CN111394121B - 一种油气高压脱硫和分离的装置及方法 - Google Patents

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Abstract

本发明属于化工领域，具体公开了一种油气高压脱硫和分离的装置及方法，该方法流程简单，操作条件缓和，冷量消耗少，利用较少的设备就能实现对油气中轻烃的分离及回收，尤其可实现碳二、碳三以及碳四组分的高效分离回收，且本发明采用气相和液相分别脱硫、脱硫醇，气相在高压下脱硫及脱硫醇，其设备体积较小，投资较低，且脱硫效果好；同时气相中的重质烃含量减少，可防止重质烃冷凝到胺液中，可以有效避免由于胺液发泡导致的脱硫装置泡沫夹带，确保装置的平稳运行。

Description

一种油气高压脱硫和分离的装置及方法
技术领域
本发明属于炼油及化工领域，更具体地，涉及一种油气高压脱硫和分离的装置及方法，更具体地涉及了催化裂化、催化裂解及延迟焦化等气体收率较高的工艺中的油气高压脱硫和分离的装置及方法。
背景技术
轻烃是指将石油化工工艺中得到甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、碳四等组分，轻烃分离工艺一直是石油化工工艺关注的重点。其中，碳二、碳三和碳四之间的分离工艺比较成熟，通常采用精馏的方法。甲烷由于其沸点低，若采用精馏的方法来分离甲烷和碳二则需要将其冷却至-100℃及更低的温度，即深冷分离，在乙烯装置中通常被采用，其投资和消耗很大。所以说，甲烷的分离一直是轻烃分离工艺关注的重点，轻烃分离工艺技术的开发和工艺流程的设计都是围绕着甲烷的分离进行的。
现有催化裂化工艺通常采用吸收稳定来回收液化气(C3/C4)组分，实现液化气组分与干气(H2/C1/C2)组分的分离。由于催化裂化工艺干气收率较高，且干气中C2组分的含量可达25～40wt％，且主要是乙烯和乙烷，乙烯可以用作生产聚乙烯、苯乙烯等，乙烷可作为作为裂解生产乙烯，其循环裂解乙烯收率高达80％，且富产氢气。因此，回收干气中C2资源备受关注。现有工艺侧重于采用吸收法来回收干气中的碳二，该工艺方法存在以下不足：
(1)干气和碳四组分存在二次分离：在吸收稳定部分将干气和液化气组分进行分离，在碳二回收部分又采用碳四来吸收碳二，碳四和干气再次混合，然后再进行分离。
(2)吸收稳定系统采用稳定汽油作为吸收剂，来回收液化气组分，由于催化裂化工艺液化气组分收率较高，汽油在汽油吸收塔、乙烷脱吸塔和稳定塔之间进行循环，且循环量较大，乙烷脱吸塔和稳定塔底温位较高，塔底重沸器热负荷较大，能耗较高。
(3)整个工艺流程较长，相应增加了投资和能耗。为了回收催化裂化工艺中的C2/C3/C4等轻烃组分，简化分离流程，降低投资和能耗，提出本发明。
(4)现有工艺对经过吸收稳定后干气和液化气进行脱硫及脱硫醇，H2S和硫醇在整个吸收稳定系统内进行循环，可能会带来相关腐蚀问题，且整个吸收稳定系统存在H2S泄露可能带来的安全问题。
发明内容
本发明的目的是一种工艺流程简单，操作条件缓和的轻烃分离装置及方法，通过该方法可实现碳二、碳三以及碳四组分的高效分离和回收，同时采用气相和液相分别进行脱硫、脱硫醇，脱硫效果更好，操作更加灵活。
为了实现上述目的，本发明提供一种油气高压脱硫和分离的方法，该方法包括：
(1)第一气液分离：来自上游装置的油气经冷凝冷却后送至气液分离罐Ⅰ进行气液分离，罐底的液相经增压送至脱丁烷塔，罐顶气相经压缩机升压后送至脱丁烷塔；
(2)脱丁烷：来自步骤(1)的气相和液相进入脱丁烷塔，塔顶馏出气相经冷凝进入塔顶回流罐，塔顶回流罐罐顶气相经压缩冷却后送至气液分离罐Ⅱ，罐底液相经增压后送至气液分离罐Ⅱ，脱丁烷塔的至少部分塔底液相作为稳定汽油产品采出；
(3)第二气相分离：物料在气液分离罐Ⅱ内进行混合、气液平衡后，再次分离出气相与液相，然后分别进行除杂；
(4)气相除杂：气液分离罐Ⅱ分离出的罐顶气相依次在富气脱硫塔内以贫胺液为吸收剂脱H2S和CO2，在富气碱洗塔内以碱液为吸收剂脱除硫醇后送至冷却器；
(5)液相除杂：气液分离罐Ⅱ分离出的罐底液相依次在液态烃脱硫塔内脱除H2S和CO2，在液态烃脱硫醇反应器内脱除硫醇后送至冷却器；
(6)冷却：经过除杂的气态轻烃与液态轻烃在冷却器内进行混合及冷却后送至进料罐；
(7)进料：来自冷却器的混合物流在进料罐内进行混合、预吸收及气液平衡后，罐顶气相送至吸收塔，罐底液相送至分离单元；
