CN105693452A - 一种天然气制乙炔的净化系统及方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种天然气制乙炔的净化系统和方法，净化方法包括如下步骤：1)将天然气氧化裂解得到的产物通入乙炔吸收塔，其中的乙炔、二氧化碳和其他炔烃被吸收液吸收，不可被吸收的气体排出乙炔吸收塔；2)将所述吸收液通入闪蒸罐，通过闪蒸分离出乙炔，得到乙炔成品和去除乙炔的吸收液；3)将所述去除乙炔的吸收液通入加氢反应器，进行加氢反应，得到烷类气体和CO2的混合气；4)将所述混合气通入碳化塔，CO2反应生成碳酸氢铵，实现烷类气体和CO2的分离。本发明所述的净化系统和工艺，溶剂可以循环使用，既得到高纯度的乙炔产品，又能回收杂质变废为宝，如其他炔烃加氢后用做裂解原料，CO2与浓氨水反应转化为碳酸氢铵。
Description
技术领域
本发明属于化工气体净化领域，尤其涉及去除利用天然气制得的乙炔中杂质的方法。
背景技术
乙炔广泛地应用于合成乙醛、乙酸、橡胶、塑料、纤维等一系列有机产品，乙炔的生产原料主要为电石和天然气。长期以来，国内基本上都是采用电石法生产乙炔。但随着全球温室效应的加剧和清洁生产理念的深入，电石法生产乙炔将越来越困难。国外以天然气作原料生产乙炔的占1/4，在美国要占3/4，而我国则不到5％。随着人们环境意识的不断增强及天然气资源的日益丰富，以天然气为原料生产乙炔将成为乙炔工业的发展趋势，具有光明前景。
天然气制取乙炔的气体中乙炔体积分数仅8％～15％，其余均为杂质。乙炔原料气中的杂质主要由H，CH，CO，CO2等轻组分(通常称为不凝气)和丁二炔、丁二烯、乙烯基乙炔、丙二烯、甲基乙炔、C6+等重组分(通常称为高级炔烃)组成。这些杂质对乙炔的下游加工利用影响很大，轻组分会降低乙炔转化率，重组分不仅使催化剂中毒，而且(尤其是丁二炔)稳定性差、易聚合堵塞管道和设备、易燃易爆。为了提高乙炔的纯度，使乙炔能适用于制乙烯、丙烯酸、醋酸乙烯和1,4-丁二醇等化工产品对乙炔纯度要求较高的化工生产过程，必须对天然气部分氧化制得的乙炔进行净化，脱除高级炔烃，以达到乙炔净化要求≥99.5％。
目前从乙炔原料气中脱除高级不饱和烃的主要方法是浓硫酸洗涤法，其中高级炔烃被98％的浓硫酸氧化成水和CO2，最终以酸渣的形式排出，CO2被碱液(NaOH或Na2CO3)中和除去，可获得纯度大于99.5％的乙炔产品。虽然硫酸洗涤法可获得达标的乙炔产品，但存在酸碱消耗量大、废酸难处理等问题。乙炔净化方法除了浓硫酸洗涤法还有吸附法和溶剂法，吸附法是利用吸附剂对不同组分的吸附能力不同，通过适当的变换压力或温度以实现吸附剂对目标吸附分子的吸附和脱附操作，采用变温变压吸附工艺脱除乙炔原料气中的高级烃类，可获得纯度＞99.4％的产品乙炔。但该类方法存在吸附剂难以再生、耐腐蚀要求高、浓乙炔中CO2与乙烯含量仍然很高、高温再生时炔烃易聚合等问题，因此工业上未有吸附法净化乙炔的大型装置。溶剂法是利用溶剂对高级炔烃的选择性不同，在不同的操作条件下(如温度、压力)进行吸收或解吸，从而脱除杂质。工业应用的溶剂有NMP、DMF、甲醇、液氨、煤油、柴油等，对高级炔烃均有较高的溶解度和选择性。其中NMP、DMF、甲醇等弱碱性溶剂对高级炔烃溶解度大、溶剂用量小，但易造成乙炔损失，且NMP和DMF解吸条件苛刻，需高温与真空；煤油和柴油对高级炔烃的选择性远大于乙炔，乙炔损失小，但溶剂循环量大，柴油还需在较低温度下进行吸收。有专利报道了其他选择性脱除高级炔烃的溶剂，如甲基吗啉、环己酮、碳酸丙烯酯等，但未见其有关的中试或工业应用报道。另外，高级炔烃性质极不稳定，很容易发生分解(如丁二炔的分解压力仅为0.02MPa)，且无燃烧爆炸上限，给企业生产带来很大安全隐患。这些副产高级炔烃大部分都是化工原料气，而且含量巨大，若直接送锅炉或火炬燃烧，是对资源的严重浪费。
