CN108129254A - 一种从乙烷气体中脱除二氧化碳的装置及方法 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种从乙烷气体中脱除二氧化碳的装置及方法，装置包括依次连接的重力分离器、过滤分离器、原料气换热器、吸收塔、闪蒸罐、富液过滤器、贫富液换热器和再生塔；吸收塔的顶部出口与原料气换热器的壳层入口连接，原料气换热器的壳层出口与湿净化气冷却器入口相连；再生塔的底部出口依次与贫富液换热器、低压贫液泵、贫液空冷器和贫液循环泵连接后接入吸收塔；再生塔的顶部出口依次与再生塔顶冷却器、再生塔顶回流罐和再生塔顶回流泵连接后接入再生塔顶部进口。本发明能一次性深度脱除乙烷气体中的二氧化碳、硫化氢以及硫醇、羰基硫等有机硫杂质，大幅降低了下游装置的氢氧化钠消耗，同时极大地提高了乙烷产品的纯度。
Description
技术领域
本发明涉及天然气中轻烃回收领域，尤其是天然气中进行乙烷回收领域，具体为一种从乙烷气体中脱除二氧化碳的装置及方法，适用于各种原料气压力，用于深度脱除乙烷气体中含有的二氧化碳、硫化氢以及硫醇、羰基硫等酸性杂物组分。
背景技术
乙烷是裂解制乙烯的优质原料，乙烷制乙烯的生产成本是石脑油的三分子二，国际上乙烯原料C2-C4占比48％左右，而我国受到原料的制约，则以石脑油为主。从天然气中回收乙烷产品，将其作为蒸汽法热裂解制乙烯的原料，对提高乙烯产品产量，减低乙烯装置能耗，提质增效有积极意义。由于二氧化碳和乙烷的相对挥发度小，在天然气中回收乙烷时，部分二氧化碳进入乙烷产品中，而在后续的乙烷裂解和乙烯深冷分离中，二氧化碳作为炔烃加氢反应的毒物，通常采用氢氧化钠碱液进行二氧化碳的深度脱除，1公斤二氧化碳将产生27.6公斤废碱液，面临较大的环保压力。
发明内容
为了克服现有技术的缺点，本发明提供了一种从乙烷气体中脱除二氧化碳的装置及方法，适用于各种原料气压力，具有能耗低、开产容易，操作简单灵活的优点。
本发明所采用的技术方案是：一种从乙烷气体中脱除二氧化碳的装置，包括依次连接的重力分离器、过滤分离器、原料气换热器、吸收塔、闪蒸罐、富液过滤器、贫富液换热器和再生塔；所述吸收塔的顶部出口与原料气换热器的壳层入口连接，原料气换热器的壳层出口与湿净化气冷却器入口相连；所述再生塔的底部出口依次与贫富液换热器、低压贫液泵、贫液空冷器和贫液循环泵连接后接入吸收塔；所述再生塔的顶部出口依次与再生塔顶冷却器、再生塔顶回流罐和再生塔顶回流泵连接后接入再生塔顶部进口。
本发明还提供了一种从乙烷气体中脱除二氧化碳的方法，包括如下内容：
一、溶液吸收流程：
乙烷气体经原料气换热器换热至30℃～45℃后进入吸收塔，与吸收塔中的溶液逆流接触，被吸收掉二氧化碳、硫化氢以及硫醇、羰基硫杂质后的乙烷气体从吸收塔顶排出，经原料气换热器和湿净化气冷却器换热冷却至40℃以下后经湿净化气分离器进入脱水装置；
二、溶液再生流程：
吸收了二氧化碳、硫化氢以及硫醇、羰基硫杂质后的溶液富液温度为55℃～80℃，从吸收塔底部抽出进入闪蒸罐中，控制闪蒸罐的操作压力为0.4MPa～0.6MPa之间，在闪蒸罐中解析溶液中吸收的大量乙烷和少量杂质；闪蒸气与再生后的贫液在闪蒸塔中逆流接触，洗涤闪蒸气中的溶液；闪蒸后的溶液经富液过滤器过滤和贫富液换热器加热至80℃～105℃后进入再生塔中，控制再生塔操作压力为0.1MPa～0.3MPa之间，与来自再生塔塔底的重沸器产生115℃～130℃的蒸汽逆流接触，解析溶液吸收的大量杂质和少量乙烷气体；再生完成的溶液经过贫富液换热器冷却至65℃～95℃后进入低压贫液泵增压，输送至贫液冷却器冷却至45℃～55℃后经贫液循环泵增压输送至吸收塔中，完成溶液再生流程；