(8)吸收：吸收塔内，以混合C4为吸收剂吸收来自进料罐罐顶的气相中的C2以及C2以上的组分，同时共吸收部分甲烷，吸收塔塔顶气相送至下游装置进一步回收吸收剂，塔底液相返回至冷却器；
(9)分离：来自进料罐罐底的液相在分离单元内通过脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔以及任选的丙烯精馏塔进一步分离出C2、C3以及C4组分，其中，C2、C3组分分别作为C2、C3产品采出，C4组分中的至少一部分作为混合C4吸收剂送至吸收塔，其余部分作为混合C4产品采出。
本发明使用范围广泛，化工生产中常见的催化裂化、催化裂解、延迟焦化等气体收率较高的工艺中的油气(包括H2、C1-C4、汽油组分及少量非烃组分)均可使用本发明的装置进行轻烃分离回收液化气。
本发明中，来自上游装置的油气经冷凝冷却后送至气液分离罐Ⅰ进行气液分离，罐底的液相经泵增压送至脱丁烷塔，罐顶气相经压缩机升压后送至脱丁烷塔，优选地，压缩机分为多段，压缩段间产生的液相送至脱丁烷塔。
本发明中将稳定汽油在脱丁烷塔内提前分离出，稳定汽油不参与下游的轻烃分离工艺，可以大幅降低工艺能耗，优选地，所述脱丁烷塔塔顶的操作温度为45～50℃，操作压力为1.0～1.5MPaG，塔底操作温度为180～220℃，所述回流罐的温度为40～45℃。
本发明中，为了满足相关产品回收的要求，需要在进行下一步分离之前，对其进行杂质脱除，主要包括胺洗脱H2S和碱洗脱硫醇。因为高压下气相脱硫、脱硫醇的效果更好，且在高压下脱硫设备的体积较小，本发明中将轻烃分为气相和液相后再分别进行杂质脱除，优选地，所述回流罐罐顶气相经压缩至2.5～3.0MPaG，冷却至35～45℃后送至气液分离罐Ⅱ，罐底液相经增压至2.8～3.3MPaG后送至气液分离罐Ⅱ。气液分离罐Ⅱ内压缩后的气相和增压后的液相进行混合、气液平衡后，再次分离出气相与液相，然后分别进行除杂。由于分离出的气相中重质烃含量较少，进行脱硫时，被冷凝到胺液中的重质烃量也较少，有效避免了由于胺液发泡导致的脱硫装置泡沫夹带，影响装置的平稳运行。
本发明中，为了满足相关产品回收的要求，优选地，胺洗脱H2S采用复合胺液溶剂(即以MDEA为基础的改性溶剂)，同时进行H2S和CO2的脱除，其中，H2S可脱除至低于10ppmv，CO2的脱除效率可达到90～95wt％，有效地降低进入碱洗脱硫醇反应器物流中CO2的含量，进而降低碱液消耗。
根据本发明，优选地，所述富气脱硫塔的操作温度为35～45℃，操作压力为2.5～3.0MPaG；所述富气碱洗塔的操作温度为35～45℃，操作压力为2.4～2.9MPaG；所述液态烃脱硫塔的操作温度为35～45℃，操作压力为3.0～3.5MPaG。
本发明中，经过杂质脱除的气相组分在送入进料罐前还需经过冷却、压缩，气相的升压可以采用一段或多段压缩，冷却下来的液相与经过冷却、压缩后的气相均被送至进料罐中，优选地，所述进料罐的操作温度为5～25℃，操作压力为2.4～2.9MPaG。
根据本发明，优选地，所述吸收塔的操作温度为5～25℃，操作压力为2.4～2.9MPaG。本发明中，吸收塔采用的吸收剂混合C4吸收剂来自脱丙烷塔塔底，是系统内自有平衡的C4组分，不需要从系统外引入。
根据本发明，优选地，所述步骤(9)中的所述分离包括以下两种方式之一：
方式一，所述分离的步骤依次包括：
脱甲烷：来自进料罐罐底的液相在脱甲烷塔内将甲烷进行脱除，同时脱除少部分C2及C2以上的组分，脱甲烷塔塔顶气相送至冷却器，塔底液相送至脱乙烷塔；
脱乙烷：来自脱甲烷塔底的液相在脱乙烷塔内分离C2组分，分离出来的混合C2组分任选经过杂质处理后从脱乙烷塔塔顶作为混合C2产品采出，塔底C3以及C3以上的液相组分送至脱丙烷塔；
脱丙烷：来自脱乙烷塔塔底的液相组分在脱丙烷塔内进一步分离，分离出来的C3组分从脱丙烷塔上部采出，塔底组分至少一部分作为混合C4吸收剂送至吸收塔，其余部分作为混合C4产品采出；
进一步优选地，所述分离还包括：
丙烯精馏：来自脱丙烷塔上部的C3组分在丙烯精馏塔内进一步精馏，丙烯精馏塔塔顶气相经冷却后作为丙烯产品采出，塔底液相作为丙烷产品采出；
方式二，所述分离的步骤依次包括：
脱甲烷：来自进料罐罐底的液相在脱甲烷塔内将甲烷进行脱除，同时脱除少部分C2及C2以上的组分，脱甲烷塔塔顶气相送至冷却器，塔底液相送至脱丙烷塔；
脱丙烷：来自脱甲烷塔塔底的液相组分在脱丙烷塔内进行分离，分离出来的C3及C3以下的组分从脱丙烷塔上部采出任选经过干燥后送至脱乙烷塔，塔底组分中的至少一部分作为混合C4吸收剂送至吸收塔，其余部分作为混合C4产品采出；
