CN111247118A - 用于从干气回收裂化装置进料的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了用于从包含乙烯、乙烷和重质烃以及轻质气体的FCC吸收器废气中回收蒸汽裂化进料的方法，该方法涉及从所述废气中除去氢气、氮气、含硫物质、一氧化碳/二氧化碳、甲烷和其他杂质。吸收区域在乙炔选择性加氢处理反应器的上游以去除足够的硫化氢，所述硫化氢可使选择性加氢处理催化剂中毒，但在进料流中留下足够的硫以防止温度失控。

Description

用于从干气回收裂化装置进料的方法
优先权声明
本申请要求2017年9月20日提交的美国申请号15/710,529的优先权，该申请的内容据此全文以引用方式并入。
技术领域
本领域涉及用于回收蒸汽裂化装置进料的方法和设备。更具体地讲，技术领域涉及用于从FCC吸收器废气中回收蒸汽裂化装置进料的方法和设备。
背景技术
在典型的流体催化裂化(FCC)单元中，吸收器废气(也称为干燥气体)占精炼厂燃料气体产量的三分之一。干气是吸收器废气流的通用名称，其包含沸点低于乙烷的所有气体。剩余的流被称为FCC干气。典型的干气流包含5重量％至50重量％的乙烯、10重量％至20重量％的乙烷、5重量％至20重量％的氢气、5重量％至20重量％的氮气、0.05重量％至5.0重量％的一氧化碳和0.1重量％至5.0重量％的二氧化碳，以及小于0.01重量％的硫化氢和氨，余量为甲烷和其他杂质。
干气中的乙烯和重质烃是有价值的组分。乙烷可以为用于乙烯生产的乙烷裂化设施的良好进料源，并且乙烯可回收用于聚乙烯生产。目前，干气中的大多数乙烯和乙烷被燃烧而不是回收，因为废气含有太多的用于除去的不经济的污染物。然而，如果可使回收是经济的，则干气流仍包含有吸引力的量的乙烯、乙烷和重质组分。
每天处理7,949千升(50,000桶)的FCC单元将每天产生并燃烧多达181,000kg(200吨)的含有36,000kg(40吨)乙烯和14,400kg(16吨)乙烷的干气作为燃料。因为燃料气体与纯乙烯或蒸汽裂化装置进料之间存在较大的价格差异，因此从干气中回收该乙烯和乙烷将在经济上是有利的。然而，干气流包含稀释杂质，所述杂质可使催化剂中毒或损害乙烯回收，但它们的除去在经济上不靠气体回收系统支持。干气中的杂质包括：硫化氢、硫醇、羰基硫化物、二氧化碳、一氧化碳、氮气、一氧化二氮、氧气、乙炔、氨、氯化物和砷。
因此，期望提供用于从干气除去杂质以允许以安全且高性价比的方式回收和使用乙烯和乙烷的设备和方法。
发明内容
用于从包含乙烯、乙烷和重质烃以及轻质气体的FCC吸收器废气中回收蒸汽裂化进料的方法涉及从所述废气中除去氢气、氮气和甲烷以及其他杂质。吸收区域在乙炔选择性加氢处理反应器的上游以去除足够的硫化氢，所述硫化氢可使选择性加氢处理催化剂中毒，但在进料流中留下足够的硫以防止温度失控。
附图说明
图1为根据示例性实施方案的用于回收蒸汽裂化装置进料的方法和设备的示意图。
定义
如本文所用，术语“料流”可包括各种烃分子和其他物质。
注释“Cx”意指具有“x”个碳原子数目的烃分子，Cx +意指具有“x”个和/或多于“x”个碳原子数目的烃分子，并且Cx -意指具有“x”个和/或少于“x”个碳原子数目的烃分子。
如本文所用，术语“区”可指包括一个或多个设备项和/或一个或多个子区的区域。设备项可包括一个或多个反应器或反应器容器、加热器、交换器、管道、泵、压缩机、控制器和塔。另外，设备项诸如反应器、干燥器或容器还可包括一个或多个区或子区。
如本文所用，术语“塔顶管线”可意指在容器(诸如塔)的顶部或附近连接的管线。
如本文所用，术语“塔底料流”可意指在容器(诸如塔)的底部或附近连接的管线。
如附图所示，图1中的工艺流程管线可互换地称为例如管线、管道、进料、气体、产物、排放物、部件、部分或料流。
术语“连通”意指在枚举的部件之间可操作地允许物质流动。
术语“下游连通”意指在下游连通中流向主体的至少一部分物质可以从与其连通的对象可操作地流动。
术语“上游连通”意指在上游连通中从主体流出的至少一部分物质可以可操作地流向与其连通的对象。
术语“塔”意指用于分离不同挥发性的组分中的一种或多种组分的一个或多个蒸馏塔。除非另外指明，否则每个塔包括在塔的顶部上的用于冷凝一部分塔顶料流并使其回流回塔的顶部的冷凝器，以及在塔的底部的用于蒸发一部分塔底料流并将其送回塔的底部的再沸器。可以预热塔的进料。顶部压力是塔的蒸气出口处塔顶蒸气的压力。底部温度是液体底部出口温度。塔顶管线和塔底管线是指从任何回流或再沸的塔下游到塔的净管线。汽提塔可省略了塔的底部处的再沸器，并且相反提供对液化的惰性介质(诸如蒸汽)的加热要求和分离动力。汽提塔通常从顶部塔盘进料并从底部取出汽提产物。
如本文所用，术语“富组分流”是指从容器出来的富流具有比到容器的进料大的组分浓度。