三、再生气净化流程：
从再生塔塔顶再生的大量杂质和少量乙烷气体，经再生塔顶冷却器冷却至40℃以下后在再生塔顶回流罐分离出游离溶液，溶液经再生塔顶回流泵返送至再生塔中回收利用，再生气体经脱硫塔20吸附其中的硫化物杂质后达标排放。
与现有技术相比，本发明的积极效果是：能一次性深度脱除乙烷气体中的二氧化碳、硫化氢以及硫醇、羰基硫等有机硫杂质，大幅降低了下游装置的氢氧化钠消耗，同时也降低了下游装置废碱液的排放量，具有明显的经济和环保效益。采用本发明，净化后的乙烷气中二氧化碳含量≤50ppm，硫化氢含量≤3.5mg/m3，总硫含量≤50mg/m3，极大地提高了乙烷产品的纯度。
附图说明
本发明将通过例子并参照附图的方式说明，其中：
图1是本装置的工艺原理流程图。
具体实施方式
一种从乙烷气体中脱除二氧化碳的装置，如图1所示，包括：重力分离器1、过滤分离器2、原料气换热器3、吸收塔4、湿净化气分离器5、闪蒸罐6、富液过滤器7、贫富液换热器8、再生塔9、再生塔顶冷却器10、再生塔顶回流罐11、再生塔顶回流泵12、低压贫液泵13、贫液冷却器14、溶液预过滤器15、活性炭过滤器16、溶液后过滤器17、贫液循环泵18、闪蒸塔19、脱硫塔20、湿净化气冷却器21、胺液配制罐22、胺液储罐23、重沸器24等，其中：
吸收塔4、再生塔9可为填料塔或板式塔。在再生塔塔底设置重沸器24，重沸器24可为热虹吸式或釜式重沸器；贫富液换热器8可为管壳式或板式换热器。
重力分离器1的顶部出口与过滤分离器2的顶部进口连接，重力分离器1和过滤分离器2的排污口均接至污油收集装置；过滤分离器2的出口与原料气换热器3的管程入口连接，原料气换热器3的管程出口与吸收塔4的底部进口连接，吸收塔4的顶部出口与原料气换热器3的壳层入口连接，原料气换热器3的壳层出口与湿净化气冷却器21入口相连，湿净化气冷却器21出口与湿净化气分离器5的顶部进口连接，湿净化气分离器5的顶部出口接至下游装置；吸收塔4和湿净化气分离器5的底部出口合并后与闪蒸罐6的顶部入口连接，闪蒸罐6的底部出口与富液过滤器7的顶部入口连接，富液过滤器7的底部出口与贫富液换热器8的底部管程入口连接，贫富液换热器8的顶部管程出口与再生塔9的中部进口连接；再生塔9的顶部出口与再生塔顶冷却器10入口连接、再生塔顶冷却器10出口与再生塔顶回流罐11的顶部入口连接，再生塔顶回流罐11的出口与脱硫塔20的入口相连，脱硫塔20的出口接酸气放空管；再生塔顶回流罐11和闪蒸罐6的含油污水均接至污油闪蒸罐；再生塔顶回流罐11的底部出口和再生塔顶回流泵12的入口相连，再生塔顶回流泵12的出口与再生塔9顶部进口相连；再生塔9的底部出口与贫富液换热器8的壳层顶部入口连接，贫富液换热器8的壳层底部出口和胺液储罐23、溶液后过滤器17出口的胺液均经过低压贫液泵13接至贫液冷却器14，贫液冷却器14的出口分成两个支路，一路经贫液循环泵18接入吸收塔4顶部入口，另一路接入溶液预过滤器15的入口，溶液预过滤器15的出口与活性炭过滤器16、溶液后过滤器17依次连接，溶液后过滤器17的出口分成两个支路，一路进入闪蒸塔19，另一路与贫富液换热器8的壳层底部出口和胺液储罐23出口汇合后回到低压贫液泵13的入口。
胺液储罐23、胺液配制罐22和再生塔9依次通过管道连接，组成溶液补充流程。
本发明还提供了一种从乙烷气体中脱除二氧化碳的方法，包括如下内容：
一、溶液吸收流程：