本发明提供一种天然气制乙炔的净化工艺，选用一种新型的混合溶剂来脱除高级炔烃和CO2，在保证净化乙炔产品质量要求的同时，可避免废硫酸对环境的污染及高级炔烃的损失，同时将脱出的高级炔烃通过加氢得到正丁烷和丙烷，用于做裂解原料，提高高级炔烃的附加值，而不是作为燃料直接烧掉；CO2与浓氨水反应得到碳酸氢铵用于做化肥，而不是直接排放到大气中。
发明内容
(一)要解决的技术问题
针对现有技术中采用浓硫酸处理乙炔原料气中的高级不饱和烃存在的酸碱消耗量大、废酸难处理等问题，本发明提供一种利用吸收液和加氢反应来处理乙炔生产中的烃类杂质的方法，并提供与该方法相对应的净化系统。
(二)技术方案
本发明所述的净化系统，包括依次相连的装有吸收液的乙炔吸收塔、闪蒸罐、加氢反应器和碳化塔；所述加氢反应器上的液体出口连接于所述乙炔吸收塔的液体入口。
本发明所述的系统，还包括连接于所述闪蒸罐和所述加氢反应器之间的再生塔，所述再生塔上的气体出口连接于所述乙炔吸收塔的气体入口。
所述加氢反应器上的液体出口与所述乙炔吸收塔的液体入口之间设有液体冷却装置。
本发明所述的系统，所述加氢反应器与所述碳化塔之间还设有依次相连的冷却器和气液分离器。
本发明的另一目的是提供一种天然气制得的乙炔的净化方法，所述方法利用本发明所述的系统进行，包括如下步骤：
1)将天然气经氧化裂解的原料通入乙炔吸收塔，其中的乙炔、二氧化碳和其他炔烃被吸收液吸收，不可被吸收的气体排出乙炔吸收塔；
2)将所述吸收液通入闪蒸罐，通过闪蒸分离出乙炔，得到乙炔成品和去除乙炔的吸收液；
3)将所述去除乙炔的吸收液通入加氢反应器，进行加氢反应，得到烷类气体和CO2的混合气；
4)将所述混合气通入所述碳化塔，CO2反应生成碳酸氢铵，实现烷类气体和CO2的分离。
优选的，进行步骤3)所述的加氢反应前，将所述步骤2)中去除乙炔的吸收液先通入再生塔，控制所述再生塔的操作温度为100～120℃，操作压力为0.1～0.6MPa，得到含有残留乙炔的气体混合物，并将所述混合物通入所述乙炔吸收塔的气体入口。
本发明中，所述吸收液为离子液体和有机溶剂的混合溶液，所述的离子液体为1,3-二乙酰胺咪唑双亚胺盐离子液体、1-乙酰胺-3甲基咪唑离子液体和1,3-二氰丙基咪唑离子液体中的一种或两种；所述有机溶剂为N-甲基二乙醇胺(MDEA)、1,8-二氮杂双环[5,4,0]十一碳-7-烯(DBU)、碳酸丙烯酯中的一种或两种；其中，所述的有机溶剂的体积百分比为5～50％。
所述吸收液优选为：1,3-二乙酰胺咪唑双(三氟甲烷磺酰)亚胺盐离子液体和碳酸丙烯酯的混合溶剂，其中碳酸丙烯酯的质量含量为50％；
或1,3-二乙酰胺咪唑双(三氟甲烷磺酰)亚胺盐离子液体和碳酸丙烯酯的混合溶剂，其中碳酸丙烯酯的质量含量为5％；
或1-乙酰胺-3甲基咪唑离子液体和N-甲基二乙醇胺(MDEA)的混合溶剂，其中MDEA的质量含量为10％；
或1-乙酰胺-3甲基咪唑离子液体和碳酸丙烯酯的混合溶剂，其中碳酸丙烯酯的质量含量为5％；
或1,3-二氰丙基咪唑离子液体和1,8-二氮杂双环[5,4,0]十一碳-7-烯(DBU)的混合溶剂，其中DBU的质量含量为5％。
本发明中，在乙炔吸收塔中，控制气体空速为500～750Nm3/h，液体空速为5～7.5m3/h，操作温度为15～35℃，压力为0～0.500MPa