如本文所用，术语“贫组分流”是指从容器出来的贫流具有比到容器的进料小的组分浓度。
术语“主要”意指大多数，适当地至少80重量％，并且优选地至少90重量％。
具体实施方式
本发明可应用于包含乙烯和乙烷，优选地稀释比例的乙烯的任何烃流。适宜的稀释乙烯流通常可包含介于5重量％和50重量％之间的乙烯。FCC干气流为适宜的稀释乙烯流。其他稀释乙烯流也可用于本发明，诸如炼焦器干气流。因为本发明特别适用于FCC干气，因此将结合利用来自FCC干气流的乙烯来描述本申请。
现在转到图1，其中类似的标号表示类似的部件，图1示出了通常包括FCC单元10、产物回收段90和干气处理段140的精炼厂复合装置6。FCC单元段10包括反应器12和催化剂再生器14。FCC单元10中的工艺变量通常包括400C(752°F)至600℃(1112°F)的裂化反应温度和500C(932°F)至900℃(1652°F)的催化剂再生温度。裂化和再生两者均在低于506kPa(72.5psia)的绝对压力下进行。
图1示出了典型的FCC反应器12，其中分配器16中的重质烃进料或原油流与从再生催化剂立管18进入的再生裂化催化剂接触。在FCC反应器12中的接触可在窄竖管20中进行，所述竖管向上延伸至反应器容器22的底部。进料和催化剂的接触通过来自流化管线24的气体进行流化。在一个实施方案中，来自催化剂的热使烃进料或油蒸发，并且此后在催化剂的存在下烃进料裂化成较轻分子量的烃产物，因为两者均在竖管20向上转移到反应器容器22中。在竖管20中进行不可避免的副反应，从而在催化剂上留下降低催化剂活性的焦炭沉积物。此后使用旋风分离器将裂化的轻质烃产物与焦化的裂化催化剂分离，所述旋风分离器可包括反应器容器22中的初级分离器26和一级或两级旋风分离器28。气态的裂化产物通过产物出口31离开反应容器22到管线32，以输送至下游产物回收段90。废催化剂或焦化催化剂需要再生以供进一步使用。在与气态产物烃分离后，焦化的裂化催化剂落入汽提段34中，其中蒸汽通过喷嘴注入以清除任何残余的烃蒸气。在汽提操作之后，通过废催化剂立管36将焦化催化剂携带至催化剂再生器14。
图1示出了被称为燃烧器的再生器14，但其他类型的再生器也是合适的。在催化剂再生器14中，通过空气分配器38引入含氧气体(诸如空气)的流以接触焦化催化剂。从焦化催化剂燃烧焦炭以提供再生催化剂和烟道气。催化剂再生过程向催化剂添加大量的热，从而提供能量以抵消在反应器竖管20中发生的吸热裂化反应。催化剂和空气沿位于催化剂再生器14内的燃烧器竖管40一起向上流动，并且在再生之后，最初通过经由沉降器42排放而分离。分别使用催化剂再生器14内的第一级旋风分离器44和第二级旋风分离器46来实现离开沉降器42的再生催化剂和烟道气的附加回收。与烟道气分离的催化剂通过旋风分离器44、46中的浸入支管分配，然而催化剂中相对较轻的烟道气依次离开旋旋风分离器44、46，并且通过烟道气管线48中的烟道气出口47离开再生器容器14。再生的催化剂通过再生催化剂立管18携带回到竖管20。由于焦炭燃烧，在管线48中的催化剂再生器14的顶部处离开的烟道气蒸气包含CO、CO2、N2和H2O连同较少量的其他物质。热烟道气通过管线48中的烟道气出口47离开再生器14以用于进一步加工。
FCC产物回收段90与产物出口31下游连通。在产物回收段90中，将管线32中的气态FCC产物引导至FCC主分馏塔92的下段。主分馏塔92还与产物出口31下游连通。可将FCC产物的多种馏分分离并从主分馏塔中取出，其包括来自管线93的底部的重质淤浆油，从出口95a取出的管线95中的轻质循环油和从出口96a取出的管线96中的重质石脑油流。管线93-96中的任一个或全部可被冷却并泵送回到主分馏塔92，以通常在较高的位置处冷却主分馏塔。汽油和气态轻质烃在塔顶管线97中从主分馏塔92中除去，并且在进入主塔接收器99之前冷凝。主塔接收器99与产物出口31下游连通。
从接收器99中的储槽中除去含水流。此外，冷凝的轻质石脑油流在冷凝管线101中除去，同时塔顶料流在塔顶管线102中从接收器99除去。塔顶管线102中的塔顶料流包含气态轻质烃，其可包含稀释乙烯流。冷凝管线101中的冷凝流的一部分回流回到管线103中的主塔，因此主分馏塔92与主塔接收器99上游连通。净塔底管线105中的净塔底料流和包含不稳定的轻质石脑油的塔顶管线102中的净塔顶料流可进入产物回收段90的气体回收段120。
示出气体回收段120为基于吸收的系统，但可使用任何气体回收系统，包括冷箱系统。为了获得轻质气体组分的足够的分离，在压缩机104中压缩塔顶管线102中的气体流。可使用多于一个的压缩机级，并且通常利用双级压缩将管线102中的气体流压缩至介于1.2MPa至2.1MPa(表压)之间(180-300psig)，以提供压缩的轻质蒸气烃流。三级压缩可有利地提供至少高达3.4MPa(表压)(500psig)的附加压力。