脱乙烷：来自脱丙烷塔上部的气相在脱乙烷塔内进一步分离，分离出来的混合C2组分任选经过杂质处理后从脱乙烷塔塔顶作为混合C2产品采出，塔底液相作为混合C3组分采出；
进一步优选地，所述分离还包括：
丙烯精馏：来自脱乙烷塔塔底的混合C3组分在丙烯精馏塔内进一步精馏，丙烯精馏塔塔顶气相经冷却后作为丙烯产品采出，塔底液相作为丙烷产品采出。
本发明上述分离方法中，采用方法二进行轻烃分离时，物流先脱除C4以及C4以上组分后再分离C2，这样会导致分离出来的混合C2中含有约20v％的混合C3组分，在经过脱除杂质处理后的混合C2组分仍需要送到下游乙烯装置继续回收碳二及碳三，但是由于脱乙烷塔未进行精细分离，其塔顶最低温度仅需15℃左右，常规溴化锂制冷即可满足要求。当脱乙烷塔采用精细分离时，可保证分离出来的碳二中基本不含有碳三，脱除杂质后的脱乙烷塔塔顶物流可直接送到下游乙烯装置回收碳二或进行直接利用。相应地，由于脱乙烷塔采用精细分离，塔顶温度最低需达-20℃，常规的溴化锂制冷已经不能满足需求，需设置丙烯制冷压缩机，且脱丙烷塔顶馏出物经过干燥后再送至脱乙烷塔内。
根据本发明，优选地，所述脱乙烷塔的操作温度为5～15℃，操作压力为2.2～3.0MPaG，塔底操作温度为50～110℃。由于本发明所回收的碳二产品中含有15～20v％的丙烯，经杂质处理单元脱除其中的NOx、O2及重金属等相关杂质后送至乙烯装置回收乙烯、乙烷及丙烯等资源。其中，杂质的脱除本领域技术人员根据具体情况采用本领域常规的杂质脱除方法即可，可以为加氢脱除O2、炔烃及NOx，分子筛干燥脱除H2O，吸附脱除COS、吸附脱除汞等。
本发明中可以将分离出的混合C3组分进一步精馏，得到丙烯产品和丙烷产品，优选地，所述丙烯精馏塔的操作温度为45～65℃，操作压力为1.8～2.0MPaG。
为了进一步回收吸收塔塔顶物流中夹带的混合C4吸收剂，优选地，所述方法还包括：
(10)吸收剂回收：吸收剂回收塔内，以部分步骤(2)中采出的稳定汽油产品作为吸收剂吸收来自吸收塔塔顶的气相中的C4以及C4以上的组分，同时吸收少量C2/C3组分，吸收剂回收塔塔顶气相作为干气采出，塔底液相返回至脱丁烷塔，进一步优选地，所述吸收剂回收塔的操作温度为5～25℃，操作压力为2.3～2.8MPaG。
本发明另一方面提供一种油气高压脱硫和分离的装置，该装置包括：油气进料管线、气液分离罐I、压缩机I、脱丁烷塔、压缩机II、冷却器Ⅰ、气液分离罐Ⅱ、富气脱硫塔、富气碱洗塔、液态烃脱硫塔、液态烃脱硫醇反应器、冷却器Ⅱ、进料罐、吸收塔、分离单元；
其中，油气进料管线与气液分离罐I入口连接，气液分离罐I罐顶依次与压缩机I、脱丁烷塔连接，罐底与脱丁烷塔连接；
脱丁烷塔塔顶设置有回流罐，回流罐罐顶依次与压缩机II、冷却器Ⅰ以及气液分离罐Ⅱ连接，罐底连接增压泵后与气液分离罐Ⅱ连接，脱丁烷塔塔底设置稳定汽油采出管线；
气液分离罐Ⅱ罐顶依次与富气脱硫塔、富气碱洗塔、冷却器Ⅱ连接，罐底依次与液态烃脱硫塔、液态烃脱硫醇反应器、冷却器Ⅱ连接；
富气脱硫塔上部设有贫胺液进料管线，富气碱洗塔塔上部设有碱液进料管线；
冷却器Ⅱ与进料罐连接；
进料罐罐顶与吸收塔连接，罐底与分离单元连接；
吸收塔塔顶与下游装置连接，塔底与冷却器Ⅱ连接，吸收塔上部设有混合C4吸收剂进料管线；
所述分离单元包括：脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔以及任选地丙烯精馏塔；脱甲烷塔塔顶与冷却器Ⅱ连接；脱乙烷塔塔顶设有混合C2采出管线，混合C2采出管线上任选设置杂质处理单元；脱丙烷塔塔底设有混合C4产品采出管线，所述混合C4产品采出管线分为两支，其中一支作为混合C4吸收剂进料管线。
本发明中，C4以及C4以下组分的进一步分离在分离单元内进行，该分离单元可以优选为所述脱甲烷塔塔顶与冷却器Ⅱ连接，塔底与脱乙烷塔连接；所述脱乙烷塔塔顶设有混合C2采出管线，混合C2采出管线上任选设置杂质处理单元，塔底与脱丙烷塔连接；所述脱丙烷塔上部设有混合C3采出管线，所述混合C3采出管线任选与丙烯精馏塔连接，塔底设有混合C4产品采出管线，所述混合C4产品采出管线分为两支，其中一支作为混合C4吸收剂进料管线。也可以优选为所述脱甲烷塔塔顶与冷却器Ⅱ连接，塔底与脱丙烷塔连接；所述脱丙烷塔上部任选与干燥单元连接后，再与脱乙烷塔连接，塔底设有混合C4产品采出管线，所述混合C4产品采出管线分为两支，其中一支作为混合C4吸收剂进料管线；所述脱乙烷塔塔顶设有混合C2采出管线，混合C2采出管线上任选设置杂质处理单元，塔底设有混合C3采出管线，所述混合C3采出管线任选与丙烯精馏塔连接。进一步优选地，所述丙烯精馏塔塔顶设有丙烯产品采出管线，塔底设有丙烷产品采出管线。
