CN105733647A

CN105733647A - 从费托合成尾气中回收液化石油气的方法

Info

Publication number: CN105733647A
Application number: CN201410746173.8A
Authority: CN
Inventors: 李永旺; 张立; 杨强; 安长江; 李明; 孟艾; 向忠权
Original assignee: Synfuels China Technology Co Ltd
Current assignee: SYNEFUELS CHINA Inc.
Priority date: 2014-12-09
Filing date: 2014-12-09
Publication date: 2016-07-06
Anticipated expiration: 2034-12-09
Also published as: CN105733647B

Abstract

本发明涉及从费托合成尾气中回收液化石油气的方法，所述方法采用吸收塔、脱丁烷塔和脱乙烷塔的三塔流程。所述方法包括如下步骤：将费托合成尾气、富吸收剂等在油气分离器中分离得到油相和气相；所述气相经冷却进入吸收塔，并在吸收塔中与吸收剂逆流接触进行吸收，在吸收塔塔底生成富吸收剂；所述油相进入脱丁烷塔中，在脱丁烷塔中进行C₄ ^-烃和C₅ ⁺烃的分离，在脱丁烷塔塔顶产生的粗液化石油气进入脱乙烷塔中，脱除C₂ ^-烃得到液化石油气；在脱丁烷塔塔底生成循环吸收剂，经冷却后返回吸收塔中循环利用。所述方法在确保液化石油气高产率的前提下，实现了轻石脑油组分的高回收率，并极大地降低了设备成本和能耗。

Description

从费托合成尾气中回收液化石油气的方法

技术领域

本发明涉及费托合成尾气处理领域。具体而言，本发明涉及一种改进的低温油洗回收工艺，用于从费托合成尾气中回收液化石油气。

背景技术

中国是一个多煤缺油的国家，为了将储存量巨大的煤炭转化为高效清洁的汽油等产品，近年来我国的科研人员对煤炭的间接液化技术进行了深入研究，例如，中国专利ZL200410012189.2和ZL200410012191.X、以及专利申请CN101396647A中公开了费托合成反应相关的技术。

然而，在煤炭间接液化的费托合成反应过程中会产生大量的费托合成尾气(主要由H₂、CO、C₆以下的低碳烃、CO₂和N₂等成分组成)。尤其是，当以工业规模进行煤炭间接液化时，产生的费托合成尾气的总量很高。因此，如果能够以适当的方式对费托合成尾气进行处理，将能够极大地提升煤制油企业的经济效益。当前，对于费托合成尾气主要采用以下三种方式进行处理：(1)将费托合成尾气直接用作燃料，用来供热或发电；(2)通过膜分离和变压吸附等操作回收氢气、或者通过深冷分离等操作回收甲烷，并将得到的氢气和甲烷通过进一步处理后作为原料气返回至费托合成反应体系中；(3)通过深冷分馏、溶剂吸收等方法回收C₂ ⁺烃。

目前的费托合成尾气处理方式存在如下缺点：(1)当将费托合成尾气直接燃烧以用来供热或发电时，由于尾气燃烧发热效率并不高，而国际原油价格在不断上涨，这种做法变得十分不经济，降低了尾气资源的使用价值；(2)对于氢气和甲烷分离而言，虽然在一定程度上该方式能够将尾气中含量较高的成分加以回收，但是对于其中的重要能源成分(即，液化石油气)最后却用于进行燃烧而非加以回收，在石油资源如此重要的今天，这种处理方式造成了尾气资源的巨大浪费；(3)目前的烃回收方法中，一方面存在工艺复杂、目标烃回收效率不高的问题，另一方面，在采用溶剂吸收的方式回收烃时，存在吸收溶剂循环过程长，生产效率低，且作为附带产物的石脑油组分损失大等缺点，并且当前的溶剂吸收方式还存在能耗大等问题。

例如，中国专利申请CN101173190A提到了一种采用三塔流程的分馏系统，用于在低温油洗工艺期间对加氢工艺中的油气进行处理。并且，该专利申请中公开了如下处理工艺：使上述油气进入吸收塔并与富吸收剂逆流接触，从吸收塔塔底抽出的富吸收剂经过换热、油气分离处理后进入解析塔中，经过处理后，从解析塔的塔底抽出富吸收剂并通入稳定塔中，在稳定塔的塔顶得到液化石油气，在稳定塔的塔底得到作为附带产物的石脑油，并且其中的吸收剂在流经稳定塔后回收加以循环利用。