经重力分离器1和过滤分离器2分离过滤的乙烷气体，经过原料气换热器3后至30℃～45℃进入吸收塔4，乙烷气体自下而上，与溶液在吸收塔4中逆流接触，吸收其中的二氧化碳、硫化氢以及硫醇、羰基硫等杂质，气体从吸收塔顶排出，经原料气换热器3和湿净化气冷却器21换热冷却至40℃后经湿净化气分离器5进入下一工序(即脱水装置)；
二、溶液再生流程：
吸收二氧化碳等杂质的溶液富液，从吸收塔4底部抽出进入闪蒸罐6中，控制闪蒸罐的操作压力为0.4MPa～0.6MPa之间，在闪蒸罐中解析溶液中吸收的大部分乙烷，以及少量的二氧化碳等杂质。闪蒸气与来自溶液后过滤器17的再生后的贫液在闪蒸塔19中逆流接触，洗涤闪蒸气中的溶液。闪蒸后的溶液经富液过滤器7过滤和贫富液换热器8加热至80℃～105℃后进入再生塔9中，控制再生塔操作压力为0.1MPa～0.3MPa之间，与来自再生塔塔底的重沸器24产生115℃～130℃的蒸汽逆流接触，解析溶液吸收的大量二氧化碳、硫化氢以及硫醇、羰基硫等杂质，和少量的乙烷气体。再生完成的溶液经过贫富液换热器8冷却至65℃～95℃后进入低压贫液泵13增压，输送至贫液冷却器14冷却至45℃～55℃后经贫液循环泵18增压输送至吸收塔4中，完成溶液再生流程；
三、溶液过滤流程：
再生合格后的溶液，经过溶液预过滤器15、活性炭过滤器16和溶液后过滤器17除去溶液中的机械杂质和降解物。过滤回流流量控制在总循环量的10％～30％之间。
四、再生气净化流程：
从再生塔9塔顶再生的大量二氧化碳、硫化氢以及硫醇、羰基硫等杂质，和少量的乙烷气体，经再生塔顶冷却器10冷却至40℃后在再生塔顶回流罐11分离出游离溶液，溶液经再生塔顶回流泵12返送至再生塔9中回收利用，再生气体经脱硫塔20吸附其中的硫化氢以及硫醇、羰基硫等硫化物杂质，以达到直接排放到大气中的环保标准。
本发明的原理是：
原料乙烷气(T＝-5～0℃，P＝2～6MPa.g)首先经过重力分离器1、过滤分离器2充分分离掉机械杂质、游离水和污油后进入原料气换热器3换热至30～45℃左右后再进入吸收塔4，在吸收塔4中脱除乙烷气中大部分的二氧化碳、硫化氢和有机硫。由吸收塔4塔顶出来的湿净化气(T＝45～55℃)经原料气换热器3换热(T＝40～45℃)后进入湿净化气冷却器21冷却(T＝40℃)后经湿净化气分离器5进入下游脱水装置；由吸收塔4塔底排出的富胺液(T＝55～80℃)与经湿净化气分离器5分离后排除的液体一起进入闪蒸罐6，闪蒸后的闪蒸气(T＝55～80℃)经闪蒸塔19至燃料气系统，闪蒸后的富胺液经富液过滤器7过滤掉机械杂质后进入贫富液换热器，经贫富液换热器8换热后(T＝80～105℃)进入再生塔9中部。再生塔9顶部排除解析的酸气经过再生塔顶冷却器10冷却(T＝40℃)后进入再生塔顶回流罐11，冷却后的液体经过再生塔顶回流泵12回到再生塔9顶部。从再生塔顶回流罐11顶部出来的酸气经脱硫塔20吸收掉硫化氢后放空或进入下游酸气处理装置。由再生塔9底出来的胺液(T＝115～130℃)经贫富液换热器8换热降温后(T＝65～95℃)与胺液配制罐22和胺液储罐23补充的胺液一同经低压贫液泵13、贫液冷却器14、贫液循环泵18后进入吸收塔4顶部(T＝45～55℃)。从贫液冷却器14出口分一股到过滤装置(包含溶液预过滤器15、活性炭过滤器16、溶液后过滤器17)过滤后分别回到低压贫液泵13入口和闪蒸塔19顶部。经本装置脱除后的乙烷气中硫化氢含量≤3.5mg/m3，二氧化碳含量≤50ppm，总硫含量≤50mg/m3，一次性满足低温回收乙烷对原料气的净化要求。
Claims (10)