根据本发明，优选地，所述下游装置还包括吸收剂回收塔；所述吸收剂回收塔塔顶设有干气采出管线，塔底与脱丁烷塔连接，所述吸收剂回收塔上部设有稳定汽油吸收剂进料管线，所述脱丁烷塔稳定汽油采出管线分为两支，其中一支作为所述稳定汽油吸收剂进料管线。
本发明中，所述压缩机I可以分为多段，段间液相采出管线与所述脱丁烷塔连接。
本发明中为了维持全塔操作温度均匀，确保吸收效果，优选地，所述吸收塔设置有2～5个中段回流，且吸收塔塔顶不须设置冷凝器，塔底不须设重沸器，来自进料罐的气相从吸收塔塔底进料，吸收剂从塔顶部进料。
根据本发明，优选地，脱甲烷塔塔顶不设冷凝器，塔底设置重沸器，来自进料罐的液相从脱甲烷塔塔顶进料；所述轻烃分离装置不包括脱水装置。
与现有技术相比，本发明具有如下优点：
(1)本发明中，采用脱丁烷塔前置，首先将C4及C4以下的组分与汽油组分进行分离，不再需要采用汽油循环吸收液化气组分，汽油循环量大幅降低，降低了整个分离流程的能耗。
(2)本发明流程简单，操作条件缓和，冷量消耗少，利用较少的设备就能实现对油气中轻烃的分离及回收，尤其可实现C2、C3以及C4组分的高效分离回收；且碳二与各组分之间不存在二次分离过程，同时可保证碳二组分总回收率达98wt％以上，碳三组分的回收率达99wt％以上，且回收的碳二中甲烷含量不大于1vol％，回收的碳三组分中乙烷含量不大于200ppmv。
(3)本发明对回收的碳三组分进一步分离为丙烯和丙烷，丙烯和丙烷的回收率也均可达99wt％以上，丙烯产品纯度不小于99.6v％，无需再处理便可得到聚合级丙烯。
(4)本发明中吸收剂回收塔塔顶回收的干气中杂质较少，C2以及C2以上的组分含量不大于2vol％，氢气的压力为1.9～3.4MPa，纯度可达40～70mol％，通过变压吸附的方法便可直接回收氢气资源。
(5)本发明对气相和液相分别脱硫、脱硫醇，由于气相在较高压力下脱硫，其设备体积较小，投资较低，且脱硫效果好；同时气相中的重质烃含量减少，可防止重质烃冷凝到胺液中，可以有效避免由于胺液发泡导致的脱硫装置泡沫夹带，确保装置的平稳运行。
(6)本发明中硫化氢和硫醇在进入吸收塔之前被脱除，不会被带至下游的轻烃回收部分，避免硫化氢带来的轻烃回收部分相关腐蚀问题，同时下游硫化氢浓度大幅降低，提高安全性；硫化氢和二氧化碳提前分离，会降低下游轻烃回收系统的负荷和能耗，同时，由于CO2被脱除，可提高下游产品的质量。
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
通过结合附图对本发明示例性实施方式进行更详细的描述，本发明的上述以及其它目的、特征和优势将变得更加明显，其中，在本发明示例性实施方式中，相同的参考标号通常代表相同部件。
图1示出了本发明实施例1中油气高压脱硫和分离的工艺流程图。
图2示出了本发明实施例2中油气高压脱硫和分离的工艺流程图。
图3示出了本发明实施例3中油气高压脱硫和分离的工艺流程图。
附图标记说明：
1、气液分离罐I；2、压缩机I一段；3、压缩机I二段；4、脱丁烷塔；5、压缩机II；6、冷却器Ⅰ；7、气液分离罐Ⅱ；8、富气脱硫塔；9、富气碱洗塔；10、液态烃脱硫塔；11、液态烃脱硫醇反应器；12、冷却器Ⅱ；13、进料罐；14、吸收塔；15、脱甲烷塔；16、脱乙烷塔；17、杂质处理单元；18、脱丙烷塔；19、丙烯精馏塔；20、吸收剂回收塔；21、干燥单元；
S-1、来自上游装置的油气；S-2、粗汽油；S-3、贫胺液；S-4、富胺液；S-5、碱液；S-6、待再生碱液；S-7、碳四吸收剂；S-8、干气；S-9、混合碳二；S-10、丙烯产品；S-11、丙烷产品；S-12、稳定汽油；S-13、碳四产品。
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。虽然以下描述了本发明的优选实施方式，然而应该理解，可以以各种形式实现本发明而不应被这里阐述的实施方式所限制。
下列实施例中原料油气的性质如表1所示，油气中C5+组分的性质如表2所示：
表1
Figure BDA0002087589310000111
