CN109045929A - 一种炼厂干气回收系统及方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及炼厂干气处理领域，具体公开了一种炼厂干气回收系统，包括依次连接的干气压缩机、脱水脱汞床、冷箱、吸收塔、闪蒸罐和解吸塔；所述干气压缩机的原料入口与用于供应炼厂干气的原料输送装置连接，所述解吸塔的塔顶出气口连接产品输送装置，所述产品输送装置的第一入口与所述解吸塔连接，所述产品输送装置的第二入口与所述冷箱连接；所述冷箱的出气口与吸收塔的进气口连接，所述冷箱上还设置有第一冷却剂入口与第一冷却剂出口和第二冷却剂入口与第二冷却剂出口。本发明还公开了一种炼厂干气回收方法，所述吸收剂为聚醇醚，本发明方法工艺流程简单、操作方便、能耗低，而且对乙烷、乙烯、丙烷和丙烯均具有较高的回收率。

Description

一种炼厂干气回收系统及方法
技术领域
本发明涉及炼厂干气处理领域，具体涉及一种炼厂干气回收系统及方法。
背景技术
炼厂干气主要来源于石油化工厂的原油蒸馏、催化裂化、石油焦化、加氢裂化等石油一次加工或二次加工过程。炼厂干气是一种混合气体，炼厂干气中富含乙烷、乙烯、丙烷等轻烃类碳二组分或者碳三组分以及氢气、甲烷等组分和少量杂质，其中乙烷和丙烯在农药、医药、燃料、涂料、表面活性剂、树脂等方面应用广泛，是众多材料合成的原料，而乙烷和丙烷又是乙烯或者丙烯生产过程中最重要的原料之一，因此，从炼厂干气中回收利用价值较高的轻烃对提高经济效益和环保效益具有重要意义。
目前从炼厂干气中回收轻烃的方法主要有深冷分离法、中冷油吸收法、络合分离法或者变压吸附法等，其中变压吸附法因操作简单，投资成本较低而日益受到关注。但是，现有技术中采用的变压吸附法从炼厂干气中回收利用轻质烃类普遍存在回收率低、能耗高的问题。
例如，中国专利文献CN101575254A公开了一种炼厂干气回收聚合级乙烯工艺，包括炼厂干气进行压缩、脱除酸性气体、除杂冷却后，送入脱碳四塔，该工艺能够消除因吸收过程中重碳四易于碳五二烯烃聚合而带来爆炸的危险，工艺简单，投资成本低，且具有较高的乙烯回收率，但是其对乙烷的回收率较低，而且并不能有效回收碳三馏分，不适用于富含碳三馏分的炼厂干气的回收利用。
中国专利文献CN104419464B公开了一种炼厂干气回收系统及炼厂干气回收方法，所述系统包括：压缩机、吸收塔、解吸塔、膨胀机-冷箱系统、液化冷却器；压缩机连接吸收塔，吸收塔塔釜连接解吸塔，解吸塔连接吸收塔上部，吸收塔顶部连接膨胀机-冷箱系统，所述膨胀机-冷箱系统包括冷箱、膨胀机、增压机和闪蒸罐，该吸收系统虽然设备少，流程简单，但是除了乙烯之外的其他轻烃，如乙烷、丙烯、丙烷的回收率均较低，而且流程复杂，能源消耗相对较高，投资相对较大。
综上所述，现有的炼厂干气回收利用主要针对炼厂干气中的乙烯进行回收，而对于如何提高有较高价值的乙烷、丙烯或者丙烷的回收率需要进一步研究，此外，现有工艺存在能耗大、回收率低、流程复杂等的问题。
发明内容
因此，本发明要解决的技术问题在于克服现有技术中的存在的回收率低、能耗高、工艺适用性受限的问题，提供一种炼厂干气回收系统及方法，本发明方法工艺流程简单、操作方便、能耗低，而且对乙烷、乙烯、丙烷和丙烯均具有较高的回收率。
为了解决上述技术问题，本发明提供了一种炼厂干气回收系统，包括依次连接的干气压缩机、脱水脱汞床、冷箱、吸收塔、闪蒸罐和解吸塔；
其中，所述干气压缩机的原料入口与用于供应炼厂干气的原料输送装置连接，所述解吸塔的塔顶出气口连接产品输送装置，所述产品输送装置的第一入口与所述解吸塔的塔顶出气口连接，所述产品输送装置的第二入口与所述冷箱连接；
所述冷箱的出气口与吸收塔的进气口连接，所述冷箱上还设置有供第一冷却剂流通以回收其冷量的第一冷却剂入口与第一冷却剂出口和供第二冷却剂流通以回收其冷量的第二冷却剂入口与第二冷却剂出口，所述冷箱的第一冷却剂入口与吸收塔的塔顶出气口连接，所述冷箱的第二冷却剂入口与闪蒸罐的罐顶出气口连接，所述冷箱的第二冷却剂出口与产品输送装置的第二入口连接；
