CN112760127A - 一种油气分离及回收的装置和方法 - Google Patents

Abstract

本发明属于化工领域，具体公开了一种油气分离及回收的装置及方法，本发明中在轻烃分离之前将汽油和C4以及C4以下组分提前分开，使得后续流程中无需再采用汽油吸收液化气组分，节省了吸收剂循环的消耗，同时，本发明中对轻烃‑轻汽油分离塔塔顶物流进行脱硫，使轻烃分离过程中物流不再含H₂S，降低了轻烃分离回收系统的材质要求，并降低了H₂S泄漏可能带来的风险，确保了整个工艺的安全性；同时本发明工艺流程简单，操作条件缓和，能量消耗少。

Description

一种油气分离及回收的装置和方法

技术领域

本发明属于炼油及化工领域，更具体地，涉及一种油气分离及回收的装置和方法，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分离及回收的装置和方法。

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。现有催化裂化、加氢裂化和延迟焦化等气体收率较高的工艺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，同时将汽油进行稳定，以保证汽油的蒸汽压合格。

吸收稳定工艺有主要是由四塔组成：吸收塔、再吸收塔、脱吸塔及稳定塔，其中液化气的回收率由吸收塔和再吸收塔来控制，液化气的规格由脱吸塔(控制碳二含量)和稳定塔(控制碳五含量)来保证。主要特点是在一定的压力(1.3MPaG～1.6MPaG)及常温下先将富气中大部分液化气组分及少量碳二等吸收下来，然后在合适的条件下将碳二等轻组分脱吸，经冷却后再返回吸收塔。这样，采用吸收、脱吸的方法在较缓和的操作条件下实现碳二和碳三的分离，避免采用精馏的方法(压力较高、温度较低，需要制冷)来分离碳二和碳三，降低了投资和能耗；付出的代价是脱吸塔顶气体中除有碳二外，还有一定的液化气等重组分，脱吸气重新返回吸收塔，造成液化气组分在吸收脱吸之间的循环，使吸收稳定系统的能耗增加。

现有吸收稳定工艺方法存在以下不足：

(1)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，常温40℃吸收，不制冷，为了确保液化气回收率，汽油循环量大；

(2)汽油在汽油吸收塔、脱吸塔和稳定塔之间进行循环，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)稳定塔(脱丁烷塔)设在末端，汽油所走过流程长，能耗较高；

(4)脱硫设在干气和液化气产品线上，吸收稳定系统含有H₂S，对材质要求高，且可能存在安全隐患。

发明内容

本发明的目的是一种工艺流程简单，操作条件缓和的油气分离回收液化气的装置及方法，通过该方法可实现碳三以及碳四组分的高效分离和回收，同时由于回收过程中不含H₂S，降低轻烃回收系统的材质要求，更加安全。

为了实现上述目的，本发明提供一种油气分离及回收的方法，该方法包括：

(1)分离：来自上游装置的油气送至分馏塔进行分离，分馏塔塔底与侧线分别采出油浆、柴油以及回炼油，塔顶气相经冷却后送至一级气液分离罐，罐顶气相经再次冷凝后送至二级气液分离罐，罐底液相部分送回分馏塔塔顶，其余部分送至轻重汽油分离塔；二级气液分离罐罐顶气相经压缩后送至轻重汽油分离塔，罐底液相经升压后也送至轻重汽油分离塔；

(2)轻重汽油分离：来自气液分离罐的物料进入轻重汽油分离塔，塔顶馏出气相经冷凝进入塔顶回流罐Ⅰ，塔顶回流罐Ⅰ罐顶气相经压缩后送至轻烃-轻汽油分离塔，罐底液相增压后送至轻烃-轻汽油分离塔，轻重汽油分离塔的至少部分塔底液相作为重汽油产品采出；

