却至5℃～15℃后送入第一吸收塔，优选采用三段压缩逐级提高所述的催化干气的压力。
步骤(4)中的解吸塔塔釜得到的乙腈溶剂经冷却至5℃～15℃后返回第一吸收塔和第二吸收塔循环使用；解吸塔塔釜引入一股新鲜乙腈作为补充。
步骤(5)中水洗塔顶得到的富乙烯气送入脱氧器进行脱氧处理，以脱除富乙烯气中的氧和氮氧化物NOx。
本发明中工艺条件优选：
第一吸收塔的理论板数为30～50，操作压力为3.0～5.0MPa，塔顶温度为10℃～25℃，塔釜温度为180℃～250℃；
第二吸收塔的理论板数为30～50，操作压力为0.8～2.0MPa，塔顶温度为10℃～30℃，塔釜温度为140℃～190℃；
解吸塔的理论板数为10～30，操作压力为0.2～1.0MPa，塔顶温度为40℃～80℃，塔釜温度为120℃～160℃；
水洗塔的理论板数为10～30，操作压力为0.1～0.5MPa，塔顶温度为30℃～100℃，塔釜温度为40℃～120℃。
本发明具体可采用以下技术方案：
(1)压缩：将来自催化裂化装置的催化干气的压力提高到4.0～6.0MPa；
(2)冷却：将所述的步骤1)得到的压缩后的催化干气冷却至5℃～15℃；
(3)第一次吸收：采用乙腈为吸收剂，吸收剂从第一吸收塔顶部喷入，吸收催化干气中的C2馏分及更重组分；第一吸收塔的塔釜物流送至第二吸收塔处理；
(4)第二次吸收：来自第一吸收塔釜的物流进入第二吸收塔中部，经冷却后的乙腈从塔顶喷入，在第二吸收塔塔顶得到烯烃含量很少的富乙烷气，在第二吸收塔塔釜得到含有碳二组份的富乙腈溶剂，经冷却后进入解吸塔；
(5)解吸：来自第二吸收塔的富乙腈溶剂经过冷却后进入解吸塔中部，在解吸塔塔顶得到夹带少量乙腈的富乙烯气，进入水洗塔；在解吸塔釜得到乙腈吸收剂，冷却后返回第一吸收塔和第二吸收塔循环使用；
(6)水洗：来自解吸塔的富乙烯气进入水洗塔，水从水洗塔塔顶喷入，进一步除去富乙烯气中夹带的乙腈，水洗塔塔顶得到富乙烯气产品；水洗塔塔釜含有少量乙腈的水溶液进入水回收系统。
步骤4)得到的富乙烷气中主要含有60～99％wt的乙烷、0.1～5％wt的乙烯，各组分含量之和不超过100％。
步骤6)得到的富乙烯气中主要含有1～15％wt的乙烷、40～80％wt的乙烯，1～15％wt的碳三等重组份，各组分含量之和不超过100％。
来自催化裂化装置的催化干气的压力一般在0.7～0.9MPa，一般需要逐级提高压力至4.0～6.0MPa，对压缩的段数没有特别的规定，优选采用三段压缩。
在本发明的方法中，优选将压缩后的催化干气冷却至5℃～15℃。制冷剂可选用5℃左右的冷水，由溴化锂吸收式制冷机提供。溴化锂制冷机采用的是吸收制冷工艺，以炼厂的废热蒸汽为热源，具有能耗低的优点。
在本发明的方法中，按照第一吸收塔、第二吸收塔、解吸塔、水洗塔的顺序，操作压力依次下降，各塔物流依靠压差即可进入下游设备。
优选所述的第一吸收塔塔顶气体送入燃料系统或者制氢系统。
在本发明的方法中，所述的第一吸收塔和第二吸收塔的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。
在本发明的方法中，解吸塔塔釜得到的乙腈溶剂经冷却至5℃～15℃后返回第一吸收塔和第二吸收塔循环利用，有少量乙腈会随富乙烯气进入水洗塔，被水吸收后进入水回收系统。因此，在本发明的方法中优选在解吸塔塔釜引入一股新鲜乙腈作为补充，以保证系统中第一吸收塔和第二吸收塔吸收剂流量。
在本发明的方法中，在第二吸收塔塔顶得到的富乙烷气，可送往乙烯装置的裂解炉。
如果需要，本发明的方法还包括脱氧步骤，将步骤6)得到的富乙烯气送入脱氧器进行脱氧处理，以脱除富乙烯气中的氧和NOX(氮氧化物)。对本步骤的具体工艺条件没有特别的限定，本领域的技术人员可以根据现有技术合适地确定其具体操作条件和方法。
在本发明的方法中，在水洗塔塔顶得到的富乙烯气，经脱氧处理后可送往乙烯装置的压缩单元。