所述闪蒸罐的进液口与吸收塔的塔釜出液口连接，所述闪蒸罐的罐底出液口与解吸塔的进液口连接。
还包括用于供闪蒸罐的罐底出液口输出的富液和解吸塔的塔釜出液口输出的贫溶剂进行热量交换的贫富液换热器，所述贫富液换热器的富液入口与所述闪蒸罐的罐底出液口连接，所述贫富液换热器的富液出口与解吸塔的进液口连接，所述贫富液换热器的贫溶剂入口与解吸塔的塔釜出液口连接，所述贫富液换热器的贫溶剂出口与吸收塔的进液口连接。
还包括连接于所述干气压缩机和脱水脱汞床之间的脱氧加氢床，所述脱氧加氢床的进气口连接所述干气压缩机的出气口，所述脱氧加氢床的出气口连接脱水脱汞床的进气口。
所述吸收塔可以采用板式塔或者填料塔，所述解吸塔可以采用板式塔或者填料塔。
当采用板式塔时，所述吸收塔的理论塔板数为20-30块，所述解吸塔的理论塔板数为3-20块。
所述吸收塔的操作压力为1.0～3.0MPa，塔顶温度为0～-30℃。
所述解吸塔的操作压力为0.1～1.0MPa，塔顶温度为130～160℃。
所述吸收塔的进气口位于吸收塔自下而上的第2-5块塔板之间对应的侧壁处，所述吸收塔的进液口位于吸收塔自上而下的第1块塔板对应的侧壁处。
所述解吸塔的进液口位于位于解吸塔自上而下的第1-4块塔板对应的侧壁处。
所述吸收塔塔釜和解吸塔釜均设置有再沸器。
所述脱水脱汞床采用的吸附剂为分子筛、活性炭、载硫活性炭或者银活性炭中的一种或者至少两种的混合物。
本发明还提供了一种炼厂干气回收方法，包括如下步骤：
炼厂干气经压缩升压、脱氧加氢、脱水脱汞、冷却降温后，再输送至吸收塔经吸收塔内的吸收剂吸收后产生富含碳二组分和碳三组分的富液，吸收塔塔顶得到燃料气，富液经解吸后，得到产品气体和贫溶剂；
其中，所述吸收剂为聚醇醚，所述聚醇醚具有如式(Ⅰ)所示的结构；
CxHy-(O-CH2-CH2)n-OCxHy (Ⅰ)；
其中，n＝2-8，x＝1y＝3或x＝4y＝9。
每标准立方米的炼厂干气中加入的聚醇醚的循环量为2-7kg/h。
所述吸附剂聚醇醚的制备方法为：选用甲醇或丁醇为起始剂，加入碱性催化剂，在150-300℃温度下，与环氧乙烷进行聚合加成反应，制得中间体，然后将所述中间体与氯甲烷或氯丁烷在0-80℃的温度下进行醚化反应，反应结束后经酸碱中和、脱盐及脱除过量卤代烷后得到如式(Ⅰ)所示的聚醇醚，其中所述甲醇或者丁醇与环氧乙烷的质量比为1-6:1；所述中间体与氯甲烷或氯丁烷的质量比为0.8-1.2:3。
还包括冷量回收过程，所述冷量吸收与冷却降温过程同时进行，所述冷量回收的具体过程为：在富液经解吸处理之前，先将富液迅速降压分离出部分富含碳二组分和碳三组分的产品气，将所述产品气和经吸收过程分离出的燃料气分别作为第一冷却剂和第二冷却剂同时与炼厂干气经过热交换回收两者的冷量后再分别输送出去。
还包括热交换过程，所述热交换的具体过程为：将经解吸过程产生的贫溶剂与吸收过程产生的富液进行热交换，富液升温的同时贫溶剂降温，然后升温后的富液再经解吸得到产品气体和贫溶剂，降温后的贫溶剂进一步冷却后作为吸收剂回用于吸收过程。
所述压缩过程中将炼厂干气升压至1.0-3.0MPa。
所述解吸步骤可以采用蒸汽、空气或者氮气作为解吸气。
所述炼厂干气为重油催化裂化炼厂干气、延迟焦化炼厂干气、脱硫加氢炼厂干气、制氢炼厂干气和轻烃回收炼厂干气中的一种或者至少两种的混合炼厂干气。
本发明技术方案，具有如下优点：
1.本发明提供的炼厂干气回收系统，通过冷箱上进气口和出气口的设置以及冷箱上供第一冷却剂流通以回收其冷量的第一冷却剂入口与第一冷却剂出口和供第二冷却剂流通以回收其冷量的第二冷却剂入口与第二冷却剂出口的设置，其中第一冷却剂入口、第二冷却剂入口和进气口分别与吸收塔的塔顶出气口、闪蒸罐的罐顶出气口和脱水脱汞床的出气口相连接，使得通过脱水脱汞床处理后的炼厂干气能够在冷箱内与吸收塔的塔顶气体和闪蒸罐的罐顶气体同时进行热量交换，提高换热效率，实现了同时对两种气体中储存的冷量进行回收的目的，不仅加速了对炼厂干气的冷却降温，而且提高了换热均匀性和热能利用率，使得无需通过额外增加外部冷源即可将炼厂干气冷却至0℃以下，满足了吸收塔低温吸收过程对炼厂干气的温度要求，显著降低了炼厂干气回收过程中的能源消耗，而且本发明采用两塔吸收工艺，还具有工艺流程简单，操作方便，运行稳定的优点。