对于上述这一现有技术所公开的油气处理方法而言，由于在该工艺流程中，吸收剂需要在流经吸收塔、解析塔和稳定塔这三个塔循环后才进行回收，这使得整个工艺的能耗较高。并且，由于吸收剂中的C₅组分、C₆组分含量过高，这将会使得在费托尾气处理过程中产生的干气所夹带的C₅ ⁺组分过多，从而造成作为附带产物的石脑油组分的较大损失。此外，本领域技术人员能够明白的是，由于吸收剂需要在上述三塔中循环，这就使得整个三塔处理装置的尺寸相对较大、结构较为复杂，从而造成了装置成本较高。

为了解决费托合成尾气回收过程中作为附带产物的石脑油损失过大的问题，中科合成油技术有限公司开发的一种回收费托合成尾气中液化气的方法(CN102618317A)中，对现有技术中的三塔流程进行了改进，增加了吸收剂再生塔，降低了石脑油的损失。然而在该工艺中，吸收剂需要在吸收、解析、稳定、再生四塔中进行循环，能耗比三塔流程更高。并且，由于设备增加，在一定程度上也提高了生产成本，并不利于工业上的长期大规模使用。

此外，中国专利申请CN101709226A中同样也公开了采用吸收塔、解析塔和稳定塔三塔流程对烃进行回收的工艺，但是同样由于需要将吸收剂在上述三个塔中进行循环，因此，其能耗相对也比较高。并且，为了满足吸收剂的循环要求，其所采用的装置在尺寸上同样也比较大、并且结构上也较为复杂，这也在一定程度上提高了建设和操作费用。

因此，对本领域技术人员而言，如何开发出能够以低的能耗以及低的生产成本从费托合成尾气中回收液化石油气，并保证较高的石油脑组分回收率成为目前需要解决的技术问题。

发明内容

面对上述技术问题，本发明人提出了一种改进的费托合成尾气低温油洗工艺，从而实现了在经过短的循环流程后即可回收吸收剂，并以高的生产效率从费托合成尾气中回收液化石油气，同时极大地降低了设备成本和能耗，并且还能确保高的石油脑组分回收率。

本发明所述的从费托合成尾气中回收液化石油气的方法采用了吸收塔、脱丁烷塔和脱乙烷塔的三塔流程，其中，在第二个塔(即，脱丁烷塔)中回收吸收剂，并在脱丁烷塔中部设置侧线抽出轻石脑油，由此缩短了吸收剂的循环流程，使得生产效率提高，从而实现了在确保证液化石油气收率的前提下，降低设备投资和能耗，并减小石脑油的损失。

因此，本发明一方面提供了从费托合成尾气中回收液化石油气的方法，其中，所述方法包括以下步骤：

(1)油气分离：将费托合成尾气、来自脱丁烷塔的塔顶不凝气、来自脱乙烷塔的塔顶气和富吸收剂在油气分离器中进行油相、气相和水相的三相分离，油相经升温后进入脱丁烷塔中，气相经冷却后进入吸收塔中；

(2)吸收：所述气相经冷却后进入所述吸收塔的底部，吸收剂经冷却后进入所述吸收塔的顶部，在所述吸收塔中，所述气相和液态的吸收剂逆流接触从而在20℃以下进行吸收，未吸收的气体作为产品干气从所述吸收塔的塔顶排出，处于所述吸收塔塔底的富吸收剂被送回至所述油气分离器中；

(3)脱丁烷：将所述油相经换热升温后通入所述脱丁烷塔中，在所述脱丁烷塔的塔顶分离出C₄ ^-烃，所述C₄ ^-烃经冷却后进入所述脱丁烷塔顶部的回流罐中，所述回流罐中生成的所述塔顶不凝气返回所述油气分离器中，所述回流罐中生成的油相为粗液化石油气(以C₃烃和C₄烃为主，含有少量在油气分离器和脱丁烷塔中未脱除的C₂烃)，所述粗液化石油气中的部分回流至所述脱丁烷塔中，其余部分的粗液化石油气进入所述脱乙烷塔中，在所述脱丁烷塔的中部设置侧线从而排出轻石脑油，在所述脱丁烷塔的塔底排出的吸收剂作为循环吸收剂返回至吸收塔；

(4)脱乙烷：所述粗液化石油气在进入所述脱乙烷塔的顶部后，通过处理脱除C₂ ^-烃，在所述脱乙烷塔的塔底得到液化石油气。

可通过如下段落[1]至段落[21]中所述的内容对本发明的技术方案加以说明：

[1].一种从费托合成尾气中回收液化石油气的方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤：

(1)油气分离：将费托合成尾气、来自脱丁烷塔的塔顶不凝气、来自脱乙烷塔的塔顶气和富吸收剂在油气分离器中进行油相、气相和水相的三相分离，所述油相经升温后进入脱丁烷塔中，所述气相经冷却后进入吸收塔中；

