CN112410067B - 一种分离炼厂饱和干气的方法 - Google Patents

Abstract

本发明属于炼厂干气回收技术领域，提供了一种分离炼厂饱和干气的方法，步骤如下：将饱和干气依次经过预处理、催化加氢处理和冷却处理后进入多级吸收塔，与碳四吸收剂进行吸收处理，多级吸收塔的气相送入燃料气管网或PSA装置，液相送入高压闪蒸区处理；高压闪蒸区的气相进行压缩返回多级吸收塔，液相分别进入多级吸收塔和低压闪蒸区；低压闪蒸区的气相送入碳二提浓气压缩机系统，液相分别进入多级吸收塔和碳二解吸塔；碳二解吸塔的气相与低压闪蒸区的气相混合作为碳二提浓气产品，液相大部分作为贫溶剂返回至多级吸收塔，小部分作为抽出碳四送出界外；本发明的工艺，具有流程简单，贫溶剂用量少，能耗低，投资小，碳二碳三回收率高等优点。

Description

一种分离炼厂饱和干气的方法

技术领域

本发明属于炼厂干气回收技术领域，具体说，是涉及一种分离炼厂饱和干气的方法。

背景技术

干气主要来源于炼厂中的炼油装置与化工装置的加工过程，其中炼油装置干气主要来源于原油的一次和二次加工过程，如常减压蒸馏装置、催化裂化装置、催化裂解装置、延迟焦化装置等，化工装置干气主要来源有烷烃脱氢装置、PSA装置、轻烃回收装置、乙苯-苯乙烯装置等。目前，我国大部分炼厂产生的干气作为燃料烧掉，有些甚至放入火炬燃烧掉，利用价值较低，造成了资源的严重浪费和环境污染。

干气根据其烯烃含量通常分为饱和干气和不饱和干气，其中催化干气中乙烯含量较高，通常在5mol％以上，属于不饱和干气，饱和干气通常为PSA解吸气、轻烃干气、加氢干气、焦化干气和重整干气等，饱和干气中的乙烷、丙烷含量较高，烯烃含量非常低。

由于乙烷是非常好的裂解原料，乙烯转化率很高，如果能够有效的进行乙烷回收，送至乙烯装置裂解炉，不仅可以大幅度降低裂解原料的成本，极大的提高经济效益，还能够有效的防止环境污染。

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、冷油吸收法、变压吸附法(PSA)等，各种方法各有其优势和劣势。深冷分离法经过数十年的发展与改进，技术成熟、工艺完善，而且产品纯度和回收率都很高，是以前提纯裂解乙烯常用方法。但该方法一般需在-100℃左右的低温下进行气体分离，冷量负荷大且制冷流程复杂，还需对原料气进行预处理，导致装置投资大。此外，深冷分离法通常适合于炼厂集中、干气副产量大的地区，针对我国炼厂规模相对较小且较为分散的情况，采用该方法经济性较差。变压吸附法可实现常温操作，自动化程度高、操作简单、能耗较低且环境友好，但采用该方法设备庞大、控制系统比较复杂，得到的乙烯纯度较低且回收率不高，要得到聚合级乙烯通常需要采用多级变压吸附，占地面积及设备投资增加。

冷油吸收法属于物理吸收，利用干气中各组分在吸收剂中的溶解度差异实现干气分离，吸收剂一般为混合碳四、混合碳五和液化气等，首先通过吸收脱除甲烷和氢气等不凝气体组分，再通过解吸的方法回收C2、C3组分。冷油吸收法有中冷油吸收法(-40～-20℃)与浅冷油吸收法(0℃以上)，目前的冷油吸收法技术存在着贫溶剂循环量大、解吸全部由热解吸分离、能耗较高等问题。

专利CN 109553504 A提出了一种采用浅冷油吸收技术回收炼厂饱和干气的方法及装置，该工艺由压缩、吸收、解吸，再吸收解吸等步骤组成，吸收温度为5～15℃，操作条件温和，但由于吸收温度较高，导致溶剂循环量高，装置能耗高，且吸收后的甲烷氢中C3及重组分含量高，导致需要两套吸收-解吸系统，使得流程复杂。