2.本发明提供的炼厂干气回收系统，通过吸收塔位于塔釜连接的闪蒸罐，能够使吸收塔塔釜高压饱和液体即富液迅速降低压力，使得富液中的部分烃类气化转变成气体而从液体中分离出来，从而减少输送至解吸塔的富液流量，降低解吸塔的处理负荷，进而减少解吸时所需的蒸汽消耗，使得炼厂干气回收过程的能源消耗得到进一步降低。
3.本发明提供的炼厂干气回收系统，通过所述贫富液换热器的富液入口与所述闪蒸罐的罐底出液口连接，所述贫富液换热器的富液出口与解吸塔的进液口连接，所述贫富液换热器的贫溶剂入口与解吸塔的塔釜出液口连接，所述贫富液换热器的贫溶剂出口与吸收塔的进液口连接，使得解吸塔的贫溶剂从塔釜出液口输送至贫富液交换器，闪蒸罐的出口液体经闪蒸罐的罐底出液口输送至贫富液交换器，在贫富液交换器内贫溶剂和富液进行热交换，不仅能够降低贫溶剂的温度，使其可以回流入吸收塔重新作为吸收剂使用，提高吸收效果，而且可以提高输入解吸塔的富液的温度，进而减少解吸塔的蒸汽消耗，进一步降低了炼厂干气回收过程中的能源消耗。
4.本发明提供的炼厂干气回收系统，所述吸收塔的进气口位于吸收塔自下而上的第2-5块塔板之间对应的侧壁上，所述吸收塔的进液口位于吸收塔自上而下的第1块塔板对应的侧壁上，出气口位于吸收塔塔顶，出液口位于吸收塔塔底，使得气体从塔底进气塔顶出气，液体从塔顶进液再从塔底出液，能够保证气相和液相充分接触，达到最佳的传质效果。
5.本发明提供的炼厂干气回收方法，本发明创造性采用聚醇醚作为碳二和碳三组分的吸收剂，并且通过筛选得出具有如式(Ⅰ)所示的结构的聚醇醚作为吸收剂能够充分吸收炼厂干气中的有价值组分，不仅具有进料适用性强，适用范围广的优点，可以处理制氢炼厂干气、催化热裂解炼厂干气、焦化炼厂干气、加氢炼厂干气等多种炼厂干气，而且相较于传统的采用碳二馏分或者碳三馏分或者含有正丁烷、异丁烷的碳四馏分作为吸收剂，能够显著、全面地提高炼厂干气中的有价值组分的回收率，其中乙烯的回收率≥97.9％，乙烷回收率≥99.0％，丙烯回收率≥98.0％，丙烷的回收率≥99.0％，此外，采用聚醇醚作为吸收剂还降低了炼厂干气回收过程中对压缩过程中压力的要求，降低至1.0-3.0MPa，能耗更低。
附图说明
为了更清楚地说明本发明具体实施方式或现有技术中的技术方案，下面将对具体实施方式或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图是本发明的一些实施方式，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。
图1为本发明的炼厂干气回收系统的工艺流程图。
附图标记说明：
1、干气压缩机；2、脱水脱汞床；3、冷箱；4、吸收塔；5、闪蒸罐；6、解吸塔；7、贫富液换热器；8、脱氧加氢床。
具体实施方式
下面将结合附图对本发明的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
此外，下面所描述的本发明不同实施方式中所涉及的技术特征只要彼此之间未构成冲突就可以相互结合。
实施例1
聚醇醚的制备：取甲醇100g，加入氢氧化钠30g，维持反应温度为150-160℃的条件下，加入环氧乙烷100g，反应3h，得到中间体；
取中间体100g，氢氧化钠水溶液(重量百分数60％)35g，剧烈搅拌，温度保持在35-40℃，同时滴加氯甲烷100g，反应12小时后进行后处理，首先加入200ml水溶解、调pH至7.0，静置分层，洗涤，脱盐即得聚醇醚。
本实施例中将焦化干气作为炼厂干气进行碳二组分和碳三组分的回收，焦化干气的组成和工艺参数如表1所示，
表1焦化干气的组成和工艺参数
