CN112138421A - 一种油气处理装置及方法 - 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处理装置及方法，该方法流程简单，操作条件缓和，可实现富气中硫化氢和硫醇硫含量的大幅下降，还可共去除富气中CO2，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。同时，本发明通过后续分离装置可实现碳二、碳三以及碳四组分的高效分离和回收，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200ppmv。

Description

一种油气处理装置及方法
技术领域
本发明属于炼油及化工领域，更具体地，涉及一种油气处理装置及方法，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处理装置及方法。
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的干气和液化气分别进行脱硫及脱硫醇，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，同时，液化气脱硫醇为液液接触，接触效果不好，干气中CO2的共脱除效率仅为40％，除杂效率低下。
发明内容
本发明的目的是一种全新的油气脱硫工艺，该工艺流程简单，操作条件缓和，可实现富气中硫化氢和硫醇硫含量的大幅下降，还可共去除富气中CO2，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。同时，本发明通过后续分离装置可实现碳二、碳三以及碳四组分的高效分离和回收。
为了实现上述目的，本发明提供一种油气处理方法，该油气处理方法包括：
(1)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，脱丁烷塔塔顶馏出气相经冷凝进入塔顶回流罐分离出富气与液相，富气进一步除杂，液相返回脱丁烷塔，至少部分脱丁烷塔塔底液相作为稳定汽油产品采出；
(3)除杂：来自脱丁烷塔塔顶的富气依次在富气脱硫塔内以贫胺液为吸收剂脱除H2S和CO2，在富气脱硫醇塔内以碱液为吸收剂脱除硫醇，在富气水洗罐内通过水洗水平衡富气酸碱性，经除杂后的富气从富气水洗罐罐顶采出。
本发明采用前置脱丁烷塔，将油气提前分隔为汽油和富气，其中，全部硫化氢以及较轻的硫醇被切割至富气中，然后将富气依次通过富气脱硫塔、富气脱硫醇塔以及富气水洗罐以脱除其中的杂质。
本发明中，脱硫塔内使用的溶剂可根据富气中CO2的含量选定，优选地，当富气中CO2含量小于等于1000ppmv，所述贫胺液为MDEA溶剂，由于采用常规MDEA溶剂不会导致下游液化气脱硫醇塔碱液消耗量过大，故不需要设置单独的胺液再生系统，脱硫塔塔底富胺液采出即可；当富气中CO2含量大于1000ppmv，所述贫胺液为复合溶剂(即为以MDEA为基础的改性溶剂)，需配置单独的胺液再生系统，具体为将富气脱硫塔内吸收了H2S和CO2的贫胺液送至溶剂再生塔，经再生后作为吸收剂送回富气脱硫塔。
本发明中，脱硫塔内，富气与贫胺液溶剂气液接触同时脱除H2S和CO2，不仅可使富气中硫化氢含量小于20ppmv，还可使CO2的脱除效率达到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。同时，优选地，控制所述贫胺液吸收剂比富气的温度高3～8℃，可有效防止富气中的C3/C4组分被冷凝至胺液中而导致胺液发泡。
本发明中，脱除了H2S和CO2的富气被送至富气脱硫醇塔，进一步脱除杂质。脱硫醇塔内采用碱液脱除硫醇，碱液与富气气液接触，较现有技术中的液液接触效果更好，可使富气中硫醇硫含量降低至小于20ppmw。拖出了硫醇的富气被送至富气水洗罐，水洗平衡富气的酸碱性，以防止富气带碱，腐蚀下游装置。本发明中，优选地，所述水洗罐内水洗水温度比富气的温度高3～8℃，防止富气中的C3/C4组分被冷凝至水洗水，避免水洗水带烃。
根据本发明，优选地，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45～65℃，操作压力为1.0～1.5MPaG；塔底操作温度为150～200℃，所述回流罐的温度为35～50℃；
所述富气脱硫塔的操作温度为35～50℃，操作压力为1.0～1.5MPaG；
所述富气脱硫醇塔的操作温度为35～50℃，操作压力为0.9～1.4MPaG；
所述富气水洗罐的操作温度为35～50℃，操作压力为0.9～1.4MPaG。
本发明中将经过除杂的富气进一步进行分离，优选地，所述油气处理方法还包括：
(4)分离：经除杂的富气经冷却、气液分离、升压再冷却后通过吸收塔、脱甲烷塔、脱丙烷塔、脱乙烷塔以及任选的丙烯精馏塔进一步分离出干气、C2组分、C3组分以及C4组分，其中，C2组分、C3组分分别作为C2产品、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。