本发明中，在进行闪蒸的过程中，控制温度为20～40℃，压力为0.08～0.11MPa。
本发明中，其他炔烃与氢气在操作温度为50～130℃，操作压力为0～0.5Mpa的条件下进行加氢反应。
本发明中，碳化塔的操作温度为50～80℃，操作压力为0～0.4Mpa。
优选的，本发明所述的方法包括如下步骤：
1)将天然气氧化裂解得到的产物通入乙炔吸收塔，其中的乙炔、二氧化碳和其他炔烃被吸收液吸收，不可被吸收的气体排出乙炔吸收塔；在所述乙炔吸收塔中，控制气体空速为500～750Nm3/h，液体空速为5～7.5m3/h，吸收液的温度为15～35℃，塔内的压力为0～0.5MPa；
2)将所述吸收液通入闪蒸罐，通过闪蒸分离出乙炔，得到乙炔成品和去除乙炔的吸收液；在所述闪蒸罐中，控制温度为20～40℃，压力为0.08～0.11MPa；
3)将所述去除乙炔的吸收液通入再生塔，得到含有残留乙炔的气体混合物，并将所述混合物通入所述乙炔吸收塔的气体入口；控制所述再生塔的操作温度为100～120℃，操作压力为0.1～0.6MPa；
4)将所述去除乙炔的吸收液通入加氢反应器，进行加氢反应，得到烷类气体和CO2的混合气；在所述加氢反应器中，操作温度为50～130℃，操作压力为0～0.5Mpa；
所述吸收液为：1,3-二乙酰胺咪唑双(三氟甲烷磺酰)亚胺盐离子液体和碳酸丙烯酯的混合溶剂，其中碳酸丙烯酯的质量含量为50％；
或1,3-二乙酰胺咪唑双(三氟甲烷磺酰)亚胺盐离子液体和碳酸丙烯酯的混合溶剂，其中碳酸丙烯酯的质量含量为5％；
或1-乙酰胺-3甲基咪唑离子液体和N-甲基二乙醇胺(MDEA)的混合溶剂，其中MDEA的质量含量为10％；
或1-乙酰胺-3甲基咪唑离子液体和碳酸丙烯酯的混合溶剂，其中碳酸丙烯酯的质量含量为5％；
或1,3-二氰丙基咪唑离子液体和1,8-二氮杂双环[5,4,0]十一碳-7-烯(DBU)的混合溶剂，其中DBU的质量含量为5％。
(三)有益效果
本发明所述的方法具有如下有益效果：
(1)溶剂采用离子液体和有机溶剂的混合物，既避免了离子液体的高粘度、流动性差和有机溶剂高挥发、高消耗、难回收的不足，又可以通过减压加热的方式(即通过加氢反应而去除其中的烃类)实现溶剂的再生回收利用，且在再生过程中不会对产品造成污染；
(2)离子液体和有机溶剂的混合物无毒、无腐蚀性，对设备材质要求不高，吸收与再生条件均温和，乙炔损耗低(小于0.5％，体积分数)；
(3)本发明的天然气制乙炔的净化工艺不需要通过设置水洗、精馏等步骤实现溶剂的循环利用，溶剂循环成本低，同时可减少溶剂的损耗；
(4)将高级炔烃和少量乙炔的加氢反应与溶剂的再生集成在一个反应器中进行，不但将溶解在溶剂中的高级炔烃进行催化加氢转化，又将溶剂进行了再生，实现了催化反应和再生过程的高效集成；
(5)溶剂可以循环使用，既得到高纯度的乙炔气产品，又能使回收的杂质变废为宝，如高级炔烃加氢后用做裂解原料，CO2与浓氨水反应转化为碳酸氢铵，用做化肥；
(6)本发明的整个工艺中无废渣、废液排放，绿色环保。
附图说明
图1：为一种天然气制乙炔的净化系统示意图；
图中：1、乙炔吸收塔；2、富溶剂泵；3、闪蒸罐；4、再生塔；5、加氢反应器；6、冷凝器；7、气液分离器；8、碳化塔；9、再生塔上的气体出口；10、乙炔吸收塔的气体入口；11、加氢反应器的液体出口；12、乙炔吸收塔的液体入口；13、液体冷却装置。
具体实施方式
以下实施例用于说明本发明，但不用来限制本发明的范围。
实施例1
本实施例涉及一种天然气制乙炔的净化系统，其结构示意图如图1：
包括依次相连的装有吸收液的乙炔吸收塔1、闪蒸罐3、加氢反应器5和碳化塔8；所述加氢反应器上的液体出口11连接于所述乙炔吸收塔的液体入口12。
