CN109749780B - 一种油吸收及压缩冷凝法回收炼厂干气中碳二的装置和方法 - Google Patents

Abstract

本发明属于炼厂干气分离回收技术领域，涉及一种油吸收及压缩冷凝法回收炼厂干气中碳二的装置和方法。该装置包括吸收塔、解吸塔和乙烷塔，所述吸收塔的入口管线包括两支，分别为焦化干气入口管线和芳烃干气入口管线，芳烃干气入口管线上设置有压缩机、冷却器和分液罐，分液罐的气相出料管线连接至所述吸收塔；吸收塔的塔釜与解吸塔连接；解吸塔的塔顶与乙烷塔连接，塔釜与吸收塔上部连接；所述乙烷塔的塔顶连有富乙烷气出料管线，塔釜连有轻烃出料管线，分液罐的液相出料管线与乙烷塔连接。本发明的方法，可以控制产品富乙烷气中的碳三以上组分和氢气甲烷含量，无需干燥器和丙烯制冷压缩机，降低了装置投资和能耗。

Description

一种油吸收及压缩冷凝法回收炼厂干气中碳二的装置和方法

技术领域

本发明属于炼厂干气分离回收技术领域，更具体地，涉及一种油吸收及压缩冷凝法回收炼厂干气中碳二的装置和方法。

背景技术

炼厂干气来源于原油二次加工，如延迟焦化装置干气、芳烃联合装置干气等。干气中通常含有大量的乙烷组分，如焦化干气中乙烷摩尔含量约为10～24％，芳烃联合装置干气，如PX装置干气中乙烷摩尔含量较高时可达到25-70％。目前炼厂干气主要作为燃料烧掉，利用价值较低。如果将干气中的乙烷组分提浓，送入乙烯装置乙烷裂解炉做原料，经济效益和社会效益十分明显。由于乙烯装置乙烷裂解炉的原料中乙烷组分的裂解性能优于丙烷组分，因此应尽可能提高回收得到的产品富乙烷气中的乙烷纯度，降低氢气、甲烷、碳三组分含量。

目前从炼厂干气中回收碳二组分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、纯度高，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以上的重组分，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。但是经过浅冷油吸收法分离得到的产品碳二提浓气中碳三含量受原料气组成影响，一般较高。如果要进一步降低产品气中的碳三含量，需要采用精馏的方法将丙烷、丙烯分离出去。部分工艺物流的操作温度将低于0℃，需要丙烯制冷压缩机提供低温位冷量，同时也需要在工艺流程中设置干燥器防止发生冻堵，设备投资和装置能耗都较高。

CN101063048A公开了一种采用中冷油吸收法分离炼厂干气的方法，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。

CN103087772A公开了一种油吸收法分离干气的装置及方法，该方法由碳四吸收、碳四解吸、汽油吸收等步骤组成，采用碳四作为吸收剂，回收干气中的碳二碳三馏分。再采用汽油吸收剂回收尾气中的碳四。该工艺碳二回收率高，但产品气中碳三浓度受原料中碳三相对含量影响。

CN103588604A公开了一种组合吸收法回收炼厂干气中碳二的系统和方法，包括压缩机、预处理单元、炼厂干气冷却单元、组合吸收单元和精馏单元。该工艺以混合碳四或混合碳五作为吸收剂进行碳二吸收，解吸出的碳二提浓气送入乙烯精馏塔分离，得到乙烯产品和乙烷产品。工艺中可以控制乙烯产品中的碳三及以上组分含量，但需要上一套丙烯制冷压缩机以提供-40℃丙烯冷量，且由于工艺物流温度低于-35℃，需要上一套干燥系统脱除干气中的水分防止冻堵。

综上所述，在回收炼厂干气中的碳二组分时，为了降低产品气中的碳三含量，现有的回收炼厂干气工艺需要丙烯制冷压缩机组以提供低温位冷量，并需要一套干燥系统脱除干气中的水分以防止冻堵，投资大、能耗高。

发明内容

为了解决现有回收炼厂干气工艺在回收干气中的碳二时为降低产品气中碳三含量导致的投资大、能耗高的问题，本发明提出了一种高效的采用油吸收及压缩冷凝法回收炼厂干气中碳二的装置和方法。本方面的装置和方法可以将产品富乙烷气中的碳三以上组分含量控制在1.5mol％以下，氢气和甲烷含量控制在5mol％以下，可送往乙烯装置乙烷裂解炉做原料，无需干燥器和丙烯制冷压缩机，降低了装置投资和能耗。