Figure BDA0002087589310000121
表2
项目 数值
密度(20℃)，g/cm<sup>3</sup> 0.753
D86曲线，v％ 温度，℃
0 35.0
5 44.1
10 52.0
30 73.0
50 95.0
70 128.0
90 177.0
95 188.7
100 200.0
实施例1
油气高压脱硫和分离的装置：
油气进料管线、气液分离罐I 1、压缩机I一段2、压缩机I二段3、脱丁烷塔4、压缩机II 5、冷却器Ⅰ6、气液分离罐Ⅱ7、富气脱硫塔8、富气碱洗塔9、液态烃脱硫塔10、液态烃脱硫醇反应器11、冷却器Ⅱ12、进料罐13、吸收塔14、脱甲烷塔15、脱乙烷塔16、杂质处理单元17、脱丙烷塔18、丙烯精馏塔19以及吸收剂回收塔20，同时不包括脱水装置；
其中，油气进料管线与气液分离罐I 1入口连接，气液分离罐I 1罐顶依次与压缩机I一段2、压缩机I二段3、脱丁烷塔4连接，段间液相采出管线与脱丁烷塔连接，罐底与脱丁烷塔4连接；
脱丁烷塔4塔顶设置有回流罐，回流罐罐顶依次与压缩机II 5、冷却器Ⅰ6以及气液分离罐Ⅱ7连接，罐底连接增压泵后与气液分离罐Ⅱ7连接，脱丁烷塔4塔底设置有两支稳定汽油采出管线；
气液分离罐Ⅱ7罐顶依次与富气脱硫塔8、富气碱洗塔9、冷却器Ⅱ12连接，罐底依次与液态烃脱硫塔10、液态烃脱硫醇反应器11、冷却器Ⅱ12连接；
富气脱硫塔8塔顶与富气碱洗塔9连接，塔顶设有富胺液采出管线，塔上部设有贫胺液进料管线，富气碱洗塔9塔顶与冷却器Ⅱ12连接，塔底设有待再生碱液采出管线，塔上部设有碱液进料管线；
冷却器Ⅱ12与进料罐13连接；
进料罐13罐顶与吸收塔14连接，罐底与脱甲烷塔15连接；
吸收塔14设置有2～5个中段回流，其塔顶与吸收剂回收塔20连接，塔底与冷却器Ⅱ12连接，吸收塔14上部设有混合C4吸收剂进料管线；
吸收剂回收塔20塔顶设有干气采出管线，塔底与脱丁烷塔4连接，吸收剂回收塔20上部设有稳定汽油吸收剂进料管线，与脱丁烷塔4稳定汽油采出管线相连；
脱甲烷塔15塔顶不设冷凝器，塔底设有重沸器，其塔顶与冷却器Ⅱ12连接，塔底与脱乙烷塔16连接；
脱乙烷塔16塔顶设有混合C2采出管线，混合C2采出管线上设有杂质处理单元17，塔底与脱丙烷塔18连接；
脱丙烷塔18塔顶与丙烯精馏塔19连接，塔底设有混合C4产品采出管线，混合C4产品采出管线与混合C4吸收剂进料管线相连；
丙烯精馏塔19塔顶设有丙烯产品采出管线，塔底设有丙烷产品采出管线。
采用上述装置进行轻烃分离，分离流程如图1所示：
(1)第一气液分离：来自上游装置的油气S-1经冷凝冷却后送至气液分离罐Ⅰ1进行气液分离，罐底的液相经增压送至脱丁烷塔4，罐顶气相经压缩机升压后送至脱丁烷塔4，压缩机段间液相送至脱丁烷塔；
(2)脱丁烷：来自步骤(1)的气相和液相进入脱丁烷塔4，塔顶馏出气相经冷凝进入塔顶回流罐，塔顶回流罐罐顶气相经压缩冷却后送至气液分离罐Ⅱ7，罐底液相经增压后送至气液分离罐Ⅱ7，脱丁烷塔4的至少部分塔底液相作为稳定汽油S-12采出；其中，脱丁烷塔4的操作温度为45～60℃，操作压力为1.0～1.5MPaG，回流罐的温度为40～45℃；
(3)第二气相分离：物料在气液分离罐Ⅱ7内进行混合、气液平衡后，再次分离出气相与液相，然后分别进行除杂；其中，回流罐罐顶气相经压缩至2.5～3.0MPaG，冷却至35～45℃后送至气液分离罐Ⅱ7，回流罐罐底液相经增压至2.8～3.3MPaG后送至气液分离罐Ⅱ7；
(4)气相除杂：气液分离罐Ⅱ7分离出的罐顶气相依次在富气脱硫塔8内以贫胺液S-3为吸收剂脱H2S和CO2，在富气碱洗塔9内以碱液S-5为吸收剂脱除硫醇后送至冷却器Ⅱ12；其中，富气脱硫塔8的操作温度为35～45℃，操作压力为2.5～3.0MPaG；富气碱洗塔9的操作温度为35～45℃，操作压力为2.4～2.9MPaG(富气碱洗塔塔顶富气性质见表3)；
(5)液相除杂：气液分离罐Ⅱ12分离出的罐底液相依次在液态烃脱硫塔10内脱除H2S和CO2，在液态烃脱硫醇反应器11脱除硫醇后送至冷却器Ⅱ12；其中，液态烃脱硫塔10的操作温度为35～45℃，操作压力为3.0～3.5MPaG(液态烃脱硫醇反应器出口液态烃性质见表3)；
(6)冷却：经过除杂的气态轻烃与液态轻烃在冷却器Ⅱ12内进行初步混合及冷却后送至进料罐13；
(7)进料：来自冷却器Ⅱ12的混合物流在进料罐13内进行混合、预吸收及气液平衡后，罐顶气相送至吸收塔14，罐底液相送至分离单元；其中，进料罐13的操作温度为5～25℃，操作压力为2.4～2.9MPaG；