(2)吸收：所述气相经冷却后进入所述吸收塔的底部，吸收剂经冷却后进入所述吸收塔的顶部，在所述吸收塔中，所述气相和吸收剂逆流接触从而在20℃以下进行吸收，未吸收的气体作为产品干气从所述吸收塔的塔顶排出，处于所述吸收塔塔底的富吸收剂被送回至所述油气分离器中；

(3)脱丁烷：将所述油相经换热升温后通入所述脱丁烷塔中，在所述脱丁烷塔的塔顶分离出C₄ ^-烃，所述C₄ ^-烃经冷却后进入所述脱丁烷塔顶部的回流罐中，所述回流罐中生成的所述塔顶不凝气返回所述油气分离器中，所述回流罐底部生成的油相为粗液化石油气，所述粗液化石油气中的部分回流至所述脱丁烷塔中，其余部分的粗液化石油气进入所述脱乙烷塔中，在所述脱丁烷塔的中部设置侧线从而引流出轻石脑油，在所述脱丁烷塔的塔底排出的吸收剂作为循环吸收剂返回至吸收塔；

[2].如段落[1]所述的方法，其特征在于，在所述步骤(1)中，所述费托合成尾气为来自脱碳单元的净化气、来自膜分离单元的非渗透气、或者含有液化石油气组分且与费托合成尾气组成相似的气体及其组合、或者上述气体的混合物。

[3].如段落[2]所述的方法，其特征在于，所述含有液化石油气组分且与费托合成尾气组成相似的气体为加氢精制分馏塔塔顶气或加氢裂化分馏塔塔顶气。

[4].如段落[1]-[3]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步骤(1)中，所述油气分离器可为一个油气分离器、或者操作温度彼此相同或不同的多个油气分离器。

[5].如段落[1]-[4]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步骤(1)中，在所述油气分离器之前或之后设置换热设备。

[6].如段落[1]-[5]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步骤(1)中，所述油气分离器的操作温度为-20～60℃，操作压力为2.0～6.0MPa。

[7].如段落[6]所述的方法，其特征在于，所述油气分离器的操作温度为0～50℃。

[8].如段落[1]-[7]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步骤(2)中，所述气相冷却至-35～15℃后进入所述吸收塔中。

[9].如段落[1]-[8]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步骤(2)中，所述气相与所述吸收剂的摩尔比值为2～6。

[10].如段落[1]-[9]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步骤(2)中，所述吸收剂的主要成分为C₅～C₁₀烃，所述C₅～C₁₀烃为烷烃和/或烯烃。

[11].如段落[1]-[10]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步骤(2)中，所述吸收剂为所述脱丁烷塔中得到的循环吸收剂、或者向吸收塔中另外加入的贫吸收剂。

[12].如段落[11]所述的方法，其特征在于，所述贫吸收剂为费托合成轻质油、石脑油、或二者的混合物。

[13].如段落[1]-[12]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步骤(2)中，所述气相和吸收剂逆流接触从而在15℃以下进行吸收。

[14].如段落[1]-[13]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步骤(2)中，所述吸收塔的操作压力为2～6MPa，操作温度为-30～20℃。

[15].如段落[14]所述的方法，其特征在于，所述吸收塔的操作温度为0～15℃。

[16].如段落[1]-[15]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步骤(3)中，所述油相升温至100～200℃后进入所述脱丁烷塔中。

[17].如段落[16]所述的方法，其特征在于，在所述步骤(3)中，所述油相升温至100～170℃后进入所述脱丁烷塔中。

[18].如段落[1]-[17]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步骤(3)中，所述脱丁烷塔的操作压力为1.5～2.3MPa，塔釜温度为240～260℃。

[19].如段落[1]-[18]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步骤(3)中，所述脱丁烷塔的塔顶分离出的C₄ ^-烃经冷却至38-42℃后进入所述回流罐中。

[20].如段落[1]-[19]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步骤(3)中，在所述脱丁烷塔中部设置的侧线上任选进一步设置汽提塔。

[21].如段落[1]-[20]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步骤(4)中，所述脱乙烷塔的操作压力为1.5～3.5MPa，塔釜温度为55～110℃。

本发明所述的从费托合成尾气中回收液化石油气的方法具有如下特点：

(1)与现有技术相比，本发明所述方法中的吸收剂循环流程显著变短，实现了在第二个塔(即，脱丁烷塔)的塔底回收吸收剂，由此吸收剂不需要进入后续的稳定塔、再生塔等塔中，从而降低了能耗和/或设备成本。并且，本发明的回收方法在相同吸收操作条件下达到了与现有技术相当的液化石油气收率及更高的轻石脑油收率(减少了干气夹带的C₅ ⁺组分)。

例如，与CN102618317A中的工艺设备相比(请参见下表1中的记载)，本发明方法中的设备成本降低约20～30％，蒸汽消耗量(即，能量消耗)减少约30～40％。因此，本发明的方法能够显著降低设备成本和能耗。