所述闪蒸罐3和所述加氢反应器5之间设有再生塔4，所述再生塔4上的气体出口9连接于所述乙炔吸收塔的气体入口10。
所述加氢反应器5上的液体出口11与所述乙炔吸收塔的液体入口12之间设有液体冷却装置13。
所述加氢反应器5与所述碳化塔8之间还设有依次相连的冷却器6和气液分离器7。
实施例2
本实施例涉及一种天然气裂解制得的乙炔的净化方法，包括如下步骤：
1)天然气经部分氧化制得的原料气通入乙炔吸收塔，被吸收液部分吸收，不可被吸收的气体排出乙炔吸收塔；所述原料气的空速为600Nm3/h，吸收塔内的压力为0.45MPa，气体组成为含有7.8％(摩尔浓度，下同)C2H2、4.9％CH4、0.2％C2H4、25.7％CO、0.9％N2、55.9％H2、3.3％CO2、1.2％高级炔烃及其他少量C6 +以上组分。吸收液为1,3-二乙酰胺咪唑双(三氟甲烷磺酰)亚胺盐离子液体和碳酸丙烯酯的混合溶剂，其流速为5m3/h，其中碳酸丙烯酯的质量含量为50％，其余为1,3-二乙酰胺咪唑双(三氟甲烷磺酰)亚胺盐离子液体，气体在25℃下与裂解气气体逆流接触吸收，乙炔吸收塔(2)塔顶得到在溶剂中低溶解度的H2、CO、N2等气体的剩余尾气；
2)吸收了C2H2、CH4、高级炔烃、CO2和C2H4等物质的吸收液通过富溶剂泵2送入闪蒸罐，闪蒸出溶剂中的乙炔，送至产品气；闪蒸罐的操作温度为30℃，操作压力为0.1MPa；
3)闪蒸罐底部的溶剂通入再生塔，解析出溶剂中残留的乙炔等气体，再次通至吸收塔的气体入口，再生塔操作温度为110℃，操作压力为0.5MPa；
4)再生塔塔底的溶剂进入加氢反应器进行催化加氢反应，炔烃类物质过催化加氢之后转变为正丁烷和丙烷，少量的乙炔催化加氢生成乙烯；加氢反应器将高级炔烃和少量乙炔的催化加氢反应与溶剂的再生集成在一个反应器中进行，不但将溶解在溶剂中的高级炔烃进行催化加氢转化，又将溶剂进行了再生，实现了催化反应和再生过程的高效集成，加氢反应的温度为120℃，操作压力为0.4MPa，加氢后的气体产物经冷凝、分离回收溶剂后，得到烷烃类气体产物；
5)所述烷烃类气体产物进入碳化塔，碳化塔的操作温度为60℃，操作压力为0.3MPa。
试验装置运行稳定后，得到气体乙炔的含量为99.8％(体积百分比)，乙炔的收率为97.1％，丁二炔、丁二烯、乙烯基乙炔、丙二烯、甲基乙炔和CO2的含量为降为0，并实现了溶剂的回收。
实施例3
本实施例涉及一种天然气裂解制得的乙炔的净化方法，包括如下步骤：
1)天然气经部分氧化制得的原料气通入乙炔吸收塔，被吸收液部分吸收，不可被吸收的气体排出乙炔吸收塔；所述原料气的空速为600Nm3/h，吸收塔内的压力为0.45MPa，气体组成为含有7.8％(摩尔浓度，下同)C2H2、4.9％CH4、0.2％C2H4、25.7％CO、0.9％N2、55.9％H2、3.3％CO2、1.2％高级炔烃及其他少量C6 +以上组分。吸收液为1,3-二乙酰胺咪唑双(三氟甲烷磺酰)亚胺盐离子液体和碳酸丙烯酯的混合溶剂，其中碳酸丙烯酯的质量含量为5％，其余为1,3-二乙酰胺咪唑双(三氟甲烷磺酰)亚胺盐离子液体，液体空速为5m3/h，气体在25℃下与裂解气气体逆流接触吸收，乙炔吸收塔(2)塔顶得到在溶剂中低溶解度的H2、CO、N2等气体的剩余尾气；
2)吸收了C2H2、CH4、高级炔烃、CO2和C2H4等物质的吸收液通过富溶剂泵2送入闪蒸罐，闪蒸出溶剂中的乙炔，送至产品气；闪蒸罐的操作温度为30℃，操作压力为0.1MPa；