压缩机排放管线106中的压缩的轻质蒸气烃流可通过管线107和108中的流接合、冷却并递送至高压接收器110。可将来自接收器110的含水流送至主塔接收器99。可将来自高压接收器110的顶部的高压塔顶管线112中的气态烃流送至初级吸收塔114的下端。在初级吸收塔114中，气态烃流与被引导至初级吸收塔114的上端的来自净主塔接收器塔底管线105中的净主塔接收器塔底料流的不稳定轻质石脑油流接触，以实现C3+烃和C2-烃之间的分离。通过从流105的进料入口上方的管线135进料稳定汽油，来进一步改善这种分离。初级吸收塔114经由压缩机排放管线106、高压塔顶管线112和主塔接收器99的主塔塔底管线105与主塔接收器的塔顶管线102下游连通。在冷却之前，使吸收器塔底管线107中的液体C3+塔底料流返回至压缩机排放管线106。来自初级吸收塔114的初级吸收器塔顶管线116中的初级废气流包含稀释的乙烯流，其被进料至二级吸收器118的下端。
二级吸收塔118与初级吸收塔114下游连通。从管线95转移至二级吸收塔118的上端的管线121中的轻质循环油的循环流吸收初级废气中的大部分C3-C4物质。二级吸收塔118与主分馏塔92下游连通。将富含C3+物质的来自二级吸收器塔底管线119中的二级吸收塔118的塔底的轻质循环油经由管线95周围的泵返回至主分馏塔92。主分馏塔92经由二级吸收器塔底管线119与二级吸收塔118下游连通。来自二级吸收塔118的包含主要为C2-烃与许多杂质的干气的二级废气流在二级吸收器塔顶管线122中作为烃进料流除去以用于进一步处理。吸收塔114和118两者均不具有冷凝器或再沸器，但可采用围绕冷却回路的泵。
在高压接收器110中，在高压塔顶管线112中离开的气态烃流与从高压塔底管线124中的高压接收器110的底部离开的包含C3+烃的高压液体流分离。将高压塔底管线124中的高压液体流送至汽提塔126。汽提塔126不具有冷凝器，但接收高压塔底管线124中的冷却的高压液体流。大部分C2-材料在汽提塔塔顶管线108中从汽提塔126除去并返回至压缩机排放管线106。来自汽提塔126的液体汽提塔塔底料流通过汽提塔塔底管线128送至脱丁烷分馏塔130。
脱丁烷分馏塔在脱丁烷塔顶管线132中产生包含C3-C4烃产物的脱丁烷塔顶料流并且在脱丁烷塔底管线134中产生包含稳定汽油的脱丁烷塔底料流。塔底管线134中的稳定汽油的一部分可在脱丁烷再循环管线135中再循环至主塔接收器塔底管线105的进料入口上方的初级吸收塔的顶部以改善C3+烃的回收。脱丁烷塔顶管线132中的包含C3和C4烯烃的脱丁烷塔顶料流可用作烷基化的进料或进行进一步加工以回收烯烃。在一个方面，可将脱丁烷塔顶管线132进料到LPG分流器，以将C3烃与C4烃分流。净脱丁烷塔底管线136中的净脱丁烷塔底料流可在石脑油分流器塔中分馏以分离轻质石脑油和重质石脑油和/或进一步处理并送至汽油储存器。
表1示出了干气烃进料流中的杂质的范围和蒸汽裂化单元所需的典型的最大浓度。
表1
污染物 干气 进料要求
H<sub>2</sub>S，vppm 5000-15000 1
硫醇，mg/kg 1-10 1
COS，vppm 5-20 1
CO<sub>2</sub>，vppm 10000-20000 2
CO，vppm 1000-5000 2
N<sub>2</sub>，wppm 50000-200000 100
NOx，wppm 10-100 5
O<sub>2</sub>，vppm 1000-10000 2
乙炔，vppm 5-20 3
NH<sub>3</sub>，wppm 1000-10000 2
氯，vppm 20-60 37
AsH<sub>3</sub>，wppb 50-200 20
表2示出了可存在于干气烃进料流中的烃和氢气的范围。干气流可具有75℃(167°F)至125℃(257°F)的温度和1600kPa(232psig)至1900kPa(276psig)的压力。
表2
组分 mol％
氢气 10-30
甲烷 25-40
乙烷 10-20
乙烯 10-20
丙烷 0.25-1.5
丙烯 1-5
异丁烷 0.1-1.5
正丁烷 0.01-0.5
1-丁烯 0.05-0.75
异丁烯 0.05-0.75
反式-丁烯 0.05-0.75
顺式-丁烯 0.05-0.75
丁二烯 0
异戊烷 0.05-0.5
正戊烷 0-0.05
C<sub>6+</sub> 0.05-0.1
二级塔顶管线122中的烃进料流必须在干气处理段140中纯化以允许进一步处理来制备蒸汽裂化装置进料。干气处理段140包括水洗塔50、吸收单元60、选择性加氢处理反应器80、吸附-脱甲烷塔单元150、酸性气体吸附单元190和脱硫吸附容器210。