本发明的乙腈吸收法分离回收炼厂催化干气工艺，既能同现有干气回收工艺一样保证碳二碳三组份的回收率，又能在较温和的条件下初步分离产品中的乙烯和乙烷，分别送入不同的下游单元。具有以下特点：
(1)本发明的方法中，以乙腈作为吸收剂回收催化干气中的C2C3馏分，吸收剂原料容易获得，成本低廉；
(2)本发明的方法中，使用乙腈吸收剂，可以同时分离乙烷和乙烯，得到的富乙烷气和富乙烯气分别进入乙烯裂解炉和压缩单元，降低了后续乙烯分离单元的负荷和能耗；
(3)用乙腈吸收干气中的C2C3馏分，工艺流程不需乙烯、丙烯制冷压缩机和膨胀机，投资少、操作简单；
(4)本发明的方法中，吸收温度在5～20℃，可选用溴化锂制冷机提供冷剂来制冷，能耗低；
(5)在本发明的方法中，系统的最低操作温度不低于5℃，设备和管线可采用普通低温钢，节省了大量投资。
附图说明
图1是本发明的采用乙腈吸收分离炼厂催化干气回收乙烷和乙烯方法的流程示意图。
附图标记说明：
1催化干气；2第一吸收塔乙腈吸收剂；3甲烷氢；4富乙烷气；5水；6富乙烯气；7乙腈水溶液；8第二吸收塔乙腈吸收剂；9干气压缩机；10干气冷却器；11第一吸收塔；12第二吸收塔；13富乙腈冷却器；14解吸塔；15水洗塔；16乙腈冷却器。
下面参考附图进一步解释本发明的方法。
在图1中，将炼厂催化干气1的压力经过干气压缩机9提高到4.0～6.0MPa；
经过压缩后的干气经干气冷却器10冷却至5℃～15℃，进入第一吸收塔11；
在第一吸收塔11中，采用乙腈作为吸收剂2，从第一吸收塔顶部喷入，吸收干气中C2馏分及更重组份，塔顶未被吸收的气体3排放至炼油厂的燃料气系统，第一吸收塔釜液送至第二吸收塔12处理；
来自第一吸收塔釜的物流靠压差进入第二吸收塔12中部，乙腈吸收剂8从第二吸收塔上部进入，在塔顶得到富乙烷气4，可送至乙烯厂作为裂解炉原料，第二吸收塔塔釜液送至解吸塔14处理；
来自第二吸收塔釜的物流在压差的作用下，经过换热器13冷却后，进入解吸塔14中部，塔顶得到含有少量乙腈的富乙烯气，送至水洗塔15处理，解吸塔釜液经冷却器16冷却后，返回第一吸收塔11和第二吸收塔12循环使用。
来自解吸塔顶的气体在压差的作用下进入水洗塔15下部，水5从水洗塔上部进入，塔顶得到富乙烯气6，可送至乙烯厂的压缩单元，水洗塔塔釜液7送入水回收系统。
具体实施方式
下面结合实施例，进一步说明本发明。
实施例：
某炼厂催化干气的组成如表1所示。
表1
催化干气1
温度，℃ 40.0
压力，MPa(g) 0.8
质量流量，t/h 10.0
组成，wt％
2.60
27.48
1.15
5.11
21.61
18.32
20.86
0.24
1.71
0.28
0.64
采用乙腈吸收分离炼厂催化干气工艺对上述催化干气进行分离。
从催化裂化装置来的催化干气，压力0.8MPa，进入压缩机9，经过三段压缩，将压力提高至4.2MPa。增压后的干气经冷却器10冷却到15℃，送入第一吸收塔11。在第一吸收塔中，采用乙腈作为吸收剂2(流量230t/h)，从塔顶喷入，吸收干气中C2馏分及更重组份。第一吸收塔理论板数优选为38，操作压力4.0MPa，塔顶温度为17.6℃，塔釜温度为226.7℃。第一吸收塔采用高压蒸汽加热。塔釜物料送至第二吸收塔12处理，塔顶未被吸收的H2、CH4排放至炼油厂的燃料气系统。
来自第一吸收塔釜的物流靠压差进入第二吸收塔12中部，乙腈吸收剂8(流量170t/h)从第二吸收塔上部进入。第二吸收塔的理论板数为39，操作压力1.3MPa，塔顶温度为18.6℃，塔釜温度为174.6℃。第二吸收塔采用中压蒸汽加热，塔顶得到富乙烷气4产品，塔釜液经冷却器13冷却后送至解吸塔14处理；
来自第二吸收塔塔釜的物流在压差的作用下，经过换热器13冷却至146.0℃，进入解吸塔14中部。解吸塔的理论板数为10，操作压力0.5MPa，塔顶温度为44.8℃，塔釜温度为149.0℃。塔釜采用中压蒸汽加热，回流比5.0。解吸塔塔顶得到含有5％mol乙腈的富乙烯气，送至水洗塔15处理，塔釜液经冷却器16冷却至15℃后，返回第一吸收塔11和第二吸收塔12循环使用。