上述分离步骤可以具体为：
冷却：经除杂的富气在冷却器Ⅰ内进行初步冷却后送至气液分离罐Ⅱ，气液分离罐Ⅱ罐顶气相经压缩再冷却后送至后冷器，罐底液相经增压后送至后冷器；
后冷：经过初步增压冷却的气相和增压的液相在后冷器内进一步混合及冷却后送至进料罐；
进料：来自后冷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，罐底液相送至脱甲烷塔；
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，塔底液相返回至后冷器；
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后冷器，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。
根据本发明，优选地，所述进料罐的操作温度为5～25℃，操作压力为2.2～2.8MPaG；
所述吸收塔的操作温度为5～25℃，操作压力为2.1～2.7MPaG，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；
所述脱甲烷塔塔顶的操作温度为10～40℃，塔底操作温度为70～95℃，操作压力为2.3～2.9MPaG；
所述脱乙烷塔顶操作温度-20℃至20℃，塔底操作温度为55～85℃，操作压力为2.2～3.2MPaG。
本发明中对脱丙烷和脱乙烷的顺序没有特殊的限定，都能满足工艺要求，但脱丙烷和脱乙烷顺序不同时，会导致脱乙烷塔的操作条件及回收混合碳二的组成会有所不同，本领域技术人员根据本领域的常规技术手段调整即可。
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，所述分离方法还包括：
丙烯精馏：从脱乙烷塔塔底采出的混合C3组分送至丙烯精馏塔进一步精馏，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。
根据本发明，优选地，丙烯精馏塔的操作温度为45～60℃，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，所述分离还包括：
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。
本发明上述轻烃分离方法中，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。
本发明另一方面提供一种油气处理装置，该油气处理装置包括：油气进料管线、气液分离罐、压缩机I、脱丁烷塔、富气脱硫塔、富气脱硫醇塔、富气水洗罐；
其中，所述油气进料管线与气液分离罐入口连接，气液分离罐罐顶依次与压缩机I、脱丁烷塔连接，罐底与脱丁烷塔连接；
所述脱丁烷塔塔顶设置有回流罐，回流罐罐顶与富气脱硫塔连接；罐底与脱丁烷塔连接；脱丁烷塔塔底设置稳定汽油采出管线；
所述富气脱硫塔上部设有贫胺液进料管线，贫胺液进料管线上任选设置有贫胺液加热器，富气脱硫塔塔顶与富气脱硫塔连接，塔底设有富胺液采出管线；
所述富气脱硫醇塔上部设有碱液进料管线，塔顶与富气水洗罐连接，塔底设有富胺液采出管线；
所述富气水洗罐罐顶设有轻烃采出管线，罐底与富气水洗循环泵连接后，分别与水洗水加热器和水洗排水管线连接，所述水洗水加热器与富气水洗罐上部连接。
根据本发明，优选地，所述油气处理装置还包括溶剂再生塔，所述富胺液采出管线与溶剂再生塔连接，所述溶剂再生塔塔底与贫胺液进料管线连接，塔顶设有酸性气采出管线。
根据本发明，优选地，所述装置还包括分离单元，所述轻烃采出管线与分离单元连接；
所述分离单元包括：冷却器Ⅰ、气液分离罐Ⅱ、压缩机II、冷却器Ⅱ、后冷器、进料罐、吸收塔、脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔；
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；
优选地，所述轻烃采出管线依次与冷却器Ⅰ、气液分离罐Ⅱ连接，所述气液分离罐Ⅱ罐顶依次与压缩机II、冷却器Ⅱ、后冷器、进料罐连接，罐底依次与后冷器、进料罐连接；
所述进料罐罐顶与吸收塔连接，罐底与脱甲烷塔连接；
吸收塔塔顶任选与吸收剂回收塔连接，塔底与后冷器连接，吸收塔上部设有混合C4吸收剂进料管线；
所述脱甲烷塔塔顶与后冷器连接，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，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，所述分离单元还包括丙烯精馏塔和/或吸收剂回收塔，
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；