表1设备规模比较

	CN 102618317A	本发明
			吸收塔	1	1
脱吸塔/脱乙烷塔	1.7	2.9
			稳定塔/脱丁烷塔	2.3	0.2
再生塔	0.6
			合计	5.6	4.1

注：表1中的数值表示设备尺寸比率。

(2)在脱丁烷塔的中部设置侧线能够及时地排出费托合成尾气中的C₅烃和C₆烃，从而使脱丁烷塔中回收的吸收剂所夹带的C₅烃和C₆烃的量减少，由此避免吸收剂在循环过程中变轻、同时能够保证吸收剂的吸收效果，并且通过减少干气产品中的C₅ ⁺烃携带量，最终降低了轻石脑油的损失。同时，还可通过改变侧线的C₅烃和C₆烃排出量，调节吸收剂的轻重(以防当C₅烃和C₆烃含量过高时，使得吸收剂过轻而影响吸收效果，并防止由于干气中C₅烃和C₆烃的携带量增加而造成的增高的轻石脑油损失)，以适应费托合成尾气的变化。

(3)由于吸收塔在低温下进行操作(例如，可通过采用液氨或液体丙烯冷却吸收塔进料来实现低温操作)，保证了高的液化石油气回收率。

附图说明

图1为本发明所述的一种从费托合成尾气中回收液化石油气的方法的流程示意图。

其中，1-油气分离器；2-吸收塔；3-脱丁烷塔；4-脱乙烷塔；5-脱丁烷塔顶部的回流罐；101-费托合成尾气；102-来自脱丁烷塔的塔顶不凝气；103-来自脱乙烷塔的塔顶气；104-油气分离器中得到的气相；105-干气；106-富吸收剂；107-油气分离器中得到的油相；108-油气分离器中得到的水相；109-循环吸收剂；110-C₄ ^-烃；111-轻石脑油；112-粗液化石油气；113-液化石油气；114-贫吸收剂。

具体实施方式

在本发明中，术语“C_n烃”表示碳原子数为n的烃，其中，n可为1以上的任意整数，如1、2、3、4、5、6等，例如，C₄烃表示碳原子数为4的烃。

在本发明中，术语“C_n ^-烃”表示碳原子数为n及其以下的烃，其中，n可为1以上的任意整数，如1、2、3、4、5、6等，例如，C₄ ^-烃表示碳原子数为4以下的烃，C₂ ^-烃表示碳原子数为2以下的烃。

在本发明中，术语“C_n ⁺烃”表示碳原子数为n及其以上的烃，其中，n可为1以上的任意整数，如1、2、3、4、5、6等，例如，C₅ ⁺烃表示碳原子数为5以上的烃。

在本发明中，术语“富吸收剂”表示吸收剂进入吸收塔后，与来自油气分离器的气相接触并吸收C₃ ⁺烃，由此聚集到塔底而形成的吸收剂。

在本发明中，术语“贫吸收剂”表示新加入吸收塔中的吸收剂。

在本发明中，除非另有说明，术语“低温”表示20℃以下的温度。

在本发明中，术语“急冷器”指以液氨或液体丙烯等为冷却介质的换热器。

在本发明中，术语“脱丁烷塔的塔顶不凝气”是指在脱丁烷塔顶部的回流罐中未发生冷凝的气态烃，主要包括C₂烃，同时还含有少量的C₃烃和C₄烃。

在本发明中，术语“脱乙烷塔的塔顶气”是指以C₂烃为主，同时还含有少量的C₃烃和C₄烃的烃混合物。

在本发明中，术语“干气”是指主要成分为C₂ ^-烃、H₂、CO和惰性气体的气体混合物。

在本发明中，术语“粗液化石油气”是指以C₃烃和C₄烃为主、含有少量在油气分离器和脱丁烷塔中未脱除的C₂烃的混合物。

在本发明中，术语“轻石脑油”是指馏程在0℃～100℃之间的馏分，主要由C₅烃和C₆烃组成。

在本发明中，除非另有说明书，所提到的费托合成尾气选自于来自脱碳单元的净化气、来自膜分离单元的非渗透气、或者含有液化石油气组分且与费托合成尾气组成相似的气体及其组合(例如，加氢精制分馏塔塔顶气、加氢裂化分馏塔塔顶气、或其组合等)、或者上述气体的混合物。

在一个实施方式中，本发明提供了从费托合成尾气中回收液化石油气的方法，所述方法包括以下步骤：

在本发明的一个优选实施方式中，在所述步骤(1)中，所述费托合成尾气为来自脱碳单元的净化气、来自膜分离单元的非渗透气、或者含有液化石油气组分且与费托合成尾气组成相似的气体及其组合(例如，加氢精制分馏塔塔顶气、加氢裂化分馏塔塔顶气、或其组合等)、或者上述气体的混合物。