专利CN 106609160 B和CN 106608795 B提出一种分离焦化干气的方法，通过催化加氢和吸收的方式得到乙烷产品，该工艺由于采用浅冷油吸收的方法，溶剂循环量大，综合能耗高。

专利CN 104892340 A公开了一种油吸收干气回收乙烯、乙烷的三塔装置与方法，通过在解吸塔前增加冷却、闪蒸的方式以及降低吸收的操作温度，以此来提高甲烷的回收率，降低乙烯产品中的甲烷含量，但冷却和闪蒸的技术本质相当于增加了一套解吸塔顶的分凝器系统，闪蒸罐相当于分凝器后的气液缓冲罐，最终相当于通过分凝的方式进行了二次甲烷和乙烯的分离，实现了提高甲烷回收率的目的，但并没有解决工艺能耗高的问题。

专利CN 101063048 A公开了一种中冷油吸收法分离炼厂干气的方法，该工艺由压缩、干气预处理、吸收、解吸、冷量回收以及粗分等步骤组成，该发明采用炼厂的液化气作为吸收剂，设置冷箱-膨胀机系统回收跑损的吸收剂与碳二，具有吸收剂成本低、损失低、碳二回收率高、不需要乙烯制冷压缩机等优点，但是，该工艺吸收剂全部用解吸塔塔底循环贫溶剂，回收碳二全部由解吸塔热解吸获得，导致贫溶剂循环量较大，解吸负荷大，装置能耗高，且设备投资较大。

综上所述，现有的分离炼厂饱和干气的方法均存在溶剂循环量大，投资高，综合能耗大的问题。

发明内容

本发明的目的是降低分离炼厂饱和干气方法的投资、溶剂循环量和综合能耗，提出一种新的节能工艺。该工艺采用中冷油吸收技术，通过催化加氢、多级吸收、高低压区多级闪蒸的方式，从炼厂干气中回收碳二组分，得到的碳二提浓气可直接送往乙烯装置裂解炉，回收率高，吸收剂用量低、流程简单。

本发明提供一种分离饱和干气的方法，该方法包括以下步骤：

(1)经过干气预处理系统的脱酸干燥和压缩处理后的饱和干气，其中干气中的乙烯含量低于5mol％，特别指焦化干气、加氢裂化干气和PSA解吸气，依次进行压缩、催化加氢和冷却处理后多级吸收塔，将多级吸收塔处理得到的塔顶气相进行冷量回收后收送入燃料气管网或PSA装置，将多级吸收塔处理得到的塔底液相送入高压闪蒸区处理；

(2)高压闪蒸区设置多级高压区闪蒸罐，将闪蒸得到的气相进入循环干气压缩系统，得到的液相一部分作为半贫溶剂循环返回多级吸收塔，一部分送入低压闪蒸区处理；

(3)低压闪蒸区设置多级低压区闪蒸罐，将闪蒸得到的气相送入碳二提浓气压缩机入口，得到的液相一部分作为次贫溶剂循环返回多级吸收塔，一部分送入解吸塔处理；

(4)将解吸塔处理得到的气相与低压闪蒸区的气相混合送去乙烯装置裂解炉，解吸塔得到的液相大部分作为贫溶剂返回至多级吸收塔，小部分做抽出碳四送出界区；

具体工作原理如下：

本发明的前端流程与深冷工艺和中冷油吸收工艺一致，干气首先经过预处理、干燥、加压后。本工艺是处理经过预处理、干燥和加压后(3～5MpaG)的炼厂干气，干气为乙烯含量低于5mol％的饱和干气，特别指焦化干气、加氢裂化干气和PSA解吸气等。

本发明选择混合碳四作为吸收剂，循环贫溶剂组成碳四80～95mol％，其余为少量碳三和碳五，循环次贫溶剂组成为碳四50～80mol％，循环半贫溶剂组成为碳四30～70mol％。