(3)轻烃-轻汽油分离：来自轻重汽油分离塔塔顶回流罐的物流进入轻烃-轻汽油分离塔，塔顶馏出气相进入塔顶回流罐Ⅱ，塔顶回流罐Ⅱ罐顶气相送至气相除杂，罐底液相增压后送至液相除杂，塔底液相作为轻汽油采出；

(4)气相除杂：轻重汽油分离塔塔顶回流罐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：轻重汽油分离塔塔顶回流罐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：来自冷却器的物流在进料罐内进行气液平衡后，罐顶气相送至吸收塔，罐底液相送至脱甲烷塔；

(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C3以及C3以上的组分，同时共吸收部分C2及C2以下的轻组分，吸收塔塔顶气相送至下游装置，塔底液相返回至冷却器；

(9)脱甲烷：来自进料罐罐底的液相在脱甲烷塔内进一步分离甲烷氢组分，分离出来的甲烷氢从脱乙烷塔塔顶采出并返回至冷却器，塔底液相组分送至脱乙烷塔；

(10)脱乙烷：来自脱甲烷塔塔底的液相在脱乙烷塔内进一步分离C2组分，分离出来的混合C2组分从脱乙烷塔塔顶采出或返回至冷却器，塔底C3以及C3以上的液相组分送至脱丙烷塔；

(11)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组分从脱丙烷塔塔顶采出，至少部分塔底组分作为混合C4吸收剂送至吸收塔，其余部分作为混合C4产品采出。

作为本申请的一个优选方案，所述方法还包括：(12)丙烯精馏：采出的混合C3产品在丙烯精馏塔内进一步精馏，丙烯精馏塔塔顶气相作为丙烯产品采出，塔底液相作为丙烷产品采出。进一步优选地，所述丙烯精馏塔塔顶温度为45～50℃，压力为1.7～2.0MPaG，塔底温度为55～60℃。

作为C4以及C4以上组分进一步回收的优选方案，所述方法还包括：(13)吸收剂回收：来自吸收塔塔顶气相在吸收剂回收塔内以来自脱丁烷的重汽油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，同时吸收部分C2/C3组分，吸收剂回收塔塔顶气相作为干气采出，塔底液相返回至轻重汽油分离塔或返回至催化裂化单元分馏塔作为顶循循环，进一步优选地，所述吸收剂回收塔压力为0.85～1.35MPaG，温度为5～25℃。

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、汽油组分及汽油、重油等)均可使用本发明的装置进行油气分离及回收。

作为本发明的一个优选方案，为了更好的利用反应器出口高温油气的过剩热，本发明首先使用分馏塔将上游装置的油气进一步分离，所述分馏塔的操作温度为100～140℃，压力为0.1～0.35MPaG。其中，本发明分馏塔塔顶设置两级气液分离，从分馏塔塔顶采出的气相依次经过冷却、气液分离、再冷却，再次气液分离的过程后，先将大部分汽油在第一级气液分离罐分离出来后直接送至轻重汽油分离塔，以避免汽油被多次冷却和加热，降低投资和能耗。油气经过两级气液分离后，气相再经升压送至轻重汽油分离塔，所述分馏塔塔顶一级气液分离罐的操作温度为60～85℃，压力为0.07～0.32MPaG；所述分馏塔塔顶二级气液分离罐的操作温度为35～45℃，压力为0.03～0.28MPaG。

作为本发明的一个优选方案，为了进一步分离轻重汽油，所述轻重汽油分离塔塔顶的操作温度为55～80℃，塔底操作温度为130～170℃，操作压力为0.2～0.6MPaG；所述轻烃-轻汽油分离塔的操作温度为55～85℃，操作压力为1.0～1.5MPaG；所述重汽油的初馏点为60～80℃，所述轻汽油的干点为58～78℃；