(8)吸收：吸收塔14内，以来自脱丁烷塔4塔底的混合C4为吸收剂吸收来自进料罐13罐顶的气相中的C2以及C2以上的组分，同时共吸收部分甲烷，吸收塔塔顶气相送至吸收剂回收塔20进一步回收吸收剂，塔底液相返回至冷却器Ⅱ12；其中，吸收塔的操作温度为5～25℃，操作压力为2.4～2.9MPaG；
(9)分离：
脱甲烷：来自进料罐13罐底的液相在脱甲烷塔15内将甲烷进行脱除，同时脱除少部分C2及C2以上的组分，脱甲烷塔15塔顶气相送至冷却器Ⅱ12，液相送至脱乙烷塔16；
脱乙烷：来自脱甲烷塔15底的液相在脱乙烷塔16内分离C2组分，分离出来的混合C2组分经过杂质处理后从脱乙烷塔16塔顶作为混合碳二S-9采出，塔底C3以及C3以上的液相组分送至脱丙烷塔18；其中，脱乙烷塔16的操作温度5～15℃，操作压力2.2～3.0MPaG，塔底操作温度为50～110℃；
脱丙烷：来自脱乙烷塔16塔底的液相组分在脱丙烷塔18内进一步分离，分离出来的C3组分从脱丙烷塔18塔顶采出并送至丙烯精馏塔19进一步精馏，塔底组分中的至少一部分作为碳四吸收剂S-7送至吸收塔14，其余部分作为碳四产品S-13采出；
丙烯精馏：来自脱丙烷塔18塔顶的气相在丙烯精馏塔19内进一步精馏，丙烯精馏塔19塔顶气相作为丙烯产品S-10采出，塔底液相作为丙烷产品S-11采出；其中，丙烯精馏塔19的操作温度45～65℃，操作压力1.8～2.0MPaG；
(10)吸收剂回收：吸收剂回收塔20内，以部分步骤(2)中采出的稳定汽油产品作为吸收剂吸收来自吸收塔14塔顶的气相中的C4以及C4以上的组分，同时吸收少量C2/C3组分，吸收剂回收塔20塔顶气相作为干气S-8采出，塔底液相返回至脱丁烷塔4；其中，吸收剂回收塔20的操作温度为5～25℃，操作压力为2.3～2.8MPaG。
通过上述方法分离油气中的轻质烃，分离各产品组成及性质如表4、采出的稳定汽油产品的性质见表5所示。
表3
Figure BDA0002087589310000161
Figure BDA0002087589310000171
表4
Figure BDA0002087589310000172
Figure BDA0002087589310000181
表5
Figure BDA0002087589310000182
Figure BDA0002087589310000191
实施例2
采用如图2所示的工艺流程图进行油气高压脱硫和分离。
其中，本实施例与实施例1存在的区别在于：本实施例步骤(9)中采用方式二进行分离，即依次进行脱甲烷、脱丙烷、脱乙烷以及丙烯精馏，分离各产品组成及性质如表6、采出的稳定汽油产品的性质见表7所示。
表6
Figure BDA0002087589310000192
Figure BDA0002087589310000201
表7
Figure BDA0002087589310000202
Figure BDA0002087589310000211
实施例3
采用如图2所示的工艺流程图进行油气高压脱硫和分离。
其中，本实施例与实施例2存在的区别在于：
脱丙烷中，分离出来的C2及C3组分从脱丙烷塔上部采出后，先经过干燥单元21干燥再送至脱乙烷塔。
分离各产品组成及性质如表8、采出的稳定汽油产品的性质见表9所示。
表8
Figure BDA0002087589310000212
Figure BDA0002087589310000221
表9
Figure BDA0002087589310000222
Figure BDA0002087589310000231
由上表数据可以得知，本发明流程简单，操作条件缓和，冷量消耗少，利用较少的设备就能实现对油气中轻烃的分离及回收，其中，碳二组分总回收率达98wt％以上，碳三组分的回收率达99wt％以上，且回收的碳二中甲烷含量不大于1vol％，回收的碳三组分中乙烷含量不大于2000ppmv；同时对回收的碳三组分进一步分离为丙烯和丙烷，丙烯和丙烷的回收率也均可达99wt％以上，回收的干气中杂质较少，C2以及C2以上的组分含量不大于2vol％，氢气的纯度可达40mol％以上。采出的稳定汽油干点197.7℃，碳四含量仅1.63vol％，经脱硫处理后便可满足汽油产品质量的要求。
由于上述实施例1-3气相、液相分别脱硫脱硫醇工艺条件相同，其除杂能力也相同，具体见表10。
表10
Figure BDA0002087589310000232