序号 名称 焦化干气
1 尾气成分 组成/mol％
2 H<sub>2</sub> 11.75
3 O<sub>2</sub> ——
4 N<sub>2</sub> ——
5 CH<sub>4</sub> 53.15
6 CO<sub>2</sub> 0.53
7 C<sub>2</sub>H<sub>4</sub> 4.21
8 C<sub>2</sub>H<sub>6</sub> 27.06
9 C<sub>3</sub>H<sub>6</sub> 0.95
10 C<sub>3</sub>H<sub>8</sub> 1.31
11 C<sub>4</sub>+ 0.21
12 H<sub>2</sub>O 0.83
13 H<sub>2</sub>S 0.002
14 尾气质量流量(kg/h) 28000
15 尾气温度(℃) 40
16 尾气压力(MPaG) 0.60
本实施例所述的炼厂干气的回收方法，包括如下步骤：
(1)压缩升压、脱水脱汞：炼厂干气经干气压缩机压缩至1.0MPa后，经过脱水脱汞，除去干气中的汞、水等杂质。
(2)冷却降温：经过除杂处理后的炼厂干气被输送至冷箱与冷却剂进行热交换，将炼厂干气的温度降低至-10℃。
(3)吸收：经冷却后的炼厂干气从吸收塔自下而上的第2块塔板处输送至吸收塔，同时从吸收塔顶部加入吸收剂聚醇醚，每标准立方米的炼厂干气中加入的聚醇醚的循环量为5.0kg/h，对炼厂干气中的碳二组分和碳三组分进行吸收。吸收后产生的富液从塔釜采出，塔顶输出甲烷、氢气等不含碳二组分的燃料气。其中吸收塔的理论塔板数为20块，操作压力为1.0MPa，塔顶温度为-26℃。
(4)冷量回收：将经吸收塔内的富液从吸收塔的塔釜出液口输送至闪蒸罐，在闪蒸罐内富液经迅速降压至0.12MPa，部分富含碳二组分和碳三组分的产品气从富液中分离出来，然后将从吸收塔的塔顶出气口输出的燃料气和从闪蒸罐的罐顶出气口输出的产品气同时输送至冷箱，分别作为第一冷却剂和第二冷却剂与炼厂干气进行热交换，充分回收第一冷却剂和第二冷却剂中的冷量，代替丙烯制冷剂冷却炼厂干气。
(5)解吸与热交换：闪蒸罐内的富液从闪蒸罐的罐底出液口输送至解吸塔，经过解吸塔的解吸得到产品气体和贫溶剂，解吸塔的贫溶剂从塔釜出液口输送至贫富液交换器，同时闪蒸罐的富液从闪蒸罐的罐底出液口输送至贫富液交换器，在贫富液交换器内贫溶剂和富液进行热交换，贫溶剂温度降低后输送至吸收塔作为吸收剂循环使用，贫溶剂从吸收塔自上而下的第1块塔板处输送至吸收塔，富液温度升高后输送至解吸塔进行解吸，解吸后解吸塔内富含碳二组分和碳三组分的产品气体从塔顶采出，其中解吸塔的理论塔板数为3块，操作压力为0.3MPa，塔顶温度为141℃。
本实施例中，乙烯的回收率为98.4％，乙烷回收率为99.2％，丙烯回收率为98.6％，丙烷的回收率为99.6％，装置单耗为48.45kg标油/t原料。
所得到的产品气的组成和工艺参数如表2所示，
表2产品气的组成和工艺参数
序号 物流名称 产品气
1 质量流量(kg/h) 16360.42
2 温度(℃) 40.00
3 压力(MPaG) 1.22
4 体积流量(Nm<sup>3</sup>/h) 12606.33
5 组分 组成(mol％)
6 氢气 0.03
7 甲烷 13.41
8 乙烯 10.54
9 乙烷 68.28
10 C<sub>3</sub> 5.70
11 C<sub>4</sub> 0.61
12 CO<sub>2</sub> 1.42
13 H<sub>2</sub>O 0.00
实施例2
聚醇醚的制备：取甲醇300g，加入氢氧化钠30g，维持反应温度为150-160℃的条件下，加入环氧乙烷100g，反应3h，得到中间体；
取中间体100g，氢氧化钠水溶液(重量百分数60％)35g，剧烈搅拌，温度保持在20-22℃，同时滴加氯甲烷300g，反应10小时后进行后处理，首先加入200ml水溶解、调pH至8.0，静置分层，洗涤，脱盐即得聚醇醚。