来自解吸塔顶的气体在压差作用下进入水洗塔15下部，水5(流量4t/h)从水洗塔上部进入。水洗塔的理论板数为10，操作压力0.4MPa，塔顶温度为40.2℃，塔釜温度为49.8℃。塔顶得到富乙烯气6产品，水洗塔塔釜液7送入水回收系统。
分离后的产品组成见表2。
表2分离后的产品组成
富乙烷气4 富乙烯气6
温度，℃ 18.6 40.2
压力，MPa(g) 1.30 0.40
质量流量，t/h 1.55 3.05
组成，wt％
5.55 0.94
1.29 16.04
2.44 0.18
83.92 8.73
富乙烷气4 富乙烯气6
4.72 65.86
0 0.77
0 5.53
0 0.90
0 1.02
2.06 0
在本实施例中，乙烯回收率为99.91％，C2C3总回收率为93.37％。
对比例
以回收从炼厂催化裂化装置来的催化干气为例，比较了同样原料组成和流量下，乙腈吸收分离工艺、中冷油吸收分离工艺、深冷分离工艺三种方案的系统内工艺物流最低温度以及对制冷系统的要求，见表3。
表3
工艺物流最低温度 所需制冷系统
乙腈吸收分离工艺 15 溴化锂制冷
中冷油吸收分离工艺 -35 丙烯制冷
深冷分离工艺 -100 乙烯/丙烯二元制冷
比较上述三种催化干气回收方案可知，乙腈吸收分离工艺对制冷系统的要求最低，相应的设备投资和制冷能耗最小。

Claims (6)

1.一种乙腈吸收分离炼厂催化干气回收乙烷和乙烯的方法，其特征在于所述方法包括：
(1)将来自催化裂化装置的催化干气经压缩和冷却后送入第一吸收塔；
(2)第一吸收塔内采用乙腈作为吸收剂吸收催化干气中的C2馏分和更重组份；第一吸收塔的塔釜物流送至第二吸收塔；塔顶物流送入燃料系统；
(3)第二吸收塔内采用乙腈作为吸收剂吸收气相中的乙烯和重组份，第二吸收塔塔顶得到富乙烷气产品；塔釜物流送至解吸塔；
(4)解吸塔塔顶得到夹带少量乙腈的富乙烯气，送至水洗塔；在塔釜得到乙腈吸收剂，冷却后返回第一吸收塔和第二吸收塔循环使用；
(5)水洗塔塔顶得到富乙烯气产品；塔釜含有少量乙腈的水溶液进入水回收系统。
2.如权利要求1所述的乙腈吸收分离炼厂催化干气回收乙烷和乙烯的方法，其特征在于：
步骤(1)中，催化干气压缩至4.0～6.0MPa，冷却至5℃～15℃后送入第一吸收塔。
3.如权利要求2所述的乙腈吸收分离炼厂催化干气回收乙烷和乙烯的方法，其特征在于：
步骤(1)中采用三段压缩逐级提高所述的催化干气的压力。
4.如权利要求1所述的乙腈吸收分离炼厂催化干气回收乙烷和乙烯的方法，其特征在于：
步骤(4)中的解吸塔塔釜得到的乙腈溶剂经冷却至5℃～15℃后返回第一吸收塔和第二吸收塔循环使用；
解吸塔塔釜引入一股新鲜乙腈作为补充。
5.如权利要求1所述的乙腈吸收分离炼厂催化干气回收乙烷和乙烯的方法，其特征在于：
步骤(5)中水洗塔顶得到的富乙烯气送入脱氧器进行脱氧处理，以脱除富乙烯气中的氧和氮氧化物NOx。
6.如权利要求1～5之一所述的乙腈吸收分离炼厂催化干气回收乙烷和乙烯的方法，其特征在于：
第一吸收塔的理论板数为30～50，操作压力为3.0～5.0MPa，塔顶温度为10℃～25℃，塔釜温度为180℃～250℃；
第二吸收塔的理论板数为30～50，操作压力为0.8～2.0MPa，塔顶温度为10℃～30℃，塔釜温度为140℃～190℃；
解吸塔的理论板数为10～30，操作压力为0.2～1.0MPa，塔顶温度为40℃～80℃，塔釜温度为120℃～160℃；
水洗塔的理论板数为10～30，操作压力为0.1～0.5MPa，塔顶温度为30℃～100℃，塔釜温度为40℃～120℃。
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