3)闪蒸罐底部的溶剂通入再生塔，解析出溶剂中残留的乙炔等气体，再次通至吸收塔的气体入口，再生塔操作温度为110℃，操作压力为0.5MPa；
4)再生塔塔底的溶剂进入加氢反应器进行催化加氢反应，加氢反应的温度为120℃，操作压力为0.4MPa，加氢后的气体产物经冷凝、分离回收溶剂后，得到烷烃类气体产物；
5)所述烷烃类气体产物进入碳化塔，碳化塔的操作温度为60℃，操作压力为0.3MPa。
试验装置运行稳定后，得到气体乙炔的含量为97.6％(体积百分比)，乙炔的收率为93.1％，丁二炔、丁二烯、乙烯基乙炔、丙二烯和甲基乙炔脱除率分别为97.1％、98.3％、97.4％、98.7％和99.2％，CO2的含量为降为0，并实现了溶剂的回收。
实施例4
本实施例涉及一种天然气裂解制得的乙炔的净化方法，包括如下步骤：
1)天然气经部分氧化制得的原料气通入乙炔吸收塔，被吸收液部分吸收，不可被吸收的气体排出乙炔吸收塔；所述原料气的空速为600Nm3/h，吸收塔内的压力为0.45MPa，气体组成为含有7.8％(摩尔浓度，下同)C2H2、4.9％CH4、0.2％C2H4、25.7％CO、0.9％N2、55.9％H2、3.3％CO2、1.2％高级炔烃及其他少量C6+以上组分。吸收液为1-乙酰胺-3甲基咪唑离子液体和N-甲基二乙醇胺(MDEA)的混合溶剂，其中MDEA的质量含量为10％，其余为1-丁基-3-甲基咪唑盐离子液体，液体空速为5m3/h，气体在25℃下与裂解气气体逆流接触吸收，乙炔吸收塔(2)塔顶得到在溶剂中低溶解度的H2、CO、N2等气体的剩余尾气；
2)吸收了C2H2、CH4、高级炔烃、CO2和C2H4等物质的吸收液通过富溶剂泵2送入闪蒸罐，闪蒸出溶剂中的乙炔，送至产品气；闪蒸罐的操作温度为30℃，操作压力为0.1MPa；
3)闪蒸罐底部的溶剂通入再生塔，解析出溶剂中残留的乙炔等气体，再次通至吸收塔的气体入口，再生塔操作温度为110℃，操作压力为0.5MPa；
4)再生塔塔底的溶剂进入加氢反应器进行催化加氢反应，加氢反应的温度为120℃，操作压力为0.4MPa，加氢后的气体产物经冷凝、分离回收溶剂后，得到烷烃类气体产物；
5)所述烷烃类气体产物进入碳化塔，碳化塔的操作温度为60℃，操作压力为0.3MPa。
试验装置运行稳定后，得到气体乙炔的含量为99.3％(体积百分比)，乙炔的收率为96.2％，丁二炔、丁二烯、乙烯基乙炔、丙二烯和甲基乙炔脱除率分别为99.1％、99.3％、99.4％、99.7％和99.2％，CO2的含量为降为0.1％，并实现了溶剂的回收。
实施例5
本实施例涉及一种天然气裂解制得的乙炔的净化方法，包括如下步骤：
1)天然气经部分氧化制得的原料气通入乙炔吸收塔，被吸收液部分吸收，不可被吸收的气体排出乙炔吸收塔；所述原料气的空速为600Nm3/h，吸收塔内的压力为0.45MPa，气体组成为含有7.8％(摩尔浓度，下同)C2H2、4.9％CH4、0.2％C2H4、25.7％CO、0.9％N2、55.9％H2、3.3％CO2、1.2％高级炔烃及其他少量C6 +以上组分。吸收液为1-乙酰胺-3甲基咪唑离子液体和碳酸丙烯酯的混合溶剂，其中碳酸丙烯酯的质量含量为5％，其余为1-乙酰胺-3甲基咪唑离子液体，液体空速为5m3/h，气体在25℃下与裂解气气体逆流接触吸收，乙炔吸收塔(2)塔顶得到在溶剂中低溶解度的H2、CO、N2等气体的剩余尾气；
2)吸收了C2H2、CH4、高级炔烃、CO2和C2H4等物质的吸收液通过富溶剂泵2送入闪蒸罐，闪蒸出溶剂中的乙炔，送至产品气；闪蒸罐的操作温度为30℃，操作压力为0.1MPa；