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。
本发明中，压缩机I可以分为多段，段间液相采出管线与脱丁烷塔连接。
本发明中为了维持全塔操作温度均匀，确保吸收效果，吸收塔可以设置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，吸收剂从塔上部进料。
本发明中分离单元不需要设置脱水装置，脱甲烷塔塔顶可以不设冷凝器，塔底设置重沸器，来自进料罐的液相从脱甲烷塔塔顶进料。
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，将汽油和C4及以下组分提前分开，其中，全部的硫化氢以及较轻的硫醇被切割至富气中，再采用复合溶剂对富气中的硫化氢、二氧化碳以及硫醇进行脱除，由于硫化氢和硫醇提前被脱除，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，下游硫化氢浓度大幅降低，安全性也显著提高。
(2)本发明中，富气脱硫、脱硫醇均为气液接触，脱除效果较液液接触更好，可实现，富气中硫化氢含量小于20ppmv，硫醇硫含量不大于20ppmw；同时由于采用气液接触，提高了硫以及硫醇的脱除率，使得工业生产中采用板式塔和填料塔均可满足要求，不需采用多极纤维膜来增加传质面积实现脱硫醇。
(3)本发明中，硫化氢和二氧化碳的脱除在一个塔内完成，简化了工艺流程，节省设备投资，同时，由于硫化氢和二氧化碳提前分离，降低了下游轻烃回收系统的负荷和能耗，并且提高了下游产品的质量。
(4)本发明还利用较少的设备实现对除杂后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。
(5)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。
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中油气处理中脱硫工艺流程图。
图2示出了本发明实施例2中油气处理中脱硫和轻烃分离回收的工艺流程图。
图3示出了本发明实施例3中油气处理中脱硫和轻烃分离回收的工艺流程图。
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、富气脱硫塔；6、贫胺液加热器；7、贫胺液循环泵；8、溶剂再生塔；9、富气脱硫醇塔；10、富气水洗罐；11、富气水洗循环泵；12、水洗水加热器；13、冷却器Ⅰ；14、气液分离罐Ⅱ；15、压缩机Ⅱ；16、冷却器Ⅱ；17、后冷器；18、进料罐；19、吸收塔；20、脱甲烷塔；21、脱丙烷塔；22、脱乙烷塔；23、杂质处理单元；24、丙烯精馏塔；25、吸收剂回收塔；26、干燥单元；
S-1、来自上游装置的油气；S-2、粗汽油；S-3、富胺液；S-4、贫胺液；S-5、待再生碱液；S-6、碱液；S-7、水洗水排水；S-8、碱性气；S-9、经除杂的富气；S-10、稳定汽油产品；S-11、干气；S-12、混合碳二产品；S-13、丙烯产品；S-14、丙烷产品；S-15、稳定汽油吸收剂；S-16、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 BDA0002112034270000101
Figure BDA0002112034270000111
表2
Figure BDA0002112034270000112
Figure BDA0002112034270000121
实施例1
油气脱硫装置：
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、富气脱硫塔5、富气脱硫醇塔9、富气水洗罐10、溶剂再生塔8；
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，罐底与脱丁烷塔4连接；压缩机I的段间液相采出管线与脱丁烷塔4连接；
脱丁烷塔4塔顶设置有回流罐，回流罐罐顶与富气脱硫塔5连接；罐底与脱丁烷塔4连接；脱丁烷塔4塔底设置稳定汽油采出管线；
富气脱硫塔5上部设有贫胺液进料管线，贫胺液进料管线上设置有贫胺液加热器6，富气脱硫塔5塔顶与富气脱硫塔5连接，塔底设有富胺液采出管线；富胺液采出管线与溶剂再生塔8连接，溶剂再生塔8塔底与贫胺液进料管线连接，塔顶设有酸性气采出管线；
富气脱硫醇塔9上部设有碱液进料管线，塔顶与富气水洗罐10连接，塔底与下游再生装置连接；
富气水洗罐10罐顶设有轻烃采出管线，罐底与富气水洗循环泵11连接后，分别与水洗水加热器12和水洗排水管线连接，水洗水加热器12与富气水洗罐10上部连接。
油气脱硫工艺：
采用上述装置进行油气脱硫，工艺流程如图1所示：