在本发明的一个优选实施方式中，在所述步骤(1)中，所述油气分离器可为一个油气分离器、或者操作温度彼此相同或不同的多个油气分离器。在本发明的进一步优选实施方式中，在所述油气分离器之前或之后设置换热设备，从而更有利于气相在进入吸收塔之前降低至所需温度。

在本发明的一个优选实施方式中，在所述步骤(1)中，所述油气分离器的操作温度为-20～60℃，操作压力为2.0～6.0MPa。在本发明的进一步优选实施方式中，所述油气分离器的操作温度为0～50℃。

在本发明的一个优选实施方式中，在所述步骤(2)中，所述气相冷却至-35～15℃后进入所述吸收塔中。

在本发明的一个优选实施方式中，在所述步骤(2)中，所述气相与所述吸收剂的摩尔比值为2～6。

在本发明的一个优选实施方式中，在所述步骤(2)中，所述吸收剂的主要成分为C₅～C₁₀烃，所述C₅～C₁₀烃为烷烃和/或烯烃。在本发明的另一优选实施方式中，在所述步骤(2)中，所述吸收剂为所述脱丁烷塔中得到的循环吸收剂、或者向吸收塔中另外加入的贫吸收剂。在本发明的进一步优选实施方式中，所述贫吸收剂为费托合成轻质油、石脑油、或二者的混合物，从而能够进一步降低生产成本。

在本发明的一个优选实施方式中，在所述步骤(2)中，所述气相和吸收剂逆流接触从而在15℃以下进行吸收。

在本发明的一个优选实施方式中，在所述步骤(2)中，所述吸收塔的操作压力为2.0～6.0MPa，操作温度为-30～20℃。在本发明的进一步优选实施方式中，所述吸收塔的操作温度为0～15℃。

在本发明的一个优选实施方式中，在所述步骤(3)中，所述油相升温至100～200℃后进入所述脱丁烷塔中。在本发明的进一步优选实施方式中，所述油相升温至100～170℃后进入所述脱丁烷塔中。

在本发明的一个优选实施方式中，在所述步骤(3)中，所述脱丁烷塔的操作压力为1.5～2.3MPa，塔釜温度为240～260℃。

在本发明的一个优选实施方式中，在所述步骤(3)中，所述脱丁烷塔的塔顶分离出的C₄ ^-烃经冷却至38-42℃后进入所述回流罐中。

在本发明的一个优选实施方式中，在所述步骤(3)中，在所述脱丁烷塔中部设置的侧线上任选进一步设置汽提塔，以使所述侧线排出的轻石脑油中携带的轻组分(主要成分为C₄ ^-烃)经所述汽提塔处理后返回所述脱丁烷塔中，从而能够更好地满足下游处理对石脑油的饱和蒸汽压要求。

在本发明的一个优选实施方式中，在所述步骤(4)中，所述脱乙烷塔的操作压力为1.5～3.5MPa，塔釜温度为55～110℃。

对于本发明的方法而言，通过将富吸收剂与油气分离器中的气相进行平衡从而脱除部分C₂ ^-烃后得到油相，由此使得在进入脱丁烷塔进行处理时，能够减少脱丁烷塔的塔顶不凝气和脱乙烷塔的塔顶气的量。

对于本发明的方法而言，通过在所述脱丁烷塔的中部设置侧线而排出轻石脑油能够另外实现如下有益效果：调节循环吸收剂的轻重，减少产品干气中C₅ ⁺烃的携带量。

对于本发明的方法而言，通过将来自脱丁烷塔的塔顶不凝气与来自脱乙烷塔的塔顶气循环回到油气分离器中，可提高液化石油气的产率。或者，根据全厂的燃料气平衡情况，所述塔顶不凝气和塔顶气可作为燃料直接进入燃料气管网中。

为了充分利用能量，降低装置能耗，可根据常规的夹点分析的结果优化换热网络。

下面将结合附图内容来进一步解释本发明所述的液化石油气回收方法。但是，本发明所述的液化石油气回收方法并不仅限于此。

a)尾气处理

费托合成尾气101、来自脱丁烷塔的塔顶不凝气102、来自脱乙烷塔的塔顶气103与吸收塔塔底生成的富吸收剂106进入油气分离器1中。在油气分离器1中进行气相104、油相107和水相108的三相分离，所得到的油相107经升温后作为脱丁烷塔3的进料，所得到的气相104经冷却后进入吸收塔2中。

b)吸收并回收液化石油气

吸收剂(可仅为来自脱丁烷塔底的循环吸收剂109、或者在需要时可包括另外通入的贫吸收剂114)经冷却后进入所述吸收塔2的顶部，并与来自所述油气分离器1的所述气相104在所述吸收塔2中进行逆流接触，在例如-30～20℃的温度下进行吸收。其中，未吸收的气体作为产品干气105进入下游装置，在所述吸收塔2的塔底生成吸收了液化石油气组分的富吸收剂106，所述富吸收剂106返回至所述油气分离器1中。