3)闪蒸罐底部的溶剂通入再生塔，解析出溶剂中残留的乙炔等气体，再次通至吸收塔的气体入口，再生塔操作温度为110℃，操作压力为0.5MPa；
4)再生塔塔底的溶剂进入加氢反应器进行催化加氢反应，加氢反应的温度为120℃，操作压力为0.4MPa，加氢后的气体产物经冷凝、分离回收溶剂后，得到烷烃类气体产物；
5)所述烷烃类气体产物进入碳化塔，碳化塔的操作温度为60℃，操作压力为0.3MPa。
试验装置运行稳定后，得到气体乙炔的含量为99.5％(体积百分比)，乙炔的收率为96.4％，丁二炔、丁二烯、乙烯基乙炔、丙二烯和甲基乙炔脱除率分别为99.5％、99.8％、99.7％、99.9％和99.6％，CO2的含量为降为0，并实现了溶剂的回收。
实施例6
本实施例涉及一种天然气裂解制得的乙炔的净化方法，包括如下步骤：
1)天然气经部分氧化制得的原料气通入乙炔吸收塔，被吸收液部分吸收，不可被吸收的气体排出乙炔吸收塔；所述原料气的空速为600Nm3/h，吸收塔内的压力为0.45MPa，气体组成为含有7.8％(摩尔浓度，下同)C2H2、4.9％CH4、0.2％C2H4、25.7％CO、0.9％N2、55.9％H2、3.3％CO2、1.2％高级炔烃及其他少量C6 +以上组分。吸收液为1,3-二氰丙基咪唑离子液体和1,8-二氮杂双环[5,4,0]十一碳-7-烯(DBU)的混合溶剂，其中DBU的质量含量为5％，其余为1,3-二氰丙基咪唑离子液体，液体空速为5m3/h气体在25℃下与裂解气气体逆流接触吸收，乙炔吸收塔(2)塔顶得到在溶剂中低溶解度的H2、CO、N2等气体的剩余尾气；
2)吸收了C2H2、CH4、高级炔烃、CO2和C2H4等物质的吸收液通过富溶剂泵2送入闪蒸罐，闪蒸出溶剂中的乙炔，送至产品气；闪蒸罐的操作温度为30℃，操作压力为0.1MPa；
3)闪蒸罐底部的溶剂通入再生塔，解析出溶剂中残留的乙炔等气体，再次通至吸收塔的气体入口，再生塔操作温度为110℃，操作压力为0.5MPa；
4)再生塔塔底的溶剂进入加氢反应器进行催化加氢反应，加氢反应的温度为120℃，操作压力为0.4MPa，加氢后的气体产物经冷凝、分离回收溶剂后，得到烷烃类气体产物；
5)所述烷烃类气体产物进入碳化塔，碳化塔的操作温度为60℃，操作压力为0.3MPa。
试验装置运行稳定后，得到气体乙炔的含量为99.6％(体积百分比)，乙炔的收率为96.6％，丁二炔、丁二烯、乙烯基乙炔、丙二烯和甲基乙炔脱除率分别为99.9％、100％、100％、99.9％和100％，CO2的含量为降为0，并实现了溶剂的回收。
实施例7
本实施例涉及一种天然气裂解制得的乙炔的净化方法，包括如下步骤：
1)天然气经部分氧化制得的原料气通入乙炔吸收塔，被吸收液部分吸收，不可被吸收的气体排出乙炔吸收塔；所述原料气的空速为500Nm3/h，吸收塔内的压力为0MPa，气体组成为含有7.8％(摩尔浓度，下同)C2H2、4.9％CH4、0.2％C2H4、25.7％CO、0.9％N2、55.9％H2、3.3％CO2、1.2％高级炔烃及其他少量C6 +以上组分。吸收液为1,3-二氰丙基咪唑离子液体和1,8-二氮杂双环[5,4,0]十一碳-7-烯(DBU)的混合溶剂，其中DBU的质量含量为5％，其余为1,3-二氰丙基咪唑离子液体，液体空速为5m3/h，气体在15℃下与裂解气气体逆流接触吸收，乙炔吸收塔(2)塔顶得到在溶剂中低溶解度的H2、CO、N2等气体的剩余尾气；
2)吸收了C2H2、CH4、高级炔烃、CO2和C2H4等物质的吸收液通过富溶剂泵2送入闪蒸罐，闪蒸出溶剂中的乙炔，送至产品气；闪蒸罐的操作温度为20℃，操作压力为0.08MPa；