本发明所用吸收剂不局限于碳四馏分，可以为本领域常用的满足上述吸收要求的各种吸收剂。具体地，可以为本领域常用的碳三馏分、碳四馏分或碳五馏分，优选情况下为碳三、碳四和碳五馏分中的烷烃组分，进一步优选为含有正丁烷和异丁烷的碳四馏分或者含有饱和碳三馏分和碳四馏分的液化气。上述碳三吸收剂和碳四吸收剂可以为炼厂液化气或混合碳四组分，本发明对于吸收剂的用量没有特别的限定。

在步骤(1)中，将处理压缩后的干气进行催化加氢，催化加氢处理的方法没有特别的限定，优选情况下，催化加氢处理的方法包括：饱和干气与加氢催化剂接触，反应温度为60～300℃；反应压力为1～5MPaG；体积空速为50～1000h^-1，对于加氢催化剂没有特别的限定，可以为含有Co、Mo、Ni和W系金属中至少一种金属的加氢催化剂。

经过催化加氢处理后的干气冷却至-15℃～-40℃，冷却处理采用丙烯制冷，结合工艺其他设备操作温度，丙烯制冷采用一级至三级制冷。

在步骤(1)中，所述的多级吸收塔的理论塔板数优选为30～60，操作压力为2.5～4.5MpaG，塔顶温度优选为-15℃～-35℃，塔釜温度优选为0℃～-30℃。多级吸收塔不设再沸器和冷凝器，在塔上段与下段设置多个中间冷却器，优选两个中间冷却器，分别上段中间冷却器回收低压区闪蒸罐至解吸塔液相冷量，下段中间冷却器采用-40℃丙烯制冷。

在步骤(2)中，高压区闪蒸罐可设置一个至多个闪蒸罐，依次减压串联，最后一个闪蒸罐压力0.1～0.3MpaG。高压闪蒸区各闪蒸罐处理得到的气相依据压力送入循环干气压缩系统相应压缩机各级处，得到的液相一部分作为半贫溶剂循环回多级吸收塔，一部分送入低压闪蒸区，其中进入低压闪蒸区的液相为最后一个闪蒸罐的液相，半贫溶剂可以是各闪蒸罐液相，该半贫溶剂进入多级吸收塔下段，进料板优选为20～45，半贫溶剂温度为-10℃～-40℃。

在步骤(3)中，低压区闪蒸罐可设置一个至多个闪蒸罐，依次减压串联，最后一个闪蒸罐压力0～0.1MpaG，低压闪蒸区处理得到的气相作为碳二提浓气的一部分，进入碳二提浓气压缩机进行加压送出界区，得到的液相一部分作为次贫溶剂循环回多级吸收塔，一部分送入解吸塔，其中送入解吸塔的液相为最后一个闪蒸罐的液相，次贫溶剂可以是各闪蒸罐液相，该次贫溶剂进入多级吸收塔中部，进料板优选为5～25，次贫溶剂温度为-30℃～-70℃。

在步骤(4)中，通过解吸塔热解吸的方式来回收剩余的碳二碳三组分，解吸塔的理论塔板数为20～60，操作压力0.5MpaG～4MpaG，塔顶温度-35℃～45℃，塔釜温度60℃～130℃。

该部分技术应理解为，在减压闪蒸回收一部分碳二产品后，剩余的碳二碳三组分通过解吸塔热解吸的方式来回收，在塔顶得到碳二提浓产品气与减压闪蒸回收后的碳二提浓气混合后送去乙烯裂解炉作为裂解原料。塔釜得到的液相大部分作为贫溶剂经过热回收冷却至-15～-40℃，返回多级吸收塔顶部，剩余小部分送出界区。为了保证系统中贫溶剂的流量，进一步优选地，在贫溶剂冷却过程中补充新鲜碳四吸收剂，本发明对补充的新鲜碳四吸收剂本身的温度没有特别要求。

该部分技术应理解为，本发明中，将解吸塔塔釜抽出部分液相送出界区，并补充新鲜碳四吸收剂的目的是防止溶剂中的重组分累积，从而导致解吸塔塔釜温度过高，并且影响吸收效果和装置稳定运行。依据干气原料的组成不同，解吸塔塔釜的抽出量和新鲜碳四吸收剂的补充量也不同，若干气原料中C4以上重组分较多，需要抽出和补充量较大，若重组分较少，则抽出量较少或只需要间歇抽出即可。