本发明第一方面提供一种油吸收及压缩冷凝法回收炼厂干气中碳二的装置，该装置包括吸收塔、解吸塔和乙烷塔，

所述吸收塔的入口管线包括两支，分别为焦化干气入口管线和芳烃干气入口管线，依物料流动方向，所述焦化干气入口管线上依次设置有焦化干气压缩机和焦化干气冷却器，所述芳烃干气入口管线上依次设置有芳烃干气压缩机、芳烃干气冷却器和芳烃干气压缩机出口分液罐，所述芳烃干气压缩机出口分液罐的气相出料管线连接至所述吸收塔；所述吸收塔的塔顶连有甲烷氢尾气出料管线，塔釜与解吸塔中部连接；

所述解吸塔的塔顶通过提浓气出料管线与乙烷塔中部连接，所述提浓气出料管线上设置有提浓气压缩机，所述解吸塔的塔釜与吸收塔上部连接；

所述乙烷塔的塔顶连有富乙烷气出料管线，塔釜连有轻烃出料管线，所述芳烃干气压缩机出口分液罐的液相出料管线与乙烷塔中部连接。

根据本发明一种具体实施方式，解吸塔塔釜与吸收塔上部连接的管线上设置有循环泵和冷却器。

本发明中，所述“吸收塔的入口管线包括两支”既包括两支均直接与吸收塔连接的情况，也包括两支合并后再连接至吸收塔的情况，优选为两支合并后再连接至吸收塔，进一步优选连接至吸收塔中部。

本领域技术人员应当理解，所述芳烃干气压缩机出口分液罐的气相出料管线连接至所述吸收塔，其含义包括芳烃干气压缩机出口分液罐的气相出料管线就是芳烃干气入口管线的一部分。

本发明的第二方面提供一种油吸收及压缩冷凝法回收炼厂干气中碳二的方法，该方法包括：

将芳烃干气、焦化干气分别升压、冷却，经升压冷却后的芳烃干气进行气液分相，得到的气相与焦化干气一起送入吸收塔和解吸塔，得到的液相送入乙烷塔；

以碳四馏分为吸收剂，通过吸收-解吸过程，回收干气中的碳二组分，解吸塔顶的提浓气经升压后，与所述气液分相得到的液相一起送入乙烷塔；乙烷塔分离其中的乙烷和碳三以上组分，得到富乙烷气和轻烃。

根据本发明一种优选实施方式，该方法包括以下步骤：

(1)焦化干气压缩、冷却：将焦化干气的压力提高至3.0～5.0MPaG，然后冷却至5℃～15℃；

(2)芳烃干气压缩、冷却：将芳烃干气的压力提高至3.0～5.0MPaG，然后冷却至5℃～15℃；

(3)芳烃干气分相：将步骤(2)得到的芳烃干气在分液罐进行气液分相；

(4)碳四吸收：将步骤(1)得到的焦化干气和步骤(3)得到的分液罐气相送入吸收塔，与从顶部喷入的碳四馏分吸收剂逆流接触；吸收塔塔顶气相送出界区，塔釜物流送至解吸塔处理；

(5)碳四解吸：吸收塔塔釜物流进入解吸塔中部，在解吸塔顶得到碳二提浓气；在解吸塔釜得到贫吸收剂，所述贫吸收剂返回吸收塔循环使用；

(6)提浓气压缩：将步骤(5)得到的碳二提浓气的压力提高至3.0～5.0MPaG；

(7)乙烷分离：步骤(6)得到的碳二提浓气和步骤(3)得到的分液罐液相进入乙烷塔中部，在乙烷塔顶得到富乙烷气，在乙烷塔釜得到轻烃。

本发明的方法中，步骤(1)中干气一般需要逐级提高压力，即需要多段压缩。本发明对压缩的段数没有特别的限定，只要最终提高至所需压力即可，优选采用二段压缩或者三段压缩。

本发明的方法中，步骤(2)中干气一般需要逐级提高压力，即需要多段压缩。本发明对压缩的段数没有特别的限定，只要最终提高至所需压力即可，优选采用二段压缩或者三段压缩。

根据本发明，步骤(1)和步骤(3)中，优选将干气冷却至10℃～15℃。制冷剂优选用7℃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，以炼厂的废热蒸汽或者98℃左右的热水为热源，具有能耗低的优点。

根据本发明，优选地，吸收塔的理论板数为25～50，操作压力为3.0～5.0MPaG，塔顶温度为10℃～30℃，塔釜温度为80℃～130℃。

本发明的方法中，碳四馏分吸收剂用于吸收干气中碳二馏分及更重组分，进一步优选采用炼厂的正丁烷或异丁烷或醚后碳四，本发明对吸收剂的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。