(1)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I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I段间液相送至脱丁烷塔4；
(2)脱丁烷：来自步骤(1)的气相和液相进入脱丁烷塔4，脱丁烷塔4塔顶馏出气相经冷凝进入塔顶回流罐分离出富气与液相，富气进一步除杂，液相返回脱丁烷塔4，至少部分脱丁烷塔4塔底液相作为稳定汽油产品S-10采出；其中，脱丁烷塔塔顶操作温度为45～65℃，操作压力为1.0～1.5MPaG；塔底操作温度为150～200℃，回流罐的温度为35～50℃；
(3)除杂：来自脱丁烷塔4塔顶的富气依次在富气脱硫塔5内以贫胺液S-4为吸收剂脱除H2S和CO2，在富气脱硫醇塔9内以碱液S-6为吸收剂脱除硫醇，在富气水洗罐10内通过水洗水平衡富气酸碱性，经除杂后的富气从富气水洗罐10罐顶采出，其中，富气脱硫塔5的操作温度为35～50℃，操作压力为1.0～1.5MPaG；富气脱硫醇塔9的操作温度为35～50℃，操作压力为0.9～1.4MPaG；富气水洗罐10的操作温度为35～50℃，操作压力为0.9～1.4MPaG；贫胺液吸收剂比富气的温度高3～8℃；水洗罐内水洗水温度比富气的温度高3～8℃。
通过上述方法对富气进行除杂，除杂后性质如表3所示。
表3
Figure BDA0002112034270000131
Figure BDA0002112034270000141
由上可知，本发明中，在经过脱硫、脱硫醇和水洗之后，富气中H2S含量为15ppmw，硫醇硫含量不大于20ppmw，CO2脱除率可达96wt％，提高了硫以及硫醇的脱除率，同时硫化氢和二氧化碳的脱除在一个塔内完成，简化了工艺流程，节省设备投资。
实施例2
将经过实施例1除杂得到的富气进行轻烃分离，分离单元装置包括：冷却器Ⅰ13、气液分离罐Ⅱ14、压缩机II 15、冷却器Ⅱ16、后冷器17、进料罐18、吸收塔19、脱甲烷塔20、脱丙烷塔21、脱乙烷塔22、丙烯精馏塔24和吸收剂回收塔25；
其中，轻烃采出管线依次与冷却器Ⅰ13、气液分离罐Ⅱ14连接，气液分离罐Ⅱ14罐顶依次与压缩机II 15、冷却器Ⅱ16、后冷器17、进料罐18连接，罐底依次与后冷器17、进料罐18连接；
进料罐18罐顶与吸收塔19连接，罐底与脱甲烷塔20连接；
吸收塔19塔顶与吸收剂回收塔25连接，塔底与后冷器17连接，吸收塔19上部设有混合C4吸收剂进料管线；
吸收剂回收塔25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25上部设有稳定汽油吸收剂进料管线，脱丁烷塔4稳定汽油采出管线分为两支，其中一支作为稳定汽油吸收剂进料管线；
脱甲烷塔20塔顶与后冷器17连接，塔底与脱丙烷塔21连接；
脱丙烷塔21上部与脱乙烷塔22连接，塔底设有混合C4产品采出管线，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；
脱乙烷塔22塔顶设有混合C2采出管线，混合C2采出管线上设置杂质处理单元23，塔底设有混合C3采出管线，混合C3采出管线与丙烯精馏塔24连接。
丙烯精馏塔24塔顶设有丙烯产品采出管线，塔底设有丙烷产品采出管线。
分离流程如图2所示：
冷却：经除杂的富气S-9在冷却器Ⅰ13内进行初步冷却后送至气液分离罐Ⅱ14，气液分离罐Ⅱ14罐顶气相经压缩再冷却后送至后冷器17，罐底液相经增压后送至后冷器17；
后冷器：经过初步增压冷却的气相和增压的液相在后冷器17内进一步混合及冷却后送至进料罐18；
进料：来自后冷器17的混合物流在进料罐18内进行混合、预吸收及气液平衡后，罐顶气相送至吸收塔19，罐底液相送至脱甲烷塔20；其中，进料罐18的操作温度为5～25℃，操作压力为2.2～2.8MPaG；
吸收：吸收塔19内，以混合C4为吸收剂吸收来自进料罐18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19塔顶气相送至吸收剂回收塔25，塔底液相返回至后冷器17；其中，吸收塔19的操作温度为5～25℃，操作压力为2.1～2.7MPaG，吸收塔19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；
脱甲烷：来自进料罐18罐底的液相在脱甲烷塔20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20塔顶气相送至后冷器17，塔底液相送至脱丙烷塔21；其中，脱甲烷塔20塔顶的操作温度为10～40℃，塔底操作温度为70～95℃，操作压力为2.3～2.9MPaG；
脱丙烷：来自脱甲烷塔20塔底的液相组分在脱丙烷塔21内进行分离，分离出来的C3及C3以下的组分从脱丙烷塔21上部采出后送至脱乙烷塔22，塔底组分中的至少一部分作为混合C4吸收剂送至吸收塔，其余部分作为碳四产品S-16采出；