可将二级塔顶管线122中的烃进料流进料到水洗塔50中以从烃进料流中除去氯化物和氨。首先除去氯化物以避免更昂贵的下游不锈钢设备。此外，氨除去降低了下游胺处理的操作成本。可将水流引入管线52中的水洗塔的顶部，并且逆流接触在水洗塔50的底部处进入的烃进料流。水洗流吸收氯化物和氨。水洗塔底管线54中的富含氯化物和氨的含水流离开水洗塔50。水洗塔50中的塔盘增强了气-液接触。由于高氯化物和二氧化碳含量，水洗塔50和其中的塔盘可由双相不锈钢制成。水洗塔可在40℃(104°F)至125℃(257°F)的温度和1250kPa至1750kPa的压力下操作。耗尽氨和氯化物的洗涤的烃进料流在水洗塔顶管线56中离开水洗塔50的塔顶并进入吸收单元60。
在吸收单元60中，通过与溶剂接触从洗涤的烃进料流中吸收二氧化碳、硫化氢和羰基硫化物，以提供吸收的烃进料流，所述吸收的烃进料流在吸收管线76中离开吸收单元60。在一个实施方案中，吸收单元包括两个吸收塔62和70。在第一吸收塔62中，将洗涤塔底管线56中的烃进料流进料至第一吸收塔的底部，并在第一溶剂管线64中与进料到第一吸收塔62的顶部的第一溶剂逆流接触。洗涤塔顶管线56中的洗涤的烃进料流可经过塔盘式或填充式第一吸收塔62。第一吸收塔62可与水洗塔50下游连通。将酸性气体、硫化氢、二氧化碳和羰基硫化物吸收到来自管线64的第一溶剂中。优选的第一溶剂包括SelexolTM，其购自伊利诺斯州德斯普兰斯的环球油品公司(UOP LLC，Des Plaines，Illinois)，和胺诸如链烷醇胺，包括二乙醇胺(DEA)、单乙醇胺(MEA)、甲基二乙醇胺(MDEA)、二异丙醇胺(DIPA)和二甘醇胺(DGA)。代替优选的胺或除了优选的胺之外，可使用其他胺。所得的第一吸收的烃进料流在第一吸收器塔顶管线66中离开第一吸收塔62的塔顶，其中5vppm至30vppm的硫化氢仍残留在第一吸收的烃进料流中。在第一吸收器塔底管线68中从第一吸收塔62的底部取出富含硫化氢的溶剂流。来自底部的富含硫化氢的溶剂可再生并在管线64中再循环回到第一吸收塔62。第一吸收塔62可在40℃(104°F)至125℃(257°F)的温度和1200kPa至1600kPa的压力下操作。洗涤塔底管线56中的洗涤的烃进料流的温度可介于20℃(68°F)和80℃(176°F)之间，并且溶剂管线64中的第一溶剂流的温度可介于20℃(68°F)和70℃(158°F)之间。
烃进料流中的二氧化碳、硫化氢和羰基硫化物可能仍需要从第一吸收器塔顶管线66中的第一吸收的烃进料流中进一步除去。在第二吸收塔70中，可将第一吸收器塔顶管线66中的第一吸收的烃进料流进料至第二吸收塔70的底部，并且在第二溶剂管线74中与进料至第二吸收塔70的顶部的第二溶剂逆流接触。第一吸收器塔顶管线66中的第一吸收的烃进料流可经过塔盘式或填充式第二吸收塔70。第二吸收塔70可与水洗塔50和第一吸收塔62下游连通。酸性气体、硫化氢、二氧化碳和羰基硫化物被吸收到来自管线74的第二溶剂中。优选的第二溶剂包括Selexol和链烷醇胺，如先前针对第一溶剂管线64中的第一溶剂流所提及的。第二吸收塔70可在第二溶剂中使用活化剂，所述活化剂加速动力学并且减少所需的塔盘数。活化剂可包含哌嗪。代替优选的胺或除了优选的胺之外，可使用其他胺。所得的第二吸收的烃进料流在第二吸收器塔顶管线中离开第二吸收塔70的塔顶，所述第二吸收器塔顶管线可为硫化氢、二氧化碳和羰基硫化物仅以可接受的含量存在于第二吸收的烃进料流中的吸收器管线76。在第二吸收器塔底管线78中从第二吸收塔70的底部取出富含二氧化碳、羰基硫化物和硫化氢的溶剂流。可使来自底部的富含二氧化碳、羰基硫化物和硫化氢的溶剂再生并循环回到管线78中的第二吸收塔70。第二吸收塔70可在75C(167°F)至125℃(257°F)的温度和1000kPa至1400kPa的压力下操作。在进入第二吸收塔70之前，第一吸收器塔顶管线66中的第一吸收的烃进料流的温度可冷却至介于20℃(68°F)和80℃(176°F)之间，并且溶剂管线74中的第二溶剂流的温度可介于20℃(68°F)和70℃(158°F)之间。耗尽二氧化碳、羰基硫化物和硫化氢的吸收的烃进料流在吸收器管线76中离开吸收单元60。吸收的烃进料流可包含不超过20vppm二氧化碳和50vppm硫化氢。