作为本发明的一个优选方案，为了满足相关产品回收的要求，需要在轻烃-轻汽油分离塔顶物流进行下一步分离之前，对其进行气液相杂质脱除，主要包括胺洗脱H₂S和碱洗脱硫醇，优选地，所述气相除杂的温度为35～45℃，压力为0.95～1.45MPaG；所述液相除杂的温度为35～45℃，压力为1.6～2.3MPaG。本发明中，胺洗脱H₂S可以采用复合胺液溶剂(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20ppmwppmw，CO₂的脱除效率可达到90～99wt％，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。气液相从胺洗出来后，再分别经过碱洗，可以进一步将H2S降低至10ppmw以下，CO2降低至200ppmw以下。

作为本发明的一个优选方案，所述进料罐的温度为5～25℃，压力为0.9～1.4MPaG；所述吸收塔压力为0.85～1.35MPaG，温度为5～25℃。

由于本发明主要的回收目标为C3/C4组分，并进一步分离出纯度不低于99.6v％的丙烯，不必回收C2组分，故根据C3/C4组饱和蒸汽压较低的原理，在本发明所采用的工艺操作条件下，直接采用一次气液分离就可将较大部分C3/C4组分冷凝下来，然后依次对冷凝液进行脱甲烷、脱乙烷以及脱丙烷工艺，最后还可以通过进一步精馏得到丙烷和丙烯产品。

作为本发明的一个优选方案，当需要回收碳二产品时，可以将脱乙烷塔顶得到的碳二产品直接引出，经过杂质脱除后送至下游乙烯装置进一步回收，碳二产品中主要为乙烯和乙烷，并含有约20v％丙烯，其中碳二组分的回收率在50-60wt％。

作为本发明的一个优选方案，由于内以循环碳四为吸收剂，碳四组分在吸收塔、脱乙烷塔和脱丙烷塔之间进行循环，由于碳四组分沸点较低，使脱乙烷塔和脱丙烷塔塔底温位低，塔底重沸器负荷降低，更加节能，其中，所述脱甲烷塔塔顶温度10～30℃，压力1.1～1.7MPaG，塔底温度为50～80℃；所述脱乙烷塔塔顶温度5～25℃，压力2.0～3.2MPaG，塔底温度为80～110℃；所述脱丙烷塔塔顶温度为45～60℃，压力为1.7～2.0MPaG，塔底温度为85～110℃。

本发明另一方面提供一种油气分离及回收的装置，该装置包括：油气进料管线、分馏塔、一级换热器、一级气液分离罐，二级换热器、二级气液分离罐、压缩机I、轻重汽油分离塔、压缩机II、轻烃-轻汽油分离塔、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、进料罐、吸收塔、脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔；

其中，油气进料管线与分馏塔连接，

分馏塔塔顶设置有一级换热器、一级气液分离罐，二级换热器以及二级气液分离罐，侧线设置有柴油采出管线和回炼油采出管线，塔底设置有油浆采出管线；分馏塔塔顶依次与一级换热器、一级气液分离罐串联，一级气液分离罐罐顶依次与二级换热器、二级气液分离罐串联，罐底分别与分馏塔以及轻重汽油分离塔连接；二级气液分离罐罐顶依次与压缩机I、轻重汽油分离塔串联，罐底与轻重汽油分离塔连接；

轻重汽油分离塔塔顶设置有回流罐Ⅰ，回流罐Ⅰ罐顶依次与压缩机Ⅱ、轻烃-轻汽油分离塔连接，罐底连接增压泵后与轻烃-轻汽油分离塔连接，轻重汽油分离塔塔底设置重汽油采出管线；