脱乙烷：来自脱丙烷塔21上部的气相在脱乙烷塔22内进一步分离，分离出来的混合C2组分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；其中，脱乙烷塔顶操作温度5～20℃，操作压力为2.6～3.2MPaG，塔底操作温度为55～85℃。
丙烯精馏：从脱乙烷塔塔底采出的混合C3组分送至丙烯精馏塔进一步精馏，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，其中，丙烯精馏塔的操作温度为45～60℃，操作压力为1.8～2.0MPaG；
吸收剂回收：吸收剂回收塔25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19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25塔顶气相作为干气S-11采出，塔底液相返回至脱丁烷塔4。
通过上述方法分离富气中的轻质烃，分离各产品组成及性质如表4所示、稳定汽油性质如表5所示。
表4
Figure BDA0002112034270000161
Figure BDA0002112034270000171
表5
Figure BDA0002112034270000172
Figure BDA0002112034270000181
实施例3
将经过实施例1除杂得到的富气进行轻烃分离，分离单元装置包括：冷却器Ⅰ13、气液分离罐Ⅱ14、压缩机II 15、冷却器Ⅱ16、后冷器17、进料罐18、吸收塔19、脱甲烷塔20、脱丙烷塔21、脱乙烷塔22、丙烯精馏塔24和吸收剂回收塔25；
其中，轻烃采出管线依次与冷却器Ⅰ13、气液分离罐Ⅱ14连接，气液分离罐Ⅱ14罐顶依次与压缩机II 15、冷却器Ⅱ16、后冷器17、进料罐18连接，罐底依次与后冷器17、进料罐18连接；
进料罐18罐顶与吸收塔19连接，罐底与脱甲烷塔20连接；
吸收塔19塔顶与吸收剂回收塔25连接，塔底与后冷器17连接，吸收塔19上部设有混合C4吸收剂进料管线；
吸收剂回收塔25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25上部设有稳定汽油吸收剂进料管线，脱丁烷塔4稳定汽油采出管线分为两支，其中一支作为稳定汽油吸收剂进料管线；
脱甲烷塔20塔顶与后冷器17连接，塔底与脱丙烷塔21连接；
脱丙烷塔21上部依次与干燥单元26、脱乙烷塔22连接，塔底设有混合C4产品采出管线，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；
脱乙烷塔22塔顶设有混合C2采出管线，混合C2采出管线上设置杂质处理单元23，塔底设有混合C3采出管线，混合C3采出管线与丙烯精馏塔24连接。
丙烯精馏塔24塔顶设有丙烯产品采出管线，塔底设有丙烷产品采出管线。
分离流程如图3所示：
冷却：经除杂的富气S-9在冷却器Ⅰ13内进行初步冷却后送至气液分离罐Ⅱ14，气液分离罐Ⅱ14罐顶气相经压缩再冷却后送至后冷器17，罐底液相经增压后送至后冷器17；
后冷器：经过初步增压冷却的气相和增压的液相在后冷器17内进一步混合及冷却后送至进料罐18；
进料：来自后冷器17的混合物流在进料罐18内进行混合、预吸收及气液平衡后，罐顶气相送至吸收塔19，罐底液相送至脱甲烷塔20；其中，进料罐18的操作温度为5～25℃，操作压力为2.2～2.8MPaG；
吸收：吸收塔19内，以混合C4为吸收剂吸收来自进料罐18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19塔顶气相送至吸收剂回收塔25，塔底液相返回至后冷器17；其中，吸收塔19的操作温度为5～25℃，操作压力为2.1～2.7MPaG，吸收塔19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；
脱甲烷：来自进料罐18罐底的液相在脱甲烷塔20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20塔顶气相送至后冷器17，塔底液相送至脱丙烷塔21；其中，脱甲烷塔20塔顶的操作温度为10～40℃，塔底操作温度为70～95℃，操作压力为2.3～2.9MPaG；
脱丙烷：来自脱甲烷塔20塔底的液相组分在脱丙烷塔21内进行分离，分离出来的C3及C3以下的组分从脱丙烷塔21上部采出经过干燥后送至脱乙烷塔22，塔底组分中的至少一部分作为混合C4吸收剂送至吸收塔，其余部分作为碳四产品S-16采出；
脱乙烷：来自脱丙烷塔21上部的气相在脱乙烷塔22内进一步分离，分离出来的混合C2组分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；其中，脱乙烷塔16采用精细分离，脱乙烷塔顶操作温度-20℃至-5℃，操作压力为2.2～2.8MPaG，塔底操作温度为55～80℃。由于脱乙烷塔塔顶温度较低，需要采用-25℃至-15℃的丙烯冷剂或其他冷剂，为了满足脱乙烷塔顶的要求可以设计一套单独的丙烯制冷系统，或者采用其它能满足要求的冷剂；