可将可包含第二吸收器塔顶管线76中的第二吸收的烃进料流的吸收的烃进料流引入选择性加氢处理反应器80，以将吸收的烃进料流中的乙炔氢化为乙烷和乙烯。选择性加氢处理反应器80包括固定催化剂床82中的氢化催化剂，以用于将乙炔转化为乙烯和一氧化二氮并且将氧气转化为水和氨。催化剂床可使用镍催化剂，诸如购自南方化学公司(Sud-Chemie)的OleMax 101催化剂。存在于烃进料流中的氢气将具有足够的量以氢化乙炔以及降低NOx和O2浓度。氢化催化剂利用一些硫，但是过多的硫和二氧化碳可使催化剂中毒。因此，选择性加氢处理反应器80位于水洗塔50和吸收单元60的下游，其除去硫化氢和二氧化碳。可将氢化硫化剂加入进入选择性加氢处理反应器80的烃进料流中以减弱催化剂活性，从而降低温度失控的可能性，具体地讲在催化剂老化时。二甲基二硫化物是适宜的氢化硫化剂。选择性加氢处理反应器80在氢化管线84中提供氢化的烃进料流。
在选择性加氢处理之后，必须在变压吸附-脱甲烷塔单元150中从氢化的烃进料流中除去轻质气体。由于变压吸附-脱甲烷塔单元150在远低于水的凝固点下运行，因此必须在冷却器152和干燥器160的上游除去水。冷却器152使用丙烯制冷剂将来自氢化管线84中的氢化烃进料流的大部分水冷凝。冷凝水与分离器154中的氢化烃流分离，作为分离器塔底管线156中的含水流。部分干燥的烃流离开分离器154的塔顶管线158并进入干燥器160。干燥器160可包括亲水性吸附剂的床162，所述亲水性吸附剂诸如活性氧化铝、硅胶、分子筛干燥剂、活性炭、锌X沸石、钙Y沸石、以及它们的混合物，其将吸附水以降至干燥的烃进料流中的1wppm浓度，在该浓度下冷冻将不是问题。干燥的烃进料流在干燥器管线164中离开干燥器160并递送至变压吸附单元170。
干燥的烃进料流包括重质材料和轻质气体。重质材料可包括烃，诸如乙烯、乙烷、丙烷、丙烯和其他更重的烃。轻质气体可包括甲烷和更轻的气体。
变压吸附单元170包括选择性用于吸附重质材料的吸附剂。选择性吸附重质材料的吸附剂的示例包括但不限于硅胶吸附剂。在1000kPa至1200kPa范围内的较高压力下，变压吸附单元170中的吸附剂不吸附包括氢气、氮气、氧气、一氧化碳和甲烷在内的轻质气体，但是选择性吸附包括重质气体、二氧化碳、硫化氢和乙烯以及重质烃的重质材料。变压吸附单元170中的吸附剂使轻质气体在排气管线172中通过。在一个示例性实施方案中，将存在于变压吸附单元170的烃进料流中的至少80重量％的氮气和氢气从排气管线172中的重质吸附气体中除去。此外，将存在于变压吸附单元170的烃进料流中的至少70重量％的甲烷从变压吸附单元170的排气管线172中的重质气体中除去。在另一个示例性实施方案中，将存在于变压吸附单元170的烃进料流中的至少75重量％的甲烷在排气管线172中的变压吸附单元170中除去。由变压吸附单元170中的吸附剂吸附的重质气体在20kPa至210kPa范围内的较低压力下定期解吸，并且在重管线174中进一步加工。
重管线174中的重质烃进料流还可包括由变压吸附单元170与重质材料一起吸附和解析的轻质气体的其余部分。重管线174中的吸附区流出物流可具有在20kPa至210kPa(表压)范围内的压力。重管线174中的重质烃进料流可在压缩机176中压缩以在重管线174中提供压缩的重质烃进料流。根据一个实施方案，压缩机176可以为两级压缩机。在一个示例中，重管线174中的压缩的重质烃进料流可具有至少2MPa至6MPa(表压)的压力。将重管线174中的压缩的重质烃进料流传送至冷却器178以冷却重质烃进料流。在一个示例性实施方案中，在冷却器178中将压缩的重质烃进料流冷却至不低于-30℃(-22°F)的温度。在另一个示例性实施方案中，在冷却器178中将压缩的重质烃进料流冷却至不低于-20℃(-4°F)的温度。
将冷却的重质烃进料流从冷却器178中抽取并传递到脱甲烷塔180。在脱甲烷塔180中，诸如通过常规蒸馏，将C2-烃产物分馏，以在脱甲烷塔塔顶管线182中提供脱甲烷塔塔顶料流并在脱甲烷塔塔底管线184中提供脱甲烷塔底料流。脱甲烷塔塔顶料流是从脱甲烷塔塔顶接收器的塔顶取出的净蒸气流。脱甲烷塔塔顶管线182中的脱甲烷塔塔顶料流包括乙烯、乙烷以及由变压吸附单元170吸附和解吸的其余量的甲烷、氢气和氮气。脱甲烷塔塔顶管线182中的脱甲烷塔塔顶料流可再循环至变压吸附单元170以回收可保留在脱甲烷塔塔顶料流中的乙烯。在各种实施方案中，脱甲烷塔塔顶料流182可穿过冷却器178以与重管线174中的压缩的重质烃进料流间接热交换以冷却重质烃进料流，并在再循环至变压吸附单元170的入口之前加热脱甲烷塔塔顶料流182。脱甲烷塔180在介于-30℃(-22°F)和-50℃(-58°F)之间，适当地至少-45℃(-49°F)并且优选地至少-40℃(-40°F)的显著升高的温度下，而不是在大约-95℃(-140°F)的低温脱甲烷塔温度下操作。因此，可在不使用乙烯制冷剂体系的情况下满足总体乙烯分离。这允许脱甲烷塔180用丙烯制冷剂冷却，其可冷却至低于-49℃(-56°F)的温度，而不是必需冷却至低于-100℃(-148°F)的温度以用于回收乙烯的基于乙烯制冷剂的冷却系统。