本实施例中将催化干气作为炼厂干气进行碳二组分和碳三组分的回收，催化干气的组成和工艺参数如表3所示，
表3催化干气的组成和工艺参数
序号 名称 催化干气
1 尾气来源 重油催化裂化装置
2 尾气成分 组成(mol％)
3 H<sub>2</sub> 25.00
4 O<sub>2</sub> 0.69
5 N<sub>2</sub> 18.30
6 CH<sub>4</sub> 27.50
7 CO<sub>2</sub> 3.40
8 C<sub>2</sub>H<sub>4</sub> 13.16
9 C<sub>2</sub>H<sub>6</sub> 10.18
10 C<sub>3</sub>H<sub>6</sub> 0.89
11 C<sub>3</sub>H<sub>8</sub> 0.14
12 C<sub>4</sub>+ 0.24
13 H<sub>2</sub>O 0.50
14 H<sub>2</sub>S 0.0032
15 尾气质量流量(kg/h) 12500
16 尾气温度(℃) 40
17 尾气压力(MPaG) 0.60
本实施例所述的炼厂干气的回收方法，包括如下步骤：
(1)压缩升压、脱氧脱氢、脱水脱汞：将催化干气作为炼厂干气进行碳二组分和碳三组分的回收，炼厂干气经干气压缩机压缩至1.4MPa后，经过脱氧脱氢和脱水脱汞，除去干气中的氮氧化物、汞、水等杂质。
(2)冷却降温：经过除杂处理后的炼厂干气被输送至冷箱与冷却剂进行热交换，将炼厂干气的温度降低至-12℃。
(3)吸收：经冷却后的炼厂干气从吸收塔自下而上的第5块塔板处输送至吸收塔，同时从吸收塔顶部加入吸收剂聚醇醚，每标准立方米的炼厂干气中加入的聚醇醚的循环量为3.7kg/h，对炼厂干气中的碳二组分和碳三组分进行吸收。吸收后产生的富液从塔釜采出，塔顶输出甲烷、氢气等不含碳二组分的燃料气。其中吸收塔的理论塔板数为15块，操作压力为1.3MPa，塔顶温度为-30℃。
(4)冷量回收：将经吸收塔内的富液从吸收塔的塔釜出液口输送至闪蒸罐，在闪蒸罐内富液经迅速降压至0.12MPa，部分富含碳二组分和碳三组分的产品气从富液中分离出来，然后将从吸收塔的塔顶出气口输出的燃料气和从闪蒸罐的罐顶出气口输出的产品气同时输送至冷箱，分别作为第一冷却剂和第二冷却剂与炼厂干气进行热交换，充分回收第一冷却剂和第二冷却剂中的冷量，代替丙烯制冷剂冷却炼厂干气。
(5)解吸与热交换：闪蒸罐内的富液从闪蒸罐的罐底出液口输送至解吸塔，经过解吸塔的解吸得到产品气体和贫溶剂，解吸塔的贫溶剂从塔釜出液口输送至贫富液交换器，同时闪蒸罐的富液从闪蒸罐的罐底出液口输送至贫富液交换器，在贫富液交换器内贫溶剂和富液进行热交换，贫溶剂温度降低后输送至吸收塔作为吸收剂循环使用，贫溶剂从吸收塔自上而下的第1块塔板处输送至吸收塔，富液温度升高后输送至解吸塔进行解吸，解吸后解吸塔内富含碳二组分和碳三组分的产品气体从塔顶采出，其中解吸塔的理论塔板数为10块，操作压力为0.4MPa，塔顶温度为130℃。
本实施例中，乙烯的回收率为98.4％，乙烷回收率为99.4％，丙烯回收率为99.1％，丙烷的回收率为99.7％，装置单耗为50.29kg标油/t原料。
所得到的产品气的组成和工艺参数如表4所示，
表4产品气的组成和工艺参数
序号 物流名称 产品气
1 质量流量(kg/h) 5145.50
2 温度(℃) 40.60
3 压力(MPaG) 1.50
4 体积流量(Nm<sup>3</sup>/h) 4096.86
5 组分 组成(mol％)
6 H<sub>2</sub> 0.00
7 N<sub>2</sub> 0.64
8 CH<sub>4</sub> 12.58
9 C<sub>2</sub>H<sub>4</sub> 45.94
10 C<sub>2</sub>H<sub>6</sub> 35.89
11 C3 3.62
12 C4+ 0.88
13 H<sub>2</sub>O 0.43