丙烯精馏：从脱乙烷塔塔底采出的混合C3组分送至丙烯精馏塔进一步精馏，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，其中，丙烯精馏塔的操作温度为45～60℃，操作压力为1.8～2.0MPaG；
吸收剂回收：吸收剂回收塔25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19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25塔顶气相作为干气S-11采出，塔底液相返回至脱丁烷塔4。
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6所示、稳定汽油性质如表7所示。
表6
Figure BDA0002112034270000201
Figure BDA0002112034270000211
表7
项目 数值
密度(20℃)，g/cm<sup>3</sup> 0.753
C<sub>4</sub>组分含量，v％ 1.63
雷德蒸汽压，kPa 67.8
D86曲线，v％ 温度，℃
0 38.7
5 46.1
10 49.1
30 72.0
50 94.4
70 127.6
90 176.9
95 187.3
100 197.7
由实施例2和3可知，利用本发明的分离工艺将实施例1得到的除杂后的富气进一步分离，可实现C2、C3以及C4组分的高效回收，其中，C2组分总回收率达98wt％以上，C3组分的回收率达99wt％以上，且回收的C2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，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；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％，吸收后干气压力为2.1～2.7MPa，其中氢气纯度可达40～70mol％，通过变压吸附的方法便可直接回收氢气资源；采出的稳定汽油干点197℃，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。
同时，实施例2中，由于不设丙烯制冷系统，脱乙烷塔顶没有0℃以下的冷剂，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；但实施例3中，由于设有丙烯制冷系统，将脱丙烷塔顶馏出物经过干燥后再送至脱乙烷塔内，脱乙烷塔采用精细分离，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。
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 (10)

1.一种油气处理方法，其特征在于，该油气处理方法包括：
(1)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，脱丁烷塔塔顶馏出气相经冷凝进入塔顶回流罐分离出富气与液相，富气进一步除杂，液相返回脱丁烷塔，至少部分脱丁烷塔塔底液相作为稳定汽油产品采出；
(3)除杂：来自脱丁烷塔塔顶的富气依次在富气脱硫塔内以贫胺液为吸收剂脱除H2S和CO2，在富气脱硫醇塔内以碱液为吸收剂脱除硫醇，在富气水洗罐内通过水洗水平衡富气酸碱性，经除杂后的富气从富气水洗罐罐顶采出。
2.根据权利要求1所述的油气处理方法，其特征在于，所述油气处理方法还包括：
(4)分离：经除杂的富气经冷却、气液分离、升压再冷却后通过吸收塔、脱甲烷塔、脱丙烷塔、脱乙烷塔以及任选的丙烯精馏塔进一步分离出干气、C2组分、C3组分以及C4组分，其中，C2组分、C3组分分别作为C2产品、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。
优选地，所述步骤(4)包括：
冷却：经除杂的富气在冷却器Ⅰ内进行初步冷却后送至气液分离罐Ⅱ，气液分离罐Ⅱ罐顶气相经压缩再冷却后送至后冷器，罐底液相经增压后送至后冷器；
后冷：经过初步增压冷却的气相和增压的液相在后冷器内进一步混合及冷却后送至进料罐；
进料：来自后冷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，罐底液相送至脱甲烷塔；
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，塔底液相返回至后冷器；