从净脱甲烷塔底管线184中的脱甲烷塔180的底部抽取净脱甲烷塔塔底料流。净脱甲烷塔底料流包括乙烯、乙烷和重质烃。在一个实施方案中，净脱甲烷塔底料流包含比存在于进料到干燥器管线164中的变压吸附单元170的烃进料流中的乙烯更轻的小于1重量％的轻质气体。净脱甲烷塔塔底管线184中的净脱甲烷塔底料流主要包括乙烯和乙烷。根据示例性实施方案，净脱甲烷塔塔底料流包括存在于进料到干燥器管线164中的变压吸附单元170的烃进料流中的至少85重量％且优选地至少90重量％的乙烯。
脱甲烷塔底料流可在介于2MPa和6MPa(表压)之间的压力下，并且将仍然具有超过流裂化单元的规格的硫化氢、羰基硫化物、二氧化碳、硫醇和砷化氢的浓度。可将脱甲烷塔底料流递送至酸性气体吸附单元190，以用于从净脱甲烷塔底料流中吸附硫化氢、羰基硫化物和二氧化碳。酸性气体吸附单元可包括吸附容器192，所述吸附容器包括具有酸性气体吸附剂的吸附床194，其通过与净脱甲烷塔底料流接触来吸附硫化氢、羰基硫化物和二氧化碳以在酸性气体吸附管线196中提供酸性气体吸附的净塔底料流。在一个方面，酸性气体吸附单元190可包括具有第一吸附床194的第一吸附容器192和具有第二吸附床200的第二吸附容器198，其各自具有酸性气体吸附剂，所述酸性气体吸附剂通过与净脱甲烷塔底料流接触来吸附硫化氢、羰基硫化物和二氧化碳以在酸性气体吸附管线196中提供酸性气体吸附的净塔底料流。在一个方面，第一吸附容器192和第二吸附容器198可以摆动床模式操作。在一个实施方案中，阀被布置成使得第一吸附容器192中的第一吸附床194接收净脱甲烷塔底管线184中的脱甲烷塔底料流以吸附酸性气体，然而第二吸附容器198中的第二吸附床200不与脱甲烷塔底管线184连通。第二吸附床200可用来自再生管线202的解吸气体诸如氮气进行再生以从第二吸附床194除去吸附的酸性气体，然而不与脱甲烷塔底管线184连通。当第一吸附床194被耗尽时，阀可被重新布置，使得第二吸附容器198中的第二吸附床200接收净脱甲烷塔底管线184中的脱甲烷塔底料流以吸附酸性气体，然而第一吸附容器192中的第一吸附床194不与脱甲烷塔底管线184连通。第一吸附床194可用来自再生管线202的解吸气体进行再生以从第一吸附床194除去吸附的酸性气体，然而不与脱甲烷塔底管线184连通。
床194和200中的酸性气体吸附剂可以为CG-731吸附剂，其可购自伊利诺伊州德斯普兰斯的环球油品公司(UOP LLC，Des Plaines，Illinois)。酸性气体吸附管线196中的酸性气体、硫化氢、羰基硫化物和二氧化碳的浓度可各自不超过1vppm。
酸性气体吸附管线196中的酸性气体吸附的脱甲烷塔底料流仍可包含超过蒸汽裂化单元的规定水平的砷化氢和硫醇浓度。因此，可将酸性气体吸附管线196中的酸性气体吸附的脱甲烷塔底料流进料至包括脱硫吸附床212的脱硫吸附容器210。使酸性气体吸附的脱甲烷塔底料流与脱硫吸附剂床212中的脱硫吸附剂接触，以吸附硫醇和砷化氢，并且在脱硫管线214中提供脱硫的脱甲烷净塔底料流。脱硫吸附剂可以为GB-238吸附剂，其可购自伊利诺伊州德斯普兰斯的环球油品公司(UOP LLC，Des Plaines，Illinois)。脱硫管线214中的脱硫的脱甲烷净塔底料流可包含不超过1vppm的硫醇和不超过0.02vppm的砷化氢。脱硫管线214中的脱硫的脱甲烷塔底料流可具有1.5MPa至2MPa的压力。
可将脱硫管线214中的脱硫的脱甲烷塔底料流递送至蒸汽裂化单元220。蒸汽裂化单元220可包括分馏段，该分馏段在脱乙烷塔和乙烯分流器塔中将乙烷和轻质烃与重质烃分离，以从乙烷中回收乙烯。可将乙烷和包含至少一部分的脱硫脱甲烷塔底料流的重质烃转移至蒸汽裂化炉，所述蒸汽裂化炉将乙烷和重质烃裂化以产生乙烯产物。
在一个方面，可在将乙烯耗尽的脱甲烷塔底料流递送至流裂化单元220之前，从脱硫管线214中的脱硫脱甲烷流中除去乙烯。C2分流器塔230可与脱甲烷塔180和脱硫吸附容器210下游连通，并且被构造成从脱硫管线214中的脱硫脱甲烷塔底料流中回收乙烯。在示例性实施方案中，脱乙烷塔(未示出)也可用于脱甲烷塔180和C2分流器塔230之间，以将主要包含乙烷和乙烯的脱乙烷塔塔顶料流与可回收的脱乙烷C3+塔底料流分离，并且随后将脱乙烷塔塔顶料流送至C2分流器塔210。然而，可不必首先在脱乙烷塔中将重质烃与C2烃分离，因为在C2分流器塔230中，重质烃应与乙烷塔底料流一起流过。C2分流器塔230可在净分流器塔顶管线232中回收高纯度(诸如大于99.5mol％)的乙烯产物流，并且在分流器塔底管线234中回收富乙烷塔底料流。分流器塔底管线234中的富乙烷流可作为蒸汽裂化进料递送至蒸汽裂化单元220。C2分流器塔230可在3.5MPa至4MPa和-30℃(-22°F)至-50℃(-58°F)的塔顶温度下操作。