3)闪蒸罐底部的溶剂通入再生塔，解析出溶剂中残留的乙炔等气体，再次通至吸收塔的气体入口，再生塔操作温度为100℃，操作压力为0.6MPa；
4)再生塔塔底的溶剂进入加氢反应器进行催化加氢反应，加氢反应的温度为50℃，操作压力为0MPa，加氢后的气体产物经冷凝、分离回收溶剂后，得到烷烃类气体产物；
5)所述烷烃类气体产物进入碳化塔，碳化塔的操作温度为80℃，操作压力为0.4MPa。
试验装置运行稳定后，得到气体乙炔的含量为85％(体积百分比)，乙炔的收率为81％，丁二炔、丁二烯、乙烯基乙炔、丙二烯和甲基乙炔脱除率分别为72％、68％、75％、83％和81％，CO2的含量为降为1％，溶剂不能回收。
实施例8
本实施例涉及一种天然气裂解制得的乙炔的净化方法，包括如下步骤：
1)天然气经部分氧化制得的原料气通入乙炔吸收塔，被吸收液部分吸收，不可被吸收的气体排出乙炔吸收塔；所述原料气的空速为750Nm3/h，吸收塔内的压力为0.5MPa，气体组成为含有7.8％(摩尔浓度，下同)C2H2、4.9％CH4、0.2％C2H4、25.7％CO、0.9％N2、55.9％H2、3.3％CO2、1.2％高级炔烃及其他少量C6 +以上组分。吸收液为1,3-二氰丙基咪唑离子液体和1,8-二氮杂双环[5,4,0]十一碳-7-烯(DBU)的混合溶剂，其中DBU的质量含量为5％，其余为1,3-二氰丙基咪唑离子液体，液体空速为7.5m3/h，气体在35℃下与裂解气气体逆流接触吸收，乙炔吸收塔(2)塔顶得到在溶剂中低溶解度的H2、CO、N2等气体的剩余尾气；
2)吸收了C2H2、CH4、高级炔烃、CO2和C2H4等物质的吸收液通过富溶剂泵2送入闪蒸罐，闪蒸出溶剂中的乙炔，送至产品气；闪蒸罐的操作温度为40℃，操作压力为0.11MPa；
3)闪蒸罐底部的溶剂通入再生塔，解析出溶剂中残留的乙炔等气体，再次通至吸收塔的气体入口，再生塔操作温度为120℃，操作压力为0.1MPa；
4)再生塔塔底的溶剂进入加氢反应器进行催化加氢反应，加氢反应的温度为130℃，操作压力为0.5MPa，加氢后的气体产物经冷凝、分离回收溶剂后，得到烷烃类气体产物；
5)所述烷烃类气体产物进入碳化塔，碳化塔的操作温度为50℃，操作压力为0MPa。
试验装置运行稳定后，得到气体乙炔的含量为90％(体积百分比)，乙炔的收率为87％，丁二炔、丁二烯、乙烯基乙炔、丙二烯和甲基乙炔脱除率分别为93％、96％、95％、92％和93％，CO2的含量为降为0.3，并实现了溶剂的回收。
虽然，上文中已经用一般性说明、具体实施方式及试验，对本发明作了详尽的描述，但在本发明基础上，可以对之作一些修改或改进，这对本领域技术人员而言是显而易见的。因此，在不偏离本发明精神的基础上所做的这些修改或改进，均属于本发明要求保护的范围。
Claims (10)
1.一种天然气制乙炔的净化系统，其特征在于，包括依次相连的装有吸收液的乙炔吸收塔、闪蒸罐、加氢反应器和碳化塔；所述加氢反应器上的液体出口连接于所述乙炔吸收塔的液体入口。
2.根据权利要求1所述的系统，其特征在于，还包括连接于所述闪蒸罐和所述加氢反应器之间的再生塔，所述再生塔上的气体出口连接于所述乙炔吸收塔的气体入口。
3.根据权利要求1或2所述的系统，其特征在于，所述加氢反应器与所述碳化塔之间还设有依次相连的冷却器和气液分离器。
4.一种天然气制得的乙炔的净化方法，所述方法利用权利要求1～3任一项所述的系统进行，其特征在于，包括如下步骤：
1)将天然气氧化裂解得到的产物通入乙炔吸收塔，其中的乙炔、二氧化碳和其他炔烃被吸收液吸收，不可被吸收的气体排出乙炔吸收塔；