根据本发明，优选地，解吸塔的理论板数为20～50，操作压力为1.5～2.8MPaG，塔顶温度为15℃～70℃，塔釜温度为110℃～200℃。

根据本发明，优选地，乙烷塔的理论板数为30～60，操作压力为3.0～4.5MPaG，塔顶温度为10℃～40℃，塔釜温度为70℃～130℃。

根据本发明，优选地，乙烷塔顶设置有冷凝器，冷凝器出口温度优选为5～15℃，制冷剂优选为由溴化锂吸收式制冷机提供的冷水。

本发明的方法中，步骤(7)得到的富乙烷气可送往乙烯装置乙烷裂解炉做原料，其中主要含有0～5％(v)的氢气和甲烷、85～95％(v)的乙烷、0～8％(v)的乙烯、0～1.5％(v)的碳三以上重组分，各组分含量之和不超过100％。

本发明的采用油吸收及压缩冷凝法回收炼厂干气中碳二的装置和方法具有以下特点：

(1)采用压缩冷凝法配合油吸收法回收炼厂干气，碳二含量较高的芳烃干气经过压缩冷凝，其中的甲烷、氢气等轻组分及一部分碳二组分随分液罐气相进入吸收塔，碳二组分含量较低的焦化干气直接送入吸收塔。经过油吸收-解吸过程，芳烃干气和焦化干气中的甲烷、氢气实现与碳二组分的分离。由于油吸收工艺具有C1C2分离效率高，C2回收率高的特点。本发明的方法可保证碳二收率和甲烷氢分离效率。

(2)本发明中芳烃干气经压缩冷凝分相后的凝液中氢气、甲烷含量较少，与碳二提浓气一起进入乙烷塔，因此用于分离碳二碳三组分的乙烷塔的进料中氢气、甲烷量较少，可控制塔顶冷凝器出口温度高于10℃，不需使用丙烯冷剂。

(3)芳烃干气中的部分乙烷及碳三以上组分以凝液的形式直接送入乙烷塔，不经过油吸收-解吸过程，相对于CN103087772A干气全部进入吸收塔的典型油吸收工艺，降低了循环碳四量以及吸收塔再沸器负荷。

(4)以碳四馏分作为吸收剂，在吸收塔吸收干气中的碳二，吸收剂原料容易获得，成本低廉。

(5)工艺流程中吸收和精馏操作最低温度在5～15℃，不需上丙烯制冷压缩机，可选用溴化锂制冷机组提供冷量，不用上干燥系统，投资少、操作简单、能耗低。

(6)本发明的方法中，富乙烷气中碳二组分摩尔含量高于93％，氢气与甲烷组分摩尔含量低于5％，碳三以上重组分摩尔含量低于1.5％，可作为乙烯装置乙烷裂解炉原料。

(7)本发明的方法中，焦化干气及芳烃干气中的碳二回收率大于92％。

本发明的其它特征和优点将在随后具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

图1为本发明的油吸收及压缩冷凝法回收炼厂干气中碳二的方法的流程示意图。

附图标记说明：

1焦化干气；2焦化干气压缩机；3焦化干气冷却器；4芳烃干气；5芳烃干气压缩机；6芳烃干气冷却器；7芳烃干气压缩机出口分液罐；8吸收塔；9解吸塔；10吸收剂循环泵；11吸收剂冷却器；12提浓气压缩机；13乙烷塔；14甲烷氢尾气；15富乙烷气产品；16轻烃；17提浓气；18吸收剂。

具体实施方式

下面将更详细地描述本发明的优选实施方式，以进一步解释本发明，但本发明不局限于这些实施例。

实施例1

某炼厂焦化干气和芳烃干气的组成如表1所示。

表1炼厂干气流量组成

采用本发明的油吸收及压缩冷凝法回收炼厂干气中碳二装置和方法对上述炼厂干气进行分离。

所述装置包括吸收塔8、解吸塔9和乙烷塔13，

所述吸收塔8的入口管线包括两支，分别为焦化干气入口管线和芳烃干气入口管线，两支管线合并后连接至吸收塔8中部，依物料流动方向，所述焦化干气入口管线上依次设置有焦化干气压缩机2和焦化干气冷却器3，所述芳烃干气入口管线上依次设置有芳烃干气压缩机5、芳烃干气冷却器6和芳烃干气压缩机出口分液罐7，所述芳烃干气压缩机出口分液罐7的气相出料管线连接至所述吸收塔8；所述吸收塔8的塔顶连有甲烷氢尾气出料管线，所述吸收塔8的塔釜与解吸塔中部连接；