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后冷器，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：从脱乙烷塔塔底采出的混合C3组分送至丙烯精馏塔进一步精馏，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。
3.根据权利要求2所述的油气处理方法，其中，所述步骤(4)还包括：
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。
4.根据权利要求1所述的油气处理方法，其中，当富气中CO2含量小于等于1000ppmv，所述贫胺液为MDEA溶剂；当富气中CO2含量大于1000ppmv，所述贫胺液为复合溶剂，同时将富气脱硫塔内吸收了H2S和CO2的贫胺液送至溶剂再生塔，经再生后作为吸收剂送回富气脱硫塔。
5.根据权利要求1所述的油气处理方法，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45～65℃，操作压力为1.0～1.5MPaG；塔底操作温度为150～200℃，所述回流罐的温度为35～50℃；
所述富气脱硫塔的操作温度为35～50℃，操作压力为1.0～1.5MPaG；
所述富气脱硫醇塔的操作温度为35～50℃，操作压力为0.9～1.4MPaG；
所述富气水洗罐的操作温度为35～50℃，操作压力为0.9～1.4MPaG；
所述贫胺液吸收剂比富气的温度高3～8℃；所述水洗罐内水洗水温度比富气的温度高3～8℃。
6.根据权利要求2所述的油气处理方法，其特征在于，
所述进料罐的操作温度为5～25℃，操作压力为2.2～2.8MPaG；
所述吸收塔的操作温度为5～25℃，操作压力为2.1～2.7MPaG，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；
所述脱甲烷塔塔顶的操作温度为10～40℃，塔底操作温度为70～95℃，操作压力为2.3～2.9MPaG；
所述脱乙烷塔顶操作温度-20℃至20℃，塔底操作温度为55～85℃，操作压力为2.2～3.2MPaG；
所述丙烯精馏塔的操作温度为45～60℃，操作压力为1.8～2.0MPaG。
7.一种油气处理装置，其特征在于，该油气处理装置包括：油气进料管线、气液分离罐I、压缩机I、脱丁烷塔、富气脱硫塔、富气脱硫醇塔、富气水洗罐；
其中，所述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；
所述脱丁烷塔塔顶设置有回流罐，回流罐罐顶与富气脱硫塔连接；罐底与脱丁烷塔连接；脱丁烷塔塔底设置稳定汽油采出管线；
所述富气脱硫塔上部设有贫胺液进料管线，贫胺液进料管线上任选设置有贫胺液加热器，富气脱硫塔塔顶与富气脱硫塔连接，塔底设有富胺液采出管线；
所述富气脱硫醇塔上部设有碱液进料管线，塔顶与富气水洗罐连接，塔底设有富胺液采出管线；
所述富气水洗罐罐顶设有轻烃采出管线，罐底与富气水洗循环泵连接后，分别与水洗水加热器和水洗排水管线连接，所述水洗水加热器与富气水洗罐上部连接。
8.根据权利要求7所述的油气处理装置，其特征在于，所述油气处理装置还包括溶剂再生塔，所述富胺液采出管线与溶剂再生塔连接，所述溶剂再生塔塔底与贫胺液进料管线连接，塔顶设有酸性气采出管线。
9.根据权利要求7所述的油气处理装置，其特征在于，所述装置还包括分离单元，所述轻烃采出管线与分离单元连接；
所述分离单元包括：冷却器Ⅰ、气液分离罐Ⅱ、压缩机II、冷却器Ⅱ、后冷器、进料罐、吸收塔、脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔；
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；
优选地，所述轻烃采出管线依次与冷却器Ⅰ、气液分离罐Ⅱ连接，所述气液分离罐Ⅱ罐顶依次与压缩机II、冷却器Ⅱ、后冷器、进料罐连接，罐底依次与后冷器、进料罐连接；
所述进料罐罐顶与吸收塔连接，罐底与脱甲烷塔连接；
吸收塔塔顶任选与吸收剂回收塔连接，塔底与后冷器连接，吸收塔上部设有混合C4吸收剂进料管线；
所述脱甲烷塔塔顶与后冷器连接，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，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。
10.根据权利要求9所述的油气处理装置，其特征在于，所述分离单元还包括丙烯精馏塔和/或吸收剂回收塔，
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；
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。
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