在步骤(3)与(4)中，得到的碳二提浓气中主要含有30mol％～90mol％的乙烷，乙烯含量低于0.5mol％，10mol％～50mol％的碳三，甲烷含量低于5mol％，且可控，可直接作为乙烯裂解的原料。

在本发明中，解吸塔设置再沸器，以保证塔顶得到的碳二提浓产品回收率和纯度达到工艺要求，再沸器的加热介质可以采用低低压蒸汽，也可以采用炼厂低温热油或低温热水。

本发明的一种分离炼厂饱和干气的方法，与现有技术相比，具有以下优点：

(1)在本发明中，通过高低压闪蒸的方式可以得到不同品级的溶剂，大幅度降低贫溶剂的用量，同时低压区闪蒸相当于碳二提浓气的预闪蒸，可以大幅度降低解吸负荷，最终降低整个装置的综合能耗；

(2)在本发明中，采用多级吸收的方式，灵活调控各品级的溶剂用量，既降低了能耗，还保证了吸收效果；

(3)在本发明中，通过催化加氢的方式，减少了进料中氢气和乙烯的含量，相应增加了乙烷在气相中的分压，提高了吸收效果，降低了溶剂用量和装置能耗；

(4)在本发明中，多级吸收塔塔顶甲烷、氢气轻组分气中夹带的吸收剂量少，无需设置冷箱—膨胀机系统或再吸收系统，大幅度降低了设备投资；

(5)在本发明中，处理得到的碳二提浓气为富乙烷气，烯烃含量达到了乙烯裂解炉的进料要求，同时甲烷氢含量在5％以内，不会增加乙烯装置裂解炉和分离单元的能耗。

附图说明

图1为本发明的一种分离炼厂饱和干气的方法所采用装置的结构示意图。

图中：1干气预处理系统；2加氢反应器；3干气预冷器；4多级吸收塔；5高压区闪蒸罐；6循环干气压缩机系统；7低压区闪蒸罐；8碳二提浓气压缩机系统；9解吸塔；10贫溶剂冷却换热器；A炼厂干气；B吸收尾气；C碳二提浓气；D贫溶剂；E次贫溶剂；F半贫溶剂；G抽出碳四；H新鲜补充溶剂。

具体实施方式

下面将本发明的技术方案进行清楚、完整的描述。显然，所描述的实施例仅仅是本发明的一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明的实施例，本领域普通技术人员经改进或调整的所有其他实施例，都属于本发明的保护范围。

以图1为例描述本发明提供的一种分离炼厂饱和干气的方法，其中干气预冷换热器、多级吸收塔中间冷却器、循环干气压缩级数、碳二提浓气压缩机级数、高压区闪蒸罐、低压区闪蒸罐可根据需求设置多个，本实施例中干气预冷换热器、多级吸收塔中间冷却器、高压区闪蒸罐、低压区闪蒸罐设置两个，循环干气压缩系统、碳二提浓气压缩系统设置三级，并且本实施例中根据优化结果仅设置次贫溶剂循环，未设置半贫溶剂循环：

来自炼厂延迟焦化装置的焦化干气的组成见表1。

表1

	焦化干气
		温度/℃	40
压力/MPaG	0.6
		质量流量/(t/h)	10.0
组成/mol％
		水	0.73
氢气	11.73
		甲烷	59.81
乙烷	21.85
		乙烯	2.81
丙烯	3.05