所述解吸塔9的塔顶通过提浓气出料管线与乙烷塔13中部连接，所述提浓气出料管线上设置有提浓气压缩机12，所述解吸塔9的塔釜与吸收塔8上部连接；

所述乙烷塔13的塔顶连有富乙烷气出料管线，塔釜连有轻烃出料管线，所述芳烃干气压缩机出口分液罐7的液相出料管线与乙烷塔13中部连接；解吸塔9塔釜与吸收塔8上部连接的管线上设置有吸收剂循环泵10和吸收剂冷却器11。

具体的工艺过程包括：

从炼厂延迟焦化装置来的焦化干气1，压力为0.80MPaG，进入焦化干气压缩机2，将压力提高至4.0MPaG，增压后的干气经过焦化干气冷却器3冷却至15℃，送入吸收塔8中。

从炼厂芳烃联合装置来的PX装置芳烃干气4，压力为0.25MPaG，进入芳烃干气压缩机5，将压力提高至4.0MPaG。增压后的干气经过芳烃干气冷却器6冷却至15℃，在芳烃干气压缩机出口分液罐7进行气液分相，气相送入吸收塔8中。

在吸收塔8中，采用炼厂正丁烷作为吸收剂18(流量75t/h)，从塔顶喷入，吸收干气中碳二馏分及更重组分。吸收塔理论板数为40，操作压力为3.8MPaG，塔顶温度为27℃，塔釜温度为100℃。吸收塔塔釜采用低压蒸汽加热，塔顶未被吸收的尾气排入燃料气管网，塔釜富吸收剂送入解吸塔9处理。

来自吸收塔塔釜的物料靠压差进入解吸塔9中部。解吸塔的理论板数为40，操作压力为2.2MPaG，塔顶温度为53℃，塔釜温度为115℃。解吸塔采用低压蒸汽加热，塔顶得到碳二提浓气17，塔釜液经吸收剂循环泵10升压，在吸收剂冷却器11冷却至15℃后，返回吸收塔8循环使用。

来自解吸塔顶的碳二提浓气17，进入提浓气压缩机12，将压力提高至3.5MPaG。增压后的提浓气送入乙烷塔13中部。来自芳烃干气压缩机出口分液罐8的凝液在压差的作用下送入乙烷塔13处理。乙烷塔的理论板数为40，操作压力为3.3MPaG，塔顶温度为15℃，塔釜温度为100℃。乙烷塔顶冷凝器采用7℃冷媒水冷却，冷媒水由溴化锂制冷机组提供。乙烷塔釜采用低压蒸汽加热。乙烷塔顶得到富乙烷气产品15，可送往乙烯装置乙烷裂解炉；乙烷塔釜得到轻烃产品，送出界区。

分离后的产品组成见表2。

表2

	富乙烷气
		温度，℃	14.0
压力，MPaG	3.24
		质量流量，t/h	42.3
组成，mol％
		H<sub>2</sub>	1.59
CO	0.00
		CO<sub>2</sub>	0.00
N<sub>2</sub>	0.00
		CH<sub>4</sub>	2.15
C<sub>2</sub>H<sub>6</sub>	93.83
		C<sub>2</sub>H<sub>4</sub>	1.49
C<sub>3</sub>H<sub>8</sub>	0.80
		C<sub>3</sub>H<sub>6</sub>	0.14
C4+	0.00

在本实施例中，碳二回收率为97.3％。

对比例

以回收从炼厂延迟焦化装置来的焦化干气和芳烃联合装置来的芳烃干气为例，比较了同样进料条件(参见实施例1)和碳二回收率要求下，本发明和专利CN103087772A典型浅冷油吸收工艺、浅冷油吸收+乙烯精馏塔工艺、深冷分离工艺，方案对比数据见表3。

表3

从表3可知，本发明方法的工艺物流最低温度为5～15℃，不需要低温位的丙烯冷量，也不需要上丙烯制冷系统和干燥系统，产品气中碳三以上组份含量较低。与典型的浅冷油吸收工艺相比，降低了碳四吸收剂循环量和吸收塔再沸器负荷，整个工艺能耗低、设备投资少。

以上已经描述了本发明的各实施例，上述说明是示例性的，并非穷尽性的，并且也不限于所披露的各实施例。在不偏离所说明的各实施例的范围和精神的情况下，对于本技术领域的普通技术人员来说许多修改和变更都是显而易见的。