轻烃-轻汽油分离塔塔顶设置有回流罐Ⅱ，回流罐Ⅱ罐顶依次与富气脱硫塔、富气碱洗塔、冷却器连接，罐底连接增压泵后依次与液态烃脱硫塔、液态烃脱硫醇反应器、冷却器连接；

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；

冷却器与进料罐连接；

进料罐罐顶与吸收塔连接，罐底与脱甲烷塔连接；

吸收塔塔顶与下游装置连接，塔底与冷却器连接，吸收塔上部设有混合C4吸收剂进料管线；

脱甲烷塔塔顶与冷却器连接，塔底与脱乙烷塔连接；

脱乙烷塔塔顶设施有碳二采出管线，所述碳二采出管线任选与冷却器连接，塔底与脱丙烷塔连接；

脱丙烷塔上部设置有混合C3产品采出管线，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。

作为本发明的一个优选方案，所述下游装置包括丙烯精馏塔；所述混合C3产品采出管线与丙烯精馏塔连接；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。

作为本发明的一个优选方案，所述下游装置包括吸收剂回收塔；所述吸收剂回收塔塔顶设有干气采出管线，塔底与轻重汽油分离塔连接，所述吸收剂回收塔上部设有重汽油吸收剂进料管线，所述轻重汽油分离塔重汽油产品采出管线分为两支，其中一支作为重汽油吸收剂进料管线；或者，

所述吸收剂回收塔塔顶设有干气采出管线，塔底与催化裂化单元连接，所述吸收剂回收塔上部设有重汽油吸收剂进料管线，与催化裂化单元的重汽油采出管线连接。

本发明中，脱甲烷塔只设提馏段，不设精馏段，塔顶不设冷凝器，来自上游气液分离罐的液相直接进入脱甲烷塔塔顶的第一块塔板，以降低整个工艺对冷量的消耗。

本发明中，脱乙烷塔同时设有精馏段和提馏段，以尽量降低脱乙烷塔顶气体中所带走的丙烯及更重组分，减少丙烯及更重组分的循环量，从而降低循环碳四的流量，降低能量消耗。

与现有技术相比，本发明具有如下优点：

(1)本发明通过选用合适的工艺参数，大部分液化气组分通过直接冷凝被回收，而不是采用汽油作为吸收剂来回收液化气组分，汽油循环量大幅降低，从而大幅降低了能耗。

(2)本发明中在轻烃分离之前将汽油和C4以及C4以下组分提前分开，使得后续流程中无需再采用汽油吸收液化气组分，节省了吸收剂循环的消耗，同时，本发明中对轻烃-轻汽油分离塔塔顶气态烃和液态烃单独进行了脱硫，轻烃分离过程中物流不再含H₂S，降低了轻烃分离回收系统的材质要求，确保了工艺的安全性。

(3)本发明中由于采用循环碳四作为吸收剂，脱甲烷塔及脱乙烷塔塔底温位低，且碳四循环量小，塔底重沸器负荷下降，更加节能。

(4)本发明对进料罐底物流采用脱甲烷+脱乙烷的工艺流程，脱甲烷塔及脱乙烷塔顶气相流量较低，返回至吸收塔的气体小，可以有效降低碳四循环量，能耗较低。

(5)本发明中，在适当位置依次分出了重汽油和轻汽油，轻重汽油切割塔和轻烃-轻汽油分离塔塔底温度均较低，能耗大幅降低，能量利用合理。

(6)本发明中，分馏塔顶采用两级冷凝冷却，第一级冷凝后的汽油直接送至轻重汽油分离塔，不再进入第二级进行进一步冷却，避免了汽油来回冷却和加热，降低了能耗。

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中催化裂化油气分离及回收的工艺流程图。

图2示出了本发明实施例2中催化裂化油气分离及回收的工艺流程图。

附图标记说明：

1、分馏塔；2、一级换热器；3、一级气液分离罐；4、二级换热器；5、二级气液分离罐；6、压缩机I；7、轻重汽油分离塔；8、压缩机II；9、轻烃-轻汽油分离塔；10、富气脱硫塔；11、富气碱洗塔；12、液态烃脱硫塔；13、液态烃脱硫醇反应器；14、冷却器；15、进料罐；16、吸收塔；17、脱甲烷塔；18、脱乙烷塔；19、脱丙烷塔；20、丙烯精馏塔；21、吸收剂回收塔；