本实施例用以说明本发明的分离焦化干气(即饱和干气)的方法。

将来自炼厂延迟焦化装置的焦化干气经干气预处理、干燥及压缩1后，压力为3.75MPaG送至加氢反应器2，控制最优的加氢反应条件，使出口气体中的乙烯摩尔含量降至0.1％以内，然后与循环干气进行混合，经干气预冷器3冷却到-23℃，冷量采用低压闪蒸罐至解吸塔液相冷量，然后将干气送入多级吸收塔4底部，在多级吸收塔4中，吸收剂为混合碳四吸收剂，总吸收剂量为14.5t/h，其中D贫溶剂量6.5t/h、E次贫溶剂量为8t/h，D贫溶剂从多级吸收塔4塔顶喷入，E次贫溶剂从多级吸收塔4中部喷入，与干气逆流接触吸收。多级吸收塔4的理论塔板数为30，操作压力为3.6MpaG，塔顶温度为-19.17℃，塔釜温度为-15.09℃。将来自多级吸收塔4塔釜的液相物料送入高压区闪蒸罐5a-b处理，将来自多级吸收塔4塔顶的气相物料进行冷量回收至33℃，气相物料主要为未被吸收的甲烷、氢气等送给至燃料气管网或PSA装置处理，若送至燃料气管网，优选地，进行节流降压至0.9MpaG再与干气换热进行冷量回收至33℃。

来自多级吸收塔4塔釜的液相物料优选降压至1MpaG送入高压区一级闪蒸罐5a，将高压区一级闪蒸罐5a罐底液相优选降压至0.2MpaG送入高压区二级闪蒸罐5b，将高压区闪蒸罐5a-b罐顶气相(富含氢气甲烷气)根据压力的不同送入循环干气压缩系统6不同级数处，高压区二级闪蒸罐5b罐底液相送去低压区一级闪蒸罐7a。

来自高压区二级闪蒸罐5b的液相优选降压至0.13MpaG送入低压区一级闪蒸罐7a，将回低压区一级闪蒸罐7a罐底液相优选降压至0MpaG送入低压区二级闪蒸罐7b，将低压区闪蒸罐气相依据压力不同送入碳二提浓气压缩系统8不同级数处，经过碳二提浓产品压缩系统8加压后的C碳二提浓气(1MpaG)送去乙烯装置裂解炉。低压区二级闪蒸罐7b罐底液相分为两支，一支作为E次贫溶剂(8t/h，-69℃)循环吸收，一支依次经过多级吸收塔中间冷却器与干气预冷换热器3进行冷量回收至33℃进入解吸塔9。

来自低压区二级闪蒸罐7b罐底液相进行冷量回收与加压后送入解吸塔9中部，解吸塔理论塔板数30，操作压力优选为3.5MpaG，塔顶温度为32.3℃，塔釜温度为137.8℃。解吸塔9塔顶气相(富含碳二、碳三)与减压闪蒸回收的碳二提浓气作为最终的碳二提浓气送去乙烯装置裂解炉。解吸塔9塔底大部分液相在补充新鲜溶剂后作为D贫溶剂(6.5t/h)循环吸收。贫溶剂D经过贫溶剂冷却换热器10用-6℃和-40℃丙烯冷剂冷却至-35℃后送入多级吸收塔4顶部。

本实施方法中，碳二提浓气组成见表2，贫溶剂、次贫溶剂的组成见表3。

表2

名称	碳二提浓气
		温度，℃	40
压力，MpaG	1.06
		质量流量，kg/hr	4566
组成，mol％
		甲烷	4.01
乙烷	84.98
		乙烯	0.24
丙烷	9.76
		正丁烷	0.19
异丁烷	0.82

表3

名称	贫溶剂	次贫溶剂
			质量流量，t/hr	6.5	8
组成，wt％
			甲烷	0	0.06
乙烷	0.41	28.75
			乙烯	0	0.05
丙烷	2.36	8.79
			正丁烷	38.41	25.30
异丁烷	58.82	37.05

在本实施例中，乙烷回收率为94.39％。

Claims (13)

1.一种分离炼厂饱和干气的方法，其特征在于，步骤如下：

(1)焦化干气、加氢裂化干气和PSA解吸气经过干气预处理系统的脱酸干燥和压缩处理后，依次进行催化加氢和冷却处理后的炼厂干气进入多级吸收塔，将多级吸收塔处理得到的塔顶气相进行冷量回收后收送入燃料气管网或PSA装置，将多级吸收塔处理得到的塔底液相送入高压闪蒸区处理；