所述富吸收剂106在所述油气分离器1中通过与其中的气相平衡从而脱除部分C₂ ^-烃后，得到油相107。所述油相107经升温后进入到所述脱丁烷塔3中，在所述脱丁烷塔3中进行C₄ ^-烃和C₅ ⁺烃的分离。其中，所述脱丁烷塔3由塔底重沸器提供热量。为保证所述脱丁烷塔3的分离效果，在所述脱丁烷塔3的顶部设置回流罐5，回流比为2～6。在所述脱丁烷塔3的塔顶产生C₄ ^-烃110，所述C₄ ^-烃110经冷却后进入所述回流罐5中进行后续处理。在所述回流罐5中生成塔顶不凝气102。所述塔顶不凝气102可经升压后返回所述油气分离器1中，或者根据全厂的燃料气平衡情况，进入燃料气管网中。

在所述脱丁烷塔3的塔底生成液态的吸收剂，其中，所述吸收剂作为循环吸收剂109经冷却升压后循环回到所述吸收塔2中再次使用。

在所述脱丁烷塔3的中部设置侧线，以将轻石油脑111引流出来。通过所述侧线将比吸收剂轻的组分抽出，从而保证循环吸收剂的质量稳定，减少产品干气中C₅ ⁺烃的携带量。可根据下游装置对轻石脑油的饱和蒸汽压的要求，进一步任选在所述侧线上设置汽提塔。

同时，还可通过调节所述侧线中排出的轻石脑油111的量，以调整所述脱丁烷塔3塔底产生的吸收剂的轻重，从而适应于费托合成尾气的变化。根据具体情况，可在需要时向所述吸收塔2中另外加入新的贫吸收剂114。所述贫吸收剂114可为费托合成轻质油、石脑油、或二者的混合物。

在所述回流罐5底部生成的粗液化石油气112进入脱乙烷塔4中，在所述脱乙烷塔4中脱除C₂ ^-烃后，在所述脱乙烷塔4的塔底得到液化石油气113。为减少液化石油气的损失，可将所述脱乙烷塔4的塔顶气103返回至所述油气分离器1中。或者，还可根据全厂的燃料气平衡情况，所述脱乙烷塔4的塔顶气进入燃料气管网中。

实施例

为更好地理解本发明，下面将结合实例作进一步阐述，但这些实例并不应理解为对本发明保护范围的任何限制。

实施例1

费托合成尾气(来自脱碳单元的净化气)、来自脱丁烷塔的塔顶不凝气、来自脱乙烷塔的塔顶气、以及吸收塔塔底生成的富吸收剂进入油气分离器中，在35℃和3.05MPa的操作条件下进行油相、气相、水相三相分离，水相从所述油气分离器中直接排出。

分离出的气相经压缩机(由沈阳气体压缩机股份有限公司提供)升压至5.9MPa，并在急冷器中冷却至5℃后进入吸收塔。将来自脱丁烷塔的循环吸收剂升压至5.9MPa，并在急冷器中冷却至5℃后输送入吸收塔中，所述气相与所述吸收剂的摩尔比为4.2。所述气相与所述吸收剂在吸收塔中逆流接触完成吸收过程，所述吸收塔的操作压力为5.9MPa，操作温度为5℃。在所述吸收塔的塔顶产生干气，处于所述吸收塔塔底的富吸收剂与来自脱丁烷塔底的循环吸收剂换热后返回到油气分离器中。

在所述油气分离器中分离得到的油相与来自脱丁烷塔底的循环吸收剂换热，在所述油相的温度升高至150℃后进入脱丁烷塔中。所述脱丁烷塔的操作压力为1.9MPa，塔釜温度为250℃，回流比为3:1。所述脱丁烷塔的塔顶分离出C₄ ^-烃，并在冷却至40℃后送入脱丁烷塔顶部的回流罐中，所述回流罐的操作温度为40℃。在所述回流罐中产生的塔顶不凝气返回到油气分离器中，在所述回流罐底部产生的粗液化石油气输送入脱乙烷塔中，经过脱乙烷塔处理得到液化石油气。在所述脱丁烷塔的塔底生成液态吸收剂，所述液态吸收剂作为循环吸收剂返回至吸收塔中。