2)将所述吸收液通入闪蒸罐，通过闪蒸分离出乙炔，得到乙炔成品和去除乙炔的吸收液；
3)将所述去除乙炔的吸收液通入加氢反应器，进行加氢反应，得到烷类气体和CO2的混合气；
4)将所述混合气通入所述碳化塔，CO2反应生成碳酸氢铵，实现烷类气体和CO2的分离。
5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，在进行步骤3)所述的加氢反应前，将所述步骤2)中去除乙炔的吸收液先通入再生塔，控制所述再生塔的操作温度为100～120℃，操作压力为0.1～0.6MPa，得到含有残留乙炔的气体混合物，并将所述混合物通入所述乙炔吸收塔的气体入口。
6.根据权利要求4或5所述的方法，其特征在于，所述吸收液为离子液体和有机溶剂的混合溶液，所述的离子液体为体1,3-二乙酰胺咪唑双亚胺盐离子液、1-乙酰胺-3甲基咪唑离子液体和1,3-二氰丙基咪唑离子液体中的一种或两种；所述有机溶剂为N-甲基二乙醇胺、1,8-二氮杂双环[5,4,0]十一碳-7-烯、碳酸丙烯酯中的一种或两种；其中，所述的有机溶剂的体积百分比为5～50％。
7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于，在所述乙炔吸收塔中，控制气体空速为500～750Nm3/h，液体空速为5～7.5m3/h，吸收液的温度为15～35℃，塔内的压力为0～0.5MPa。
8.根据权利要求4或7所述的方法，其特征在于，在所述闪蒸罐中，控制温度为20～40℃，压力为0.08～0.11MPa。
9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，在所述加氢反应器中，操作温度为50～130℃，操作压力为0～0.5Mpa。
10.根据要求4～9任一项所述的方法，其特征在于，包括如下步骤：
1)将天然气氧化裂解得到的产物通入乙炔吸收塔，其中的乙炔、二氧化碳和其他炔烃被吸收液吸收，不可被吸收的气体排出乙炔吸收塔；在所述乙炔吸收塔中，控制气体空速为500～750Nm3/h，液体空速为5～7.5m3/h，吸收液的温度为15～35℃，塔内的压力为0～0.5MPa；
2)将所述吸收液通入闪蒸罐，通过闪蒸分离出乙炔，得到乙炔成品和去除乙炔的吸收液；在所述闪蒸罐中，控制温度为20～40℃，压力为0.08～0.11MPa；
3)将所述去除乙炔的吸收液通入再生塔，得到含有残留乙炔的气体混合物，并将所述混合物通入所述乙炔吸收塔的气体入口；控制所述再生塔的操作温度为100～120℃，操作压力为0.1～0.6MPa；
4)将所述去除乙炔的吸收液通入加氢反应器，进行加氢反应，得到烷类气体和CO2的混合气；在所述加氢反应器中，操作温度为50～130℃，操作压力为0～0.5Mpa；
所述吸收液为：1,3-二乙酰胺咪唑双(三氟甲烷磺酰)亚胺盐离子液体和碳酸丙烯酯的混合溶剂，其中碳酸丙烯酯的质量含量为50％；
或1,3-二乙酰胺咪唑双(三氟甲烷磺酰)亚胺盐离子液体和碳酸丙烯酯的混合溶剂，其中碳酸丙烯酯的质量含量为5％；
或1-乙酰胺-3甲基咪唑离子液体和N-甲基二乙醇胺的混合溶剂，其中N-甲基二乙醇胺的质量含量为10％；
或1-乙酰胺-3甲基咪唑离子液体和碳酸丙烯酯的混合溶剂，其中碳酸丙烯酯的质量含量为5％；
或1,3-二氰丙基咪唑离子液体和1,8-二氮杂双环[5,4,0]十一碳-7-烯的混合溶剂，其中1,8-二氮杂双环[5,4,0]十一碳-7-烯的质量含量为5％。
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