Claims (12)

1.一种油吸收及压缩冷凝法回收炼厂干气中碳二的装置，其特征在于，该装置包括吸收塔、解吸塔和乙烷塔，

所述吸收塔的入口管线包括两支，分别为焦化干气入口管线和芳烃干气入口管线，依物料流动方向，所述焦化干气入口管线上依次设置有焦化干气压缩机和焦化干气冷却器，所述芳烃干气入口管线上依次设置有芳烃干气压缩机、芳烃干气冷却器和芳烃干气压缩机出口分液罐，所述芳烃干气压缩机出口分液罐的气相出料管线连接至所述吸收塔；所述吸收塔的塔顶连有甲烷氢尾气出料管线，塔釜与解吸塔中部连接；

所述解吸塔的塔顶通过提浓气出料管线与乙烷塔中部连接，所述提浓气出料管线上设置有提浓气压缩机，所述解吸塔的塔釜与吸收塔上部连接；

所述乙烷塔的塔顶连有富乙烷气出料管线，塔釜连有轻烃出料管线，所述芳烃干气压缩机出口分液罐的液相出料管线与乙烷塔中部连接。

2.一种油吸收及压缩冷凝法回收炼厂干气中碳二的方法，其特征在于，该方法包括：

将芳烃干气、焦化干气分别升压、冷却，经升压冷却后的芳烃干气进行气液分相，得到的气相与焦化干气一起送入吸收塔和解吸塔，得到的液相送入乙烷塔；

以碳四馏分为吸收剂，通过吸收-解吸过程，回收干气中的碳二组分，解吸塔顶的提浓气经升压后，与所述气液分相得到的液相一起送入乙烷塔；乙烷塔分离其中的乙烷和碳三以上组分，得到富乙烷气和轻烃。

3.根据权利要求2所述的方法，其中，该方法包括以下步骤：

(1)焦化干气压缩、冷却：将焦化干气的压力提高至3.0～5.0MPaG，然后冷却至5℃～15℃；

(2)芳烃干气压缩、冷却：将芳烃干气的压力提高至3.0～5.0MPaG，然后冷却至5℃～15℃；

(3)芳烃干气分相：将步骤(2)得到的芳烃干气在分液罐进行气液分相；

(4)碳四吸收：将步骤(1)得到的焦化干气和步骤(3)得到的分液罐气相送入吸收塔，与从顶部喷入的碳四馏分吸收剂逆流接触；吸收塔塔顶气相送出界区，塔釜物流送至解吸塔处理；

(5)碳四解吸：吸收塔塔釜物流进入解吸塔中部，在解吸塔顶得到碳二提浓气；在解吸塔釜得到贫吸收剂，所述贫吸收剂返回吸收塔循环使用；

(6)提浓气压缩：将步骤(5)得到的碳二提浓气的压力提高至3.0～5.0MPaG；

(7)乙烷分离：步骤(6)得到的碳二提浓气和步骤(3)得到的分液罐液相进入乙烷塔中部，在乙烷塔顶得到富乙烷气，在乙烷塔釜得到轻烃。

4.根据权利要求3所述的方法，其中，步骤(1)中压缩为多段压缩。

5.根据权利要求4所述的方法，其中，步骤(1)中压缩为二段压缩或者三段压缩。

6.根据权利要求3所述的方法，其中，步骤(2)中压缩为多段压缩。

7.根据权利要求6所述的方法，其中，步骤(2)中压缩为二段压缩或者三段压缩。

8.根据权利要求3所述的方法，其中，步骤(1)和步骤(3)中，将干气冷却至10℃～15℃；制冷剂为由溴化锂吸收式制冷机提供的冷水。

9.根据权利要求2或3所述的方法，其中，吸收塔的理论板数为25～50，操作压力为3.0～5.0MPaG，塔顶温度为10℃～30℃，塔釜温度为80℃～130℃。

10.根据权利要求2或3所述的方法，其中，解吸塔的理论板数为20～50，操作压力为1.5～2.8MPaG，塔顶温度为15℃～70℃，塔釜温度为110℃～200℃。

11.根据权利要求2或3所述的方法，其中，乙烷塔的理论板数为30～60，操作压力为3.0～4.5MPaG，塔顶温度为10℃～40℃，塔釜温度为70℃～130℃。

12.根据权利要求2或3所述的方法，其中，乙烷塔顶设置有冷凝器，冷凝器出口温度优选为5～15℃，制冷剂优选为由溴化锂吸收式制冷机提供的冷水。

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