其中，催化加氢的处理方法：焦化干气、加氢裂化干气和PSA解吸气和加氢催化剂接触，反应温度60～300℃，反应压力1～5MPa，体积空速50～1000h^-1；

(2)高压闪蒸区设置多级高压区闪蒸罐，将闪蒸得到的气相进入循环干气压缩系统，得到的液相一部分作为半贫溶剂循环返回多级吸收塔，一部分送入低压闪蒸区处理；所述的高压闪蒸区设置多个闪蒸罐，各闪蒸罐依次减压串联，最后一个闪蒸罐压力0.1～0.3MpaG；

(3)低压闪蒸区设置多级低压区闪蒸罐，将闪蒸得到的气相送入碳二提浓气压缩机系统入口，得到的液相一部分作为次贫溶剂循环返回多级吸收塔，一部分送入解吸塔处理；所述的低压闪蒸区设置多个闪蒸罐，各闪蒸罐依次减压串联，最后一个闪蒸罐压力0～0.1MpaG；

(4)将解吸塔处理得到的气相与低压闪蒸区的气相混合送去乙烯装置裂解炉，解吸塔得到的液相大部分作为贫溶剂返回至多级吸收塔，小部分做抽出碳四送出界区。

2.根据权利要求1所述的分离炼厂饱和干气的方法，其特征在于，所述加氢催化剂为含有Co、Mo、Ni和W系金属中至少一种金属的加氢催化剂。

3.根据权利要求1或2所述的分离炼厂饱和干气的方法，其特征在于，所述循环干气压缩的处理方法：将高压闪蒸区得到的气相的压力提高至2.5～4.5MPaG。

4.根据权利要求3所述的方法，其特征在于，所述循环干气压缩系统为多段压缩。

5.根据权利要求1、2或4所述的分离炼厂饱和干气的方法，其特征在于，所述多级吸收塔处理的方法：将冷却后的炼厂干气供给至多级吸收塔内使其与混合碳四吸收剂接触，多级吸收塔的理论板数为30～60，操作压力为2.5～4.5MpaG，塔顶温度为-15℃～-35℃，塔釜温度为0℃～-30℃。

6.根据权利要求1、2或4所述的分离炼厂饱和干气的方法，其特征在于，所述高压闪蒸区得到的液相中：进入低压闪蒸区的液相为最后一个闪蒸罐的液相，半贫溶剂是各闪蒸罐液相，半贫溶剂的进料板为20～45，半贫溶剂温度为-10℃～-40℃。

7.根据权利要求1、2或4所述的分离炼厂饱和干气的方法，其特征在于，所述低压闪蒸区得到的液相中：送入碳二解吸塔的液相为最后一个闪蒸罐的液相，次贫溶剂是各闪蒸罐液相，次贫溶剂进料板为5～25，次贫溶剂温度为-30℃～-70℃。

8.根据权利要求7所述的分离炼厂饱和干气的方法，其特征在于，所述碳二提浓气压缩的处理方法：将低压闪蒸区得到的气相的压力提高至0.5～2MPaG。

9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，所述压缩为多段压缩。

10.根据权利要求1、2、4、8或9所述的分离炼厂饱和干气的方法，其特征在于，所述的冷却处理方法：将处理后的炼厂干气冷却至-15℃～-40℃，冷却处理采用丙烯制冷，结合工艺其他设备操作温度，丙烯制冷采用一级至三级制冷。

11.根据权利要求1、2、4或9所述的分离炼厂饱和干气的方法，其特征在于，所述的碳四吸收剂中：循环贫溶剂组成碳四80～95mol％，其余为少量碳三和碳五，循环次贫溶剂组成为碳四50～80mol％，循环半贫溶剂组成为碳四30～70mol％。

12.根据权利要求11所述的分离炼厂饱和干气的方法，其特征在于，所述解吸塔处理的方法：将低压闪蒸区处理得到的液相物料供给至解吸塔内进行分离，解吸塔的理论塔板数为20～60，操作压力0.5MpaG～4MpaG，塔顶温度-35℃～40℃，塔釜温度60℃～130℃。

13.根据权利要求1、2、4、9或12所述的方法，其特征在于，返回至多级吸收塔循环使用的贫溶剂被冷却至-15～-40℃，返回至多级吸收塔塔顶作为贫吸收剂循环使用。

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