所述脱乙烷塔的操作压力为3.5MPa，塔釜温度为101℃。所述脱乙烷塔的塔顶气返回至油气分离器中，塔底产生液化石油气。所述吸收塔的理论板数为20块，所述脱丁烷塔的理论板数28块，所述脱乙烷塔的理论板数为18块。该实施例1中所采用的原料及所制备得到的产品数据见下表2。

表2：实施例1中的各物流数据

本实施例中费托合成尾气(来自脱碳单元的净化气)各成分的摩尔组成为：H₂O:0.75％，CO:20.76％，H₂:11.89％，CO₂:5.88％，N₂:23％，C₂ ^-烃:16.64％，C₃烃:7.26％，C₄烃:6.53％，C₅ ⁺烃:6.63％。

经测定，该实施例中的液化石油气回收率为98％。同时，轻石脑油的收率为82％。装置能耗为97kg标油/吨原料。

实施例2

除了将急冷器中冷却的气相和循环吸收剂的温度由5℃调整为-15℃，且吸收剂用量由160000kg/h变为120000kg/h以外，该实施例的工艺路线及其余操作条件均与实施例1相同。该实施例2中所采用的原料及所制备得到的产品数据见下表3。

表3：实施例2中的各物流数据

经测定，该实施例中的液化石油气回收率为98％。同时，轻石脑油的收率为88％。

实施例3

除了将通入吸收塔中的气相和吸收剂的压力由5.9MPa调整为3.0MPa，且吸收剂用量由160000kg/h变为220000kg/h以外，该实施例的工艺路线及其余操作条件均与实施例1相同。该实施例3中所采用的各原料及所制备得到的各产品数据见下表4。

表4：实施例3中的各物流数据

经测定，该实施例中的液化石油气回收率为97％。同时，轻石脑油的收率为80％。

实施例4

除了将脱丁烷塔的操作压力由1.9MPa变为1.6MPa以外，该实施例的工艺路线及其余操作条件均与实施例1相同。该实施例4中所采用的原料及所制备得到的产品数据见下表5。

表5：实施例4中的各物流数据

经测定，该实施例中的液化石油气回收率为97％。同时，轻石脑油的收率为83％。

实施例5

将费托合成尾气(来自脱碳单元的净化气)、来自脱丁烷塔的塔顶不凝气、来自脱乙烷塔的塔顶气混合并冷却至-20℃后进入油气分离器，将吸收塔塔底生成的富吸收剂送入油气分离器中，在-20℃和2.1MPa的操作条件下进行油相、气相、水相三相分离，水相从所述油气分离器中直接排出。

分离出的气相在急冷器中冷却至-35℃后进入吸收塔。将来自脱丁烷塔的循环吸收剂升压至2.2MPa，并在急冷器中冷却至-35℃后输送入吸收塔中，所述气相与所述吸收剂的摩尔比为6。所述气相与所述吸收剂在吸收塔中逆流接触完成吸收过程，所述吸收塔的操作压力为2.0MPa，操作温度为-22℃。在所述吸收塔的塔顶产生干气，处于所述吸收塔塔底的富吸收剂返回到油气分离器中。

在所述油气分离器中分离得到的油相与来自脱丁烷塔底的循环吸收剂换热，在所述油相的温度升高至105℃后进入脱丁烷塔中。所述脱丁烷塔的操作压力为1.5MPa，塔釜温度为243℃，回流比为3:1。所述脱丁烷塔的塔顶分离出C₄ ^-烃，并在冷却至40℃后送入脱丁烷塔顶部的回流罐中，所述回流罐的操作温度为40℃。在所述回流罐中产生的塔顶不凝气返回到油气分离器中，在所述回流罐底部产生的粗液化石油气输送入脱乙烷塔中，经过脱乙烷塔处理得到液化石油气。在所述脱丁烷塔的塔底生成的液态吸收剂，所述液态吸收剂作为循环吸收剂返回至吸收塔中。在脱丁烷塔中部设置汽提塔，抽出轻石脑油。

所述脱乙烷塔的操作压力为1.5MPa，塔釜温度为56℃。所述脱乙烷塔的塔顶气返回至油气分离器中，塔底产生液化石油气。所述吸收塔的理论板数为20块，所述脱丁烷塔的理论板数28块，所述脱乙烷塔的理论板数为18块。该实施例5中所采用的原料及所制备得到的产品数据见下表6。

表6：实施例5中的各物流数据

本实施例中所用的费托合成尾气与实施例1中的费托合成尾气具有相同的摩尔组成。

经测定，该实施例中的液化石油气回收率为95％。同时，轻石脑油的收率为78％。

实施例6

将费托合成尾气(来自脱碳单元的净化气)、来自脱丁烷塔的塔顶不凝气、来自脱乙烷塔的塔顶气混合并升温至60℃后进入油气分离器，将吸收塔塔底生成的富吸收剂升温至45℃后送入油气分离器中，在56℃和6.0MPa的操作条件下进行油相、气相、水相三相分离，水相从所述油气分离器中直接排出。