实施例3
聚醇醚的制备：取丁醇100g，加入氢氧化钠30g，维持反应温度为280-290℃的条件下，加入环氧乙烷600g，反应2.5h，得到中间体；
取中间体100g，氢氧化钠水溶液(重量百分数60％)35g，剧烈搅拌，温度保持在65-70℃，同时滴加氯甲烷150g，反应15小时后进行后处理，首先加入200ml水溶解、调pH至7.5，静置分层，洗涤，脱盐即得聚醇醚。
本实施例中将加氢干气和PSA解吸气作为炼厂干气进行碳二组分和碳三组分的回收，加氢干气和PSA解吸气的组成和工艺参数如表5所示，
表5加氢干气和PSA解吸气的组成和工艺参数
序号 名称 加氢干气 PSA解吸气
1 尾气成分 组成(mol％) 组成(mol％)
2 H<sub>2</sub> 50.90 48.90
3 CH<sub>4</sub> 12.75 18.05
4 C<sub>2</sub>H<sub>6</sub> 12.92 14.28
5 C<sub>3</sub>H<sub>8</sub> 12.05 10.00
6 正丁烷 2.50 3.97
7 异丁烷 4.59 2.51
8 正戊烷 0.85 0.50
9 异戊烷 2.54 0.95
10 H<sub>2</sub>O 0.90 0.84
11 H<sub>2</sub>S 0.002 -
12 质量流量(kg/h) 17300 51300
13 温度(℃) 40 40
14 压力(MPaG) 0.50 0.50
本实施例所述的炼厂干气的回收方法，包括如下步骤：
(1)压缩升压、脱水脱汞：将PSA解吸气和加氢干气作为炼厂干气进行碳二组分和碳三组分的回收，炼厂干气经干气压缩机压缩至2.6MPa后，经过脱水脱汞，除去干气中的汞、水等杂质。
(2)冷却降温：经过除杂处理后的炼厂干气被输送至冷箱与冷却剂进行热交换，将炼厂干气的温度降低至-35℃。
(3)吸收：经冷却后的炼厂干气从吸收塔自下而上的第2块塔板处输送至吸收塔，同时从吸收塔顶部加入吸收剂聚醇醚，每标准立方米的炼厂干气中加入的聚醇醚的循环量为2kg/h，对炼厂干气中的碳二组分和碳三组分进行吸收。吸收后产生的富液从塔釜采出，塔顶输出甲烷、氢气等不含碳二组分的燃料气，其中吸收塔的理论塔板数为30块，操作压力为2.4MPa，塔顶温度为-28℃。
(4)冷量回收：将经吸收塔内的富液从吸收塔的塔釜出液口输送至闪蒸罐，在闪蒸罐内富液经迅速降压至0.3MPa，部分富含碳二组分和碳三组分的产品气从富液中分离出来，然后将从吸收塔的塔顶出气口输出的燃料气和从闪蒸罐的罐顶出气口输出的产品气同时输送至冷箱，分别作为第一冷却剂和第二冷却剂与炼厂干气进行热交换，充分回收第一冷却剂和第二冷却剂中的冷量，代替丙烯制冷剂冷却炼厂干气。
(5)解吸与热交换：闪蒸罐内的富液从闪蒸罐的罐底出液口输送至解吸塔，经过解吸塔的解吸得到产品气体和贫溶剂，解吸塔的贫溶剂从塔釜出液口输送至贫富液交换器，同时闪蒸罐的富液从闪蒸罐的罐底出液口输送至贫富液交换器，在贫富液交换器内贫溶剂和富液进行热交换，贫溶剂温度降低后输送至吸收塔作为吸收剂循环使用，贫溶剂从吸收塔自上而下的第1块塔板处输送至吸收塔，富液温度升高后输送至解吸塔进行解吸，解吸后解吸塔内富含碳二组分和碳三组分的产品气体从塔顶采出，其中解吸塔的理论塔板数为6块，操作压力为0.2MPa，塔顶温度为157℃。
本实施例中，乙烷回收率为99.9％，丙烷的回收率为99.9％，装置单耗为43.88kg标油/t原料。
所得到的产品气的组成和工艺参数如表6所示，
表6产品气的组成和工艺参数
序号 物流名称 产品气
1 质量流量(kg/h) 56270.56
2 温度(℃) 50
3 压力(MPaG) 1.2
4 体积流量(Nm<sup>3</sup>/h) 33148.98
5 组分 组成(mol％)
6 氢气 3.68
7 甲烷 11.53
8 乙烷 35.83
9 C3 27.04
10 C4+ 21.91
11 H<sub>2</sub>S 0.0012