因此，废干气流可用于生产高纯度乙烯流和蒸汽裂化装置产物流。
具体的实施方案
虽然结合具体的实施方案描述了以下内容，但应当理解，该描述旨在说明而不是限制前述描述和所附权利要求书的范围。
本发明的第一实施方案是用于从包含乙烯、乙烷和重质烃的烃进料流中除去轻质气体的方法，所述方法包括：(a)通过与溶剂接触，从所述烃进料流吸收二氧化碳、硫化氢和羰基硫化物以提供吸收的烃进料流；(b)将吸收的烃进料流中的乙炔氢化成乙烷和乙烯以提供氢化的烃进料流；(c)从所述氢化的烃进料流中的包含氢气、一氧化碳、氮气和甲烷的轻质气体中除去重质烃进料流；以及(d)使所述重质烃进料流脱甲烷以提供包含氢气、一氧化碳、氮气和甲烷的塔顶料流和包含乙烯、乙烷和重质烃的净塔底料流。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其还包括在选择性吸附步骤之前，通过使所述氢化烃进料流与亲水性吸附剂接触来干燥所述氢化烃进料流。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其还包括在与所述亲水性吸附剂接触之前，将来自所述氢化烃进料流的水冷却和冷凝。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其还包括在所述吸收步骤之前，用水洗涤所述烃进料流以从所述烃进料流中吸收氯化物和氨。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其还包括将所述脱甲烷塔顶料流再循环至所述除去步骤。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述吸收步骤包括通过与第一溶剂接触以除去二氧化碳和大部分硫化氢，并且然后通过与第二溶剂接触以除去二氧化碳、羰基硫化物和硫化氢至低含量，从所述烃进料流吸收二氧化碳、硫化氢和羰基硫化物并提供所述吸收的烃进料流。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其还包括通过使所述净塔底料流与酸性气体吸附剂接触，使酸性气体从所述净塔底料流中吸附硫化氢、羰基硫化物和二氧化碳以提供酸性气体吸附的净塔底料流。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其还包括用解吸气体使第二酸性气体吸附床再生，同时通过使所述净塔底料流与第一酸性气体吸附床接触，使酸性气体从所述净塔底料流中吸附硫化氢、羰基硫化物和二氧化碳以提供所述酸性气体吸附的净塔底料流。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其还包括通过使所述净塔底料流与脱硫吸附剂接触从所述酸性气体吸附的净塔底料流中脱硫吸附硫醇和砷化氢，以提供脱硫的净塔底料流。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其还包括将所述净塔底料流递送至蒸汽裂化单元以产生烯烃。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其还添加氢化硫化剂以减弱催化剂活性并降低温度失控的可能性。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述脱甲烷塔在介于-30℃和-50℃之间的塔底温度下操作。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中将所述重质烃进料流在传递至所述脱甲烷塔之前压缩。
本发明的第二实施方案是用于从包括乙烷和重质烃的蒸汽裂化装置单元中的烃进料流中除去轻质气体的方法，所述方法包括：(a)通过与溶剂接触，从所述烃进料流吸收二氧化碳、硫化氢和羰基硫化物以提供吸收的烃进料流；(b)将吸收的烃进料流中的乙炔氢化成乙烷和乙烯以提供氢化的烃进料流；(c)在吸附区中从来自氢化烃进料流的包含氢气、氮气、一氧化碳和甲烷的轻质气体中选择性除去重质烃进料流，以提供重质烃进料流；(d)使所述重质烃进料流脱甲烷以提供包含氢气、氮气、一氧化碳和甲烷的塔顶料流和包含乙烯、乙烷和重质烃的净塔底料流；和(e)将所述净塔底料流的至少一部分蒸汽裂化以产生烯烃。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其还包括在选择性吸附步骤之前，通过使来自所述氢化烃进料流的水冷却和冷凝并使所述氢化烃进料流与亲水性吸附剂接触来干燥所述氢化烃进料流。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其还包括在所述吸收步骤之前，用水洗涤所述烃进料流以从所述烃进料流中吸收氯化物和氨。