分离出的气相在急冷器中冷却至-35℃后进入吸收塔。将来自脱丁烷塔的循环吸收剂升压至2.2MPa，并在急冷器中冷却至15℃后输送入吸收塔中，所述气相与所述吸收剂的摩尔比为2.6。所述气相与所述吸收剂在吸收塔中逆流接触完成吸收过程，所述吸收塔的操作压力为5.9MPa，操作温度为20℃。在所述吸收塔的塔顶产生干气，处于所述吸收塔塔底的富吸收剂返回到油气分离器中。

在所述油气分离器中分离得到的油相与来自脱丁烷塔底的循环吸收剂换热，在所述油相的温度升高至160℃后进入脱丁烷塔中。所述脱丁烷塔的操作压力为2.1MPa，塔釜温度为253℃，回流比为3:1。所述脱丁烷塔的塔顶分离出C₄ ^-烃，并在冷却至40℃后送入脱丁烷塔顶部的回流罐中，所述回流罐的操作温度为40℃。在所述回流罐中产生的塔顶不凝气返回到油气分离器中，在所述回流罐底部产生的粗液化石油气输送入脱乙烷塔中，经过脱乙烷塔处理得到液化石油气。在所述脱丁烷塔的塔底生成的液态吸收剂，所述液态吸收剂作为循环吸收剂返回至吸收塔中。在脱丁烷塔中部设置汽提塔，抽出轻石脑油。

所述脱乙烷塔的操作压力为3.5MPa，塔釜温度为101℃。所述脱乙烷塔的塔顶气返回至油气分离器中，塔底产生液化石油气。所述吸收塔的理论板数为20块，所述脱丁烷塔的理论板数28块，所述脱乙烷塔的理论板数为18块。该实施例6中所采用的原料及所制备得到的产品数据见下表7。

表7：实施例6中的各物流数据

经测定，该实施例中的液化石油气回收率为98％。同时，轻石脑油的收率为75％。

对比例1

按照中国专利申请CN101709226A中具体实施方式部分的记载进行试验。本发明人发现，采用上述中国专利申请CN101709226A中记载的工艺时，液化石油气的产率为90％，但轻石脑油的收率仅为60％，比本发明所述方法的液化石油气和轻石脑油收率均更低。并且，由于该在先专利申请中吸收剂需要在三个塔中进行循环，因此，其投资和操作维护费用比起本发明所述方法更高。

通过上述实施例1-6和对比例1的结果可以看出，本发明所提供的从费托合成尾气中回收液化石油气的方法，能够以低的能耗(97kg标油/吨原料)实现更高的液化石油气产率(95％-98％)，同时，还能保证明显更高于现有技术的轻石脑油收率。并且，吸收循环流程的缩短有利于降低投资和维护成本。

Claims

1.一种从费托合成尾气中回收液化石油气的方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤：

2.如权利要求1所述的方法，其特征在于，在所述步骤(1)中，所述费托合成尾气为来自脱碳单元的净化气、来自膜分离单元的非渗透气、或者含有液化石油气组分且与费托合成尾气组成相似的气体及其组合、或者上述气体的混合物。

3.如权利要求1或2所述的方法，其特征在于，在所述步骤(1)中，所述油气分离器为一个油气分离器、或者操作温度彼此相同或不同的多个油气分离器。

4.如权利要求1-3中任一项所述的方法，其特征在于，在所述步骤(1)中，所述油气分离器的操作温度为-20～60℃，操作压力为2.0～6.0MPa。

5.如权利要求1-4中任一项所述的方法，其特征在于，在所述步骤(2)中，所述气相冷却至-35～15℃后进入所述吸收塔中。

6.如权利要求1-5中任一项所述的方法，其特征在于，在所述步骤(2)中，所述气相与所述吸收剂的摩尔比值为2～6。

7.如权利要求1-6中任一项所述的方法，其特征在于，在所述步骤(2)中，所述吸收剂为所述脱丁烷塔中得到的循环吸收剂、或者向所述吸收塔中另外加入的贫吸收剂。

8.如权利要求1-7中任一项所述的方法，其特征在于，在所述步骤(2)中，所述吸收塔的操作压力为2～6MPa，操作温度为-30～20℃。

9.如权利要求1-8中任一项所述的方法，其特征在于，在所述步骤(3)中，所述油相升温至100～200℃后进入所述脱丁烷塔中。

10.如权利要求1-9中任一项所述的方法，其特征在于，在所述步骤(4)中，所述脱乙烷塔的操作压力为1.5～3.5MPa，塔釜温度为55～110℃。