S1、来自上游装置的油气；S2、柴油；S3、回炼油；S4、油浆；S5、粗汽油；S6、贫胺液；S7、富胺液；S8、碱液；S9、待再生碱液；S10、碳四吸收剂；S11、干气；S12、丙烯产品；S13、丙烷产品；S14、轻汽油；S15、重汽油；S16、碳四产品；S17、碳二产品。

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和表2所示：

表1 分馏塔入口高温油气的流量

表2 油气中汽油、柴油及油浆的性质

实施例1

一种油气分离及回收的装置，其特征在于，该装置包括：油气进料管线、分馏塔1、一级换热器2、一级气液分离罐3，二级换热器4、二级气液分离罐5、压缩机I 6、轻重汽油分离塔7、压缩机II 8、轻烃-轻汽油分离塔9、富气脱硫塔10、富气碱洗塔11、液态烃脱硫塔12、液态烃脱硫醇反应器13、冷却器14、进料罐15、吸收塔16、脱甲烷塔17、脱乙烷塔18、脱丙烷塔19、丙烯精馏塔20以及吸收剂回收塔21；

其中，油气进料管线与分馏塔1连接，

分馏塔1塔顶设置有一级换热器2、一级气液分离罐3，二级换热器4以及二级气液分离罐5，侧线设置有柴油采出管线和回炼油采出管线，塔底设置有油浆采出管线；分馏塔1塔顶依次与一级换热器2、一级气液分离罐3串联，一级气液分离罐3罐顶依次与二级换热器4、二级气液分离罐5串联，罐底分别与分馏塔1以及轻重汽油分离塔7连接；二级气液分离罐5罐顶依次与压缩机I 6、轻重汽油分离塔7串联，罐底与轻重汽油分离塔7连接；

轻重汽油分离塔7塔顶设置有回流罐I，回流罐I罐顶依次与压缩机II 8、轻烃-轻汽油分离塔9连接，罐底连接增压泵后与轻烃-轻汽油分离塔9连接，轻重汽油分离塔7塔底设置重汽油采出管线；重汽油产品采出管线分为两支，其中一支作为重汽油吸收剂进料管线；

轻烃-轻汽油分离塔9塔顶设置有回流罐II，回流罐II罐顶依次与富气脱硫塔10、富气碱洗塔11、冷却器14连接，罐底连接增压泵后依次与液态烃脱硫塔12、液态烃脱硫醇反应器13、冷却器14连接；

富气脱硫塔10上部设有贫胺液进料管线，富气碱洗塔11塔上部设有碱液进料管线；

冷却器14与进料罐15连接；

进料罐15罐顶与吸收塔16连接，罐底与脱甲烷塔17连接；

吸收塔16塔顶与吸收剂回收塔21连接，塔底与冷却器14连接，吸收塔上部设有混合C4吸收剂进料管线；

吸收剂回收塔21塔顶设有干气采出管线，塔底与轻重汽油分离塔7连接，上部设有重汽油吸收剂进料管线，

脱甲烷塔17塔顶与冷却器14连接，塔底与脱乙烷塔18连接；

脱乙烷塔18塔顶与冷却器14连接，塔底与脱丙烷塔19连接；

脱丙烷塔19上部与丙烯精馏塔20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；

丙烯精馏塔20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)分离：来自上游装置的油气送至分馏塔1进行分离，分馏塔1塔底与侧线分别采出油浆S4、柴油S2以及回炼油S3，塔顶气相经冷却后送至一级气液分离罐3，罐顶气相经再次冷凝后送至二级气液分离罐5，罐底液相部分送回分馏塔1塔顶，其余部分送至轻重汽油分离塔7；二级气液分离罐5罐顶气相经压缩后送至轻重汽油分离塔7，罐底液相经升压后也送至轻重汽油分离塔7；分馏塔的操作温度为100～140℃，压力为0.1～0.35MPaG；一级气液分离罐3的操作温度为60～85℃，压力为0.07～0.32MPaG；二级气液分离罐5的操作温度为35～50℃，压力为0.03～0.28MPaG；