由上表10可知，采用本发明的脱硫脱硫醇工艺，气相在经过高压脱硫之后轻烃中H2S含量为10ppmw，硫醇硫含量不大于20ppmw，CO2脱除率可达99.2wt％；液相轻烃中H2S含量为10ppmw，硫醇硫含量不大于20ppmw，CO2脱除率可达95.2wt％。
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 (8)

1.一种油气高压脱硫和分离的方法，其特征在于，该方法包括：
（1）第一气液分离：来自上游装置的油气经冷凝冷却后送至气液分离罐Ⅰ进行气液分离，罐底的液相经增压送至脱丁烷塔，罐顶气相经压缩机升压后送至脱丁烷塔；
（2）脱丁烷：来自步骤（1）的气相和液相进入脱丁烷塔，塔顶馏出气相经冷凝进入塔顶回流罐，塔顶回流罐罐顶气相经压缩冷却后送至气液分离罐Ⅱ，罐底液相经增压后送至气液分离罐Ⅱ，脱丁烷塔的至少部分塔底液相作为稳定汽油产品采出；
（3）第二气相分离：物料在气液分离罐Ⅱ内进行混合、气液平衡后，再次分离出气相与液相，然后分别进行除杂；
（4）气相除杂：气液分离罐Ⅱ分离出的罐顶气相依次在富气脱硫塔内以贫胺液为吸收剂脱H2S和CO2，在富气碱洗塔内以碱液为吸收剂脱除硫醇后送至冷却器；
（5）液相除杂：气液分离罐Ⅱ分离出的罐底液相依次在液态烃脱硫塔内脱除H2S和CO2，在液态烃脱硫醇反应器内脱除硫醇后送至冷却器；
（6）冷却：经过除杂的气态轻烃与液态轻烃在冷却器内进行混合及冷却后送至进料罐；
（7）进料：来自冷却器的混合物流在进料罐内进行混合、预吸收及气液平衡后，罐顶气相送至吸收塔，罐底液相送至分离单元；
（8）吸收：吸收塔内，以混合C4为吸收剂吸收来自进料罐罐顶的气相中的C2以及C2以上的组分，同时共吸收部分甲烷，吸收塔塔顶气相送至下游装置进一步回收吸收剂，塔底液相返回至冷却器；
（9）分离：来自进料罐罐底的液相在分离单元内通过脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔以及任选的丙烯精馏塔进一步分离出C2、C3以及C4组分，其中，C2、C3组分分别作为C2、C3产品采出，C4组分中的至少一部分作为混合C4吸收剂送至吸收塔，其余部分作为混合C4产品采出；
其中，步骤（9）中的所述分离包括以下两种方式之一：
方式一，所述分离的步骤依次包括：
脱甲烷：来自进料罐罐底的液相在脱甲烷塔内将甲烷进行脱除，同时脱除少部分C2及C2以上的组分，脱甲烷塔塔顶气相送至冷却器，塔底液相送至脱乙烷塔；
脱乙烷：来自脱甲烷塔底的液相在脱乙烷塔内分离C2组分，分离出来的混合C2组分任选经过杂质处理后从脱乙烷塔塔顶作为混合C2产品采出，塔底C3以及C3以上的液相组分送至脱丙烷塔；
脱丙烷：来自脱乙烷塔塔底的液相组分在脱丙烷塔内进一步分离，分离出来的C3组分从脱丙烷塔上部采出，塔底组分中的至少一部分作为混合C4吸收剂送至吸收塔，其余部分作为混合C4产品采出；
所述分离还包括：
丙烯精馏：来自脱丙烷塔上部的C3组分在丙烯精馏塔内进一步精馏，丙烯精馏塔塔顶气相经冷却后作为丙烯产品采出，塔底液相作为丙烷产品采出；
方式二，所述分离的步骤依次包括：
脱甲烷：来自进料罐罐底的液相在脱甲烷塔内将甲烷进行脱除，同时脱除少部分C2及C2以上的组分，脱甲烷塔塔顶气相送至冷却器，塔底液相送至脱丙烷塔；
脱丙烷：来自脱甲烷塔塔底的液相组分在脱丙烷塔内进行分离，分离出来的C3及C3以下的组分从脱丙烷塔上部采出任选经过干燥后送至脱乙烷塔，塔底组分中的至少一部分作为混合C4吸收剂送至吸收塔，其余部分作为混合C4产品采出；
脱乙烷：来自脱丙烷塔上部的气相在脱乙烷塔内进一步分离，分离出来的混合C2组分任选经过杂质处理后从脱乙烷塔塔顶作为混合C2产品采出，塔底液相作为混合C3组分采出；
所述分离还包括：
丙烯精馏：来自脱乙烷塔塔底的混合C3组分在丙烯精馏塔内进一步精馏，丙烯精馏塔塔顶气相经冷却后作为丙烯产品采出，塔底液相作为丙烷产品采出。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述方法还包括：
（10）吸收剂回收：吸收剂回收塔内，以部分步骤（2）中采出的稳定汽油产品作为吸收剂吸收来自吸收塔塔顶的气相中的C4以及C4以上的组分，同时吸收少量C2/C3组分，吸收剂回收塔塔顶气相作为干气采出，塔底液相返回至脱丁烷塔。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，