实施例4
本发明实施例1-3所述的炼厂干气的回收方法是通过如下炼厂干气回收系统实现的：
如图1所示的炼厂干气回收系统的一种具体实施方式，包括依次连接的干气压缩机、脱氧加氢床、脱水脱汞床、冷箱、吸收塔、闪蒸罐和解吸塔，所述干气压缩机的原料入口与用于供应炼厂干气的原料输送装置连接，所述解吸塔的塔顶出气口连接产品输送装置，所述产品输送装置的第一入口与所述解吸塔的塔顶出气口连接，所述产品输送装置的第二入口与所述冷箱连接。
所述干气压缩机通过做功将低压的炼厂干气转变成高温高压的炼厂干气，所述脱氧加氢床用于除去炼厂干气中的炔烃、二烯烃、氮氧化物和氧气等杂质，所述脱水脱汞床用于脱除炼厂干气中的汞、水等杂质。其中，所述脱氧加氢床的进气口连接干气压缩机的出气口，所述所述脱氧加氢床的出气口连接脱水脱汞床的入口。
所述冷箱的出气口与吸收塔的进气口连接，所述冷箱上还设置有供第一冷却剂流通以回收其冷量的第一冷却剂入口与第一冷却剂出口和供第二冷却剂流通以回收其冷量的第二冷却剂入口与第二冷却剂出口，所述冷箱的第一冷却剂入口与吸收塔的塔顶出气口连接，所述冷箱的第二冷却剂入口与闪蒸罐的罐顶出气口连接，所述冷箱的第二冷却剂出口与产品输送装置的第二入口连接。
炼厂干气依次经过脱氧脱氢、脱水脱汞除杂后输送至冷箱，与此同时吸收塔中不含碳二组分或者碳三组分的燃料气从吸收塔的塔顶出气口输出后作为第一冷却剂输送至冷箱，闪蒸罐中含有碳二组分气相产品从罐顶出气口输出后作为第二冷却剂输送至冷箱，在冷箱中炼厂干气同时与吸收塔塔顶气体和闪蒸罐的罐顶气体进行热量交换，高温高压的炼厂干气转变成低温高压的炼厂干气。
其中，所述闪蒸罐的进液口与吸收塔的塔釜出液口连接，所述闪蒸罐的罐顶出气口与冷箱的第二冷却剂入口连接，所述闪蒸罐的罐底出液口与解吸塔的进液口连接；闪蒸罐用于迅速降低从吸收塔塔釜输出的高压饱和液即高压富液的压力，由于压力的降低，富液中的部分烃类气化变成气体而从液体中分离出来，经罐顶出气口输送至冷箱回收冷量，然后通过产品输送装置输出。
本实施例中还包括贫富液换热器，闪蒸罐内未气化的富液继续经过贫富液换热器输送至解吸塔，述贫富液换热器用于供闪蒸罐的罐底出液口输出的富液和解吸塔的塔釜出液口输出的贫溶剂进行热量交换，所述贫富液换热器的富液入口与所述闪蒸罐的罐底出液口连接，所述贫富液换热器的富液出口与解吸塔的进液口连接，所述贫富液换热器的贫溶剂入口与解吸塔的塔釜出液口连接，所述贫富液换热器的贫溶剂出口与吸收塔的进液口连接；解吸塔的贫溶剂从塔釜出口输送至贫富液交换器，同时闪蒸罐的富液从闪蒸罐的罐底出液口输送至贫富液交换器，在贫富液交换器内贫溶剂和富液进行热交换，贫溶剂温度降低后进一步冷却输送至吸收塔作为吸收剂循环使用，同时富液温度升高后输送至解吸塔，不仅能够降低贫溶剂的温度，使其可以回流入吸收塔重新作为吸收剂使用，提高吸收效果，而且可以提高输入解吸塔的富液的温度，进而减少解吸塔的蒸汽消耗，降低能耗。
解吸塔用于将被吸收的碳二组分、碳三组分与吸收剂进行分离，所述解吸塔为板式塔或者填料塔，所述解吸方式为蒸汽解吸；分离后的碳二组分、碳三组分以气体形式从解吸塔的塔顶输出经过产品输送装置的输出。
其中，所述吸收塔可以采用板式塔或者填料塔，所述解吸塔可以采用板式塔或者填料塔。
本实施例中，所述吸收塔和解吸塔均为板式塔，所述吸收塔的理论塔板数为20-30块，所述解吸塔的理论塔板数为3-20块。
为了保证气相和液相充分接触，提高传质效果，所述吸收塔的进气口位于吸收塔自下而上的第2-5块塔板之间对应的侧壁上，所述吸收塔的进液口位于吸收塔自上而下的第1块塔板对应的侧壁上。
所述解吸塔的进液口位于位于解吸塔自上而下的第1-4块塔板对应的侧壁上。
所述吸收塔塔釜和解吸塔釜均设置有再沸器。
显然，上述实施例仅仅是为清楚地说明所作的举例，而并非对实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引伸出的显而易见的变化或变动仍处于本发明创造的保护范围之中。