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述吸收步骤包括通过与第一溶剂接触以除去二氧化碳和大部分硫化氢，并且然后通过与第二溶剂接触以除去二氧化碳、羰基硫化物和硫化氢至低含量，从所述烃进料流吸收二氧化碳、硫化氢和羰基硫化物并提供所述吸收的烃进料流。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其还包括通过使所述净塔底料流与酸性气体吸附剂接触，使酸性气体从所述净塔底料流中吸附硫化氢、羰基硫化物和二氧化碳以提供酸性气体吸附的净塔底料流；以及通过使所述净塔底料流与脱硫吸附剂接触从所述酸性气体吸附的净塔底料流中脱硫吸附硫醇和砷化氢，以提供脱硫的净塔底料流。
本发明的第三实施方案是用于从包含乙烯、乙烷和重质烃的烃进料流中除去轻质气体的方法，所述方法包括：(a)用水洗涤烃进料流以从所述烃进料流吸收氯化物和氨以提供洗涤的烃进料流；(b)通过与溶剂接触，从所述洗涤的烃进料流吸收二氧化碳、硫化氢和羰基硫化物以提供吸收的烃进料流；(c)将吸收的烃进料流中的乙炔氢化成乙烷和乙烯以提供氢化的烃进料流；(d)通过使所述氢化的烃进料流与亲水性吸附剂接触来干燥氢化烃进料流以提供干燥的烃进料流；(e)在吸附区中从来自干燥的氢化烃进料流的包含氢气、氮气、一氧化碳和甲烷的轻质气体中选择性除去重质烃进料流，以提供重质烃进料流；以及(f)使所述重质烃进料流脱甲烷以提供包含氢气、氮气、一氧化碳和甲烷的塔顶料流和包含乙烯、乙烷和重质烃的净塔底料流。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第三实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其还包括在使氢化烃进料流与亲水性吸附剂接触之前，将来自所述氢化烃进料流的水冷却和冷凝。
尽管没有进一步的详细说明，但据信，本领域的技术人员通过使用前面的描述可最大程度利用本发明并且可容易地确定本发明的基本特征而不脱离本发明的实质和范围以作出本发明的各种变化和修改，并且使其适合各种使用和状况。因此，前述优选的具体的实施方案应理解为仅例示性的，而不以无论任何方式限制本公开的其余部分，并且旨在涵盖包括在所附权利要求书的范围内的各种修改和等效布置。
在前述内容中，所有温度均以摄氏度示出，并且所有份数和百分比均按重量计，除非另外指明。

Claims (10)

1.一种用于从包含乙烯、乙烷和重质烃的烃进料流中除去轻质气体的方法，所述方法包括：
(a)通过与溶剂接触，从所述烃进料流吸收二氧化碳、硫化氢和羰基硫化物以提供吸收的烃进料流；
(b)将所述吸收的烃进料流中的乙炔氢化成乙烷和乙烯以提供氢化烃进料流；
(c)从所述氢化烃进料流中的包含氢气、一氧化碳、氮气和甲烷的轻质气体中除去重质烃进料流；以及
(d)使所述重质烃进料流脱甲烷以提供包含氢气、一氧化碳、氮气和甲烷的塔顶料流和包含乙烯、乙烷和重质烃的净塔底料流。
2.根据权利要求1所述的方法，其还包括在选择性吸附步骤之前，通过使所述氢化烃进料流与亲水性吸附剂接触来干燥所述氢化烃进料流。
3.根据权利要求2所述的方法，其还包括在与所述亲水性吸附剂接触之前，将来自所述氢化烃进料流的水冷却和冷凝。
4.根据权利要求1所述的方法，其还包括在所述吸收步骤之前，用水洗涤所述烃进料流以从所述烃进料流中吸收氯化物和氨。
5.根据权利要求1所述的方法，其还包括将所述脱甲烷塔顶料流再循环至所述除去步骤。
6.根据权利要求1所述的方法，其中所述吸收步骤包括通过与第一溶剂接触以除去二氧化碳和大部分硫化氢，并且然后通过与第二溶剂接触以除去二氧化碳、羰基硫化物和硫化氢至低含量，从所述烃进料流吸收二氧化碳、硫化氢和羰基硫化物并提供所述吸收的烃进料流。
7.根据权利要求1所述的方法，其还包括通过使所述净塔底料流与酸性气体吸附剂接触，使酸性气体从所述净塔底料流中吸附硫化氢、羰基硫化物和二氧化碳以提供酸性气体吸附的净塔底料流。
8.根据权利要求7所述的方法，其还包括用解吸气体使第二酸性气体吸附床再生，同时通过使所述净塔底料流与第一酸性气体吸附床接触，使酸性气体从所述净塔底料流中吸附硫化氢、羰基硫化物和二氧化碳以提供所述酸性气体吸附的净塔底料流。
9.根据权利要求7所述的方法，其还包括通过使所述净塔底料流与脱硫吸附剂接触从所述酸性气体吸附的净塔底料流中脱硫吸附硫醇和砷化氢，以提供脱硫的净塔底料流。
10.根据权利要求1所述的方法，其还包括将所述净塔底料流递送至蒸汽裂化单元以产生烯烃。
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