所述压缩机段间液相送至脱丁烷塔；
所述脱丁烷塔塔顶操作温度为45~55℃，操作压力为1.0~1.5MPaG；塔底操作温度为180~220℃，所述回流罐的温度为40~45℃；
所述回流罐罐顶气相经压缩至2.5~3.0MPaG，冷却至35~45℃后送至气液分离罐Ⅱ，罐底液相经增压至2.8~3.3MPaG后送至气液分离罐Ⅱ；
所述富气脱硫塔的操作温度为35~45℃，操作压力为2.5~3.0MPaG；
所述富气碱洗塔的操作温度为35~45℃，操作压力为2.4~2.9MPaG；
所述液态烃脱硫塔的操作温度为35~45℃，操作压力为3.0~3.5MPaG；
所述进料罐的操作温度为5~25℃，操作压力为2.4~2.9MPaG；
所述吸收塔的操作温度为5~25℃，操作压力为2.4~2.9MPaG，所述吸收塔内吸收剂来自系统内自平衡的混合C4组分，无需从系统外引入。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，
所述脱乙烷塔的塔顶操作温度为5~15℃，操作压力为2.2~3.0MPaG，塔底操作温度为50~110℃；
所述丙烯精馏塔的操作温度为45~65℃，操作压力为1.8~2.0MPaG。
5.根据权利要求2所述的方法，其特征在于，所述吸收剂回收塔的操作温度为5~25℃，操作压力为2.3~2.8MPaG。
6.一种权利要求1-5中任意一项所述油气高压脱硫和分离的方法采用的装置，其特征在于，该装置包括：油气进料管线、气液分离罐I、压缩机I、脱丁烷塔、压缩机II、冷却器Ⅰ、气液分离罐Ⅱ、富气脱硫塔、富气碱洗塔、液态烃脱硫塔、液态烃脱硫醇反应器、冷却器Ⅱ、进料罐、吸收塔、分离单元；
其中，油气进料管线与气液分离罐I入口连接，气液分离罐I罐顶依次与压缩机I、脱丁烷塔连接，罐底与脱丁烷塔连接；
脱丁烷塔塔顶设置有回流罐，回流罐罐顶依次与压缩机II、冷却器Ⅰ以及气液分离罐Ⅱ连接，罐底连接增压泵后与气液分离罐Ⅱ连接，脱丁烷塔塔底设置稳定汽油采出管线；
气液分离罐Ⅱ罐顶依次与富气脱硫塔、富气碱洗塔、冷却器Ⅱ连接，罐底依次与液态烃脱硫塔、液态烃脱硫醇反应器、冷却器Ⅱ连接；
富气脱硫塔上部设有贫胺液进料管线，富气碱洗塔塔上部设有碱液进料管线；
冷却器Ⅱ与进料罐连接；
进料罐罐顶与吸收塔连接，罐底与分离单元连接；
吸收塔塔顶与下游装置连接，塔底与冷却器Ⅱ连接，吸收塔上部设有混合C4吸收剂进料管线；
所述分离单元包括：脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔以及任选的丙烯精馏塔；脱甲烷塔塔顶与冷却器Ⅱ连接；脱乙烷塔塔顶设有混合C2采出管线，混合C2采出管线上任选设置杂质处理单元；脱丙烷塔塔底设有混合C4产品采出管线，所述混合C4产品采出管线分为两支，其中一支作为混合C4吸收剂进料管线；
其中，所述脱甲烷塔塔顶与冷却器Ⅱ连接，塔底与脱乙烷塔连接；
所述脱乙烷塔塔顶设有混合C2采出管线，混合C2采出管线上任选设置杂质处理单元，塔底与脱丙烷塔连接；
所述脱丙烷塔上部设有混合C3采出管线，所述混合C3采出管线任选与丙烯精馏塔连接，塔底设有混合C4产品采出管线，所述混合C4产品采出管线分为两支，其中一支作为混合C4吸收剂进料管线；
或者，
所述脱甲烷塔塔顶与冷却器Ⅱ连接，塔底与脱丙烷塔连接；
所述脱丙烷塔上部任选与干燥单元连接后，再与脱乙烷塔连接，塔底设有混合C4产品采出管线，所述混合C4产品采出管线分为两支，其中一支作为混合C4吸收剂进料管线；
所述脱乙烷塔塔顶设有混合C2采出管线，混合C2采出管线上任选设置杂质处理单元，塔底设有混合C3采出管线，所述混合C3采出管线任选与丙烯精馏塔连接；
所述丙烯精馏塔塔顶设有丙烯产品采出管线，塔底设有丙烷产品采出管线。
7.根据权利要求6所述的装置，其特征在于，所述下游装置还包括吸收剂回收塔；
所述吸收剂回收塔塔顶设有干气采出管线，塔底与脱丁烷塔连接，所述吸收剂回收塔上部设有稳定汽油吸收剂进料管线，所述脱丁烷塔稳定汽油采出管线分为两支，其中一支作为所述稳定汽油吸收剂进料管线。
8.根据权利要求6所述的装置，其特征在于，
所述吸收塔设置有2~5个中段回流；
所述脱甲烷塔塔顶不设冷凝器，塔底设有重沸器；
所述压缩机I分为多段，段间液相采出管线与所述脱丁烷塔连接；
所述装置不包括脱水装置。
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