1.一种从乙烷气体中脱除二氧化碳的装置，其特征在于：包括依次连接的重力分离器、过滤分离器、原料气换热器、吸收塔、闪蒸罐、富液过滤器、贫富液换热器和再生塔；所述吸收塔的顶部出口与原料气换热器的壳层入口连接，原料气换热器的壳层出口与湿净化气冷却器入口相连；所述再生塔的底部出口依次与贫富液换热器、低压贫液泵、贫液空冷器和贫液循环泵连接后接入吸收塔；所述再生塔的顶部出口依次与再生塔顶冷却器、再生塔顶回流罐和再生塔顶回流泵连接后接入再生塔顶部进口。
2.根据权利要求1所述的一种从乙烷气体中脱除二氧化碳的装置，其特征在于：所述贫液空冷器依次与溶液预过滤器、活性炭过滤器和溶液后过滤器连接后接入闪蒸塔顶部。
3.根据权利要求2所述的一种从乙烷气体中脱除二氧化碳的装置，其特征在于：所述闪蒸罐的闪蒸气出口经闪蒸塔接至燃料气系统。
4.根据权利要求2所述的一种从乙烷气体中脱除二氧化碳的装置，其特征在于：所述溶液后过滤器的出口与贫富液换热器的壳层底部出口和胺液储罐出口汇合后接入低压贫液泵。
5.根据权利要求4所述的一种从乙烷气体中脱除二氧化碳的装置，其特征在于：所述胺液储罐、胺液配制罐和再生塔依次通过管道连接。
6.根据权利要求1所述的一种从乙烷气体中脱除二氧化碳的装置，其特征在于：所述再生塔顶回流罐的出口与脱硫塔的入口相连，脱硫塔的出口接酸气放空管。
7.根据权利要求1所述的一种从乙烷气体中脱除二氧化碳的装置，其特征在于：所述湿净化气冷却器出口与湿净化气分离器的顶部进口连接，湿净化气分离器的顶部出口接至脱水装置。
8.一种从乙烷气体中脱除二氧化碳的方法，其特征在于：包括如下内容：
一、溶液吸收流程：
乙烷气体经原料气换热器换热至30℃～45℃后进入吸收塔，与吸收塔中的溶液逆流接触，被吸收掉二氧化碳、硫化氢以及硫醇、羰基硫杂质后的乙烷气体从吸收塔顶排出，经原料气换热器和湿净化气冷却器换热冷却至40℃后经湿净化气分离器进入脱水装置；
二、溶液再生流程：
吸收了二氧化碳、硫化氢以及硫醇、羰基硫杂质后的溶液富液，从吸收塔底部抽出进入闪蒸罐中，控制闪蒸罐的操作压力为0.4MPa～0.6MPa之间，在闪蒸罐中解析溶液中吸收的大量乙烷和少量杂质；闪蒸气与再生后的贫液在闪蒸塔中逆流接触，洗涤闪蒸气中的溶液；闪蒸后的溶液经富液过滤器过滤和贫富液换热器加热至80℃～105℃后进入再生塔中，控制再生塔操作压力为0.1MPa～0.3MPa之间，与来自再生塔塔底的重沸器产生115℃～130℃的蒸汽逆流接触，解析溶液吸收的大量杂质和少量乙烷气体；再生完成的溶液经过贫富液换热器冷却至65℃～95℃后进入低压贫液泵增压，输送至贫液空冷器冷却至45℃～55℃后经贫液循环泵增压输送至吸收塔中，完成溶液再生流程；
三、再生气净化流程：
从再生塔塔顶再生的大量杂质和少量乙烷气体，经再生塔顶冷却器冷却至40℃后在再生塔顶回流罐分离出游离溶液，溶液经再生塔顶回流泵返送至再生塔中回收利用，再生气体经脱硫塔20吸附其中的硫化物杂质后达标排放。
9.根据权利要求8所述的一种从乙烷气体中脱除二氧化碳的方法，其特征在于：由吸收塔塔底排出的富胺液与经湿净化气分离器分离后排除的液体一起进入闪蒸罐，闪蒸后的闪蒸气经闪蒸塔至燃料气系统。
10.根据权利要求8所述的一种从乙烷气体中脱除二氧化碳的方法，其特征在于：再生合格后的溶液经贫液空冷器后依次经过溶液预过滤器、活性炭过滤器和溶液后过滤器，除去溶液中的机械杂质和降解物，过滤后分别回到低压贫液泵入口和闪蒸塔顶部，过滤回流流量控制在总循环量的10％～30％之间。
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