Claims (10)

1.一种炼厂干气回收系统，其特征在于，包括依次连接的干气压缩机(1)、脱水脱汞床(2)、冷箱(3)、吸收塔(4)、闪蒸罐(5)和解吸塔(6)；
其中，所述干气压缩机(1)的原料入口与用于供应炼厂干气的原料输送装置连接，所述解吸塔(6)的塔顶出气口连接产品输送装置，所述产品输送装置的第一入口与所述解吸塔(6)的塔顶出气口连接，所述产品输送装置的第二入口与所述冷箱(3)连接；
所述冷箱(3)的出气口与吸收塔(4)的进气口连接，所述冷箱(3)上还设置有供第一冷却剂流通以回收其冷量的第一冷却剂入口与第一冷却剂出口和供第二冷却剂流通以回收其冷量的第二冷却剂入口与第二冷却剂出口，所述冷箱(3)的第一冷却剂入口与吸收塔(4)的塔顶出气口连接，所述冷箱(3)的第二冷却剂入口与闪蒸罐(5)的罐顶出气口连接，所述冷箱(3)的第二冷却剂出口与产品输送装置的第二入口连接。
2.根据权利要求1所述的炼厂干气回收系统，其特征在于，所述闪蒸罐(5)的进液口与吸收塔(4)的塔釜出液口连接，所述闪蒸罐(5)的罐底出液口与解吸塔(6)的进液口连接。
3.根据权利要求2所述的炼厂干气回收系统，其特征在于，还包括贫富液换热器(7)，所述贫富液换热器(7)用于供闪蒸罐(5)的罐底出液口输出的富液和解吸塔(6)的塔釜出液口输出的贫溶剂进行热量交换，所述贫富液换热器(7)的富液入口与所述闪蒸罐(5)的罐底出液口连接，所述贫富液换热器(7)的富液出口与解吸塔(6)的进液口连接，所述贫富液换热器(7)的贫溶剂入口与解吸塔(6)的塔釜出液口连接，所述贫富液换热器(7)的贫溶剂出口与吸收塔(4)的进液口连接。
4.根据权利要求1-3中任一项所述的炼厂干气回收系统，其特征在于，还包括连接于所述干气压缩机(1)和脱水脱汞床(2)之间的脱氧加氢床(8)，所述脱氧加氢床(8)的进气口连接所述干气压缩机(1)的出气口，所述脱氧加氢床(8)的出气口连接脱水脱汞床(2)的进气口。
5.根据权利要求1-3中任一项所述的炼厂干气回收系统，其特征在于，所述吸收塔(4)的理论塔板数为20-30块，所述解吸塔(6)的理论塔板数为3-20块，所述吸收塔(4)的进气口位于吸收塔(4)自下而上的第2-5块塔板对应的侧壁处，所述吸收塔(4)的进液口位于吸收塔(4)自上而下的第1块塔板对应的侧壁处。
6.一种炼厂干气回收方法，其特征在于，包括如下步骤：
炼厂干气经压缩升压、脱氧加氢、脱水脱汞、冷却降温后，再输送至吸收塔经吸收塔内的吸收剂吸收产生富含碳二组分和碳三组分的富液，吸收塔顶得到燃料气，富液经解吸后，得到产品气体和贫溶剂；
其中，所述吸收剂为聚醇醚，所述聚醇醚具有如式(Ⅰ)所示的结构；
CxHy-(O-CH2-CH2)n-OCxHy (Ⅰ)；
其中，n＝2-8，x＝1y＝3或x＝4y＝9。
7.根据权利要求6所述的炼厂干气回收方法，其特征在于，每标准立方米的炼厂干气中加入的聚醇醚的循环量为2-7kg/h。
8.根据权利要求6或者7所述的炼厂干气回收方法，其特征在于，还包括冷量回收过程，所述冷量吸收与冷却降温过程同时进行，所述冷量回收的具体过程为：在富液经解吸处理之前，先将富液迅速降压分离出部分富含碳二组分和碳三组分的产品气，将所述产品气和经吸收过程分离出的燃料气分别作为第一冷却剂和第二冷却剂同时与炼厂干气经过热交换回收两者的冷量后再分别输送出去。
9.根据权利要求6-8中任一项所述的炼厂干气回收方法，其特征在于，还包括热交换过程，所述热交换的具体过程为：将经解吸过程产生的贫溶剂与吸收过程产生的富液进行热量交换，富液升温的同时贫溶剂降温，然后升温后的富液经解吸得到产品气体和贫溶剂，降温后的贫溶剂进一步冷却后作为吸收剂回用于吸收过程。
10.根据权利要求6-9中任一项所述的炼厂干气回收方法，其特征在于，在所述压缩过程中，将炼厂干气升压至1.0-3.0MPa。
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