(2)轻重汽油分离：来自一级气液分离罐3和二级气液分离罐5的物料进入轻重汽油分离塔7，塔顶馏出气相经冷凝进入塔顶回流罐Ⅰ，塔顶回流罐Ⅰ罐顶气相经压缩后送至轻烃-轻汽油分离塔9，罐底液相增压后送至轻烃-轻汽油分离塔9，轻重汽油分离塔7的部分塔底液相作为重汽油产品S15采出，其余部分作为吸收剂送至吸收剂回收塔21；轻重汽油分离塔7塔顶的温度为55～80℃，塔底温度为130～170℃，压力为0.2～0.6MPaG；重汽油的初馏点为60～80℃；

(3)轻烃-轻汽油分离：来自轻重汽油分离塔7塔顶回流罐的物流进入轻烃-轻汽油分离塔9，塔顶馏出气相进入塔顶回流罐Ⅱ，塔顶回流罐Ⅱ罐顶气相送至气相除杂，罐底液相增压后送至液相除杂，塔底液相作为轻汽油产品S14采出；轻烃-轻汽油分离塔9的温度为55～85℃，压力为1.0～1.5MPaG，轻汽油的干点为58～78℃；

(4)气相除杂：轻重汽油分离塔7塔顶回流罐Ⅱ分离出的罐顶气相依次在富气脱硫塔10内以贫胺液S6为吸收剂脱H₂S和CO₂，在富气碱洗塔11内以碱液S8为吸收剂脱除硫醇后送至冷却器14；气相除杂的温度为35～45℃，压力为0.95～1.45MPaG；

(5)液相除杂：轻重汽油分离塔7塔顶回流罐Ⅱ分离出的罐底液相依次在液态烃脱硫塔12内脱除H₂S和CO₂，在液态烃脱硫醇反应器13内脱除硫醇后送至冷却器14；液相除杂的温度为35～45℃，压力为1.6～2.3MPaG；

(6)冷却：经过除杂的气态轻烃与液态轻烃在冷却器14内进行混合及冷却后送至进料罐15；

(7)进料：来自冷却器14的物流在进料罐15内进行气液平衡后，罐顶气相送至吸收塔16，罐底液相送至脱甲烷塔17；进料罐15的温度为5～25℃，压力为0.9～1.4MPaG；

(8)吸收：吸收塔16内，以混合C4为吸收剂吸收来自进料罐15罐顶的气相中的C3以及C3以上的组分，同时共吸收部分C2及C2以下的轻组分，吸收塔16塔顶气相送至吸收剂回收塔21，塔底液相返回至冷却器14；吸收塔16的温度为5～25℃，压力为0.85～1.35MPaG；

(9)脱甲烷：来自进料罐15罐底的液相在脱甲烷塔17内进一步分离甲烷氢组分，分离出来的甲烷氢从脱乙烷塔18塔顶采出并返回至冷却器14，塔底液相组分送至脱乙烷塔18；脱甲烷塔17塔顶的温度10～30℃，压力1.1～1.7MPaG，塔底的温度为50～80℃；

(10)脱乙烷：来自脱甲烷塔17塔底的液相在脱乙烷塔18内进一步分离C2组分，分离出来的混合C2组分从脱乙烷塔18塔顶采出并返回至冷却器14，塔底C3以及C3以上的液相组分送至脱丙烷塔19；脱乙烷塔18塔顶的温度5～25℃，压力2.0～3.2MPaG，塔底的温度为80～110℃；

(11)脱丙烷：来自脱乙烷塔18塔底的液相组分在脱丙烷塔19内进一步分离，分离出来的C3组分从脱丙烷塔19塔顶采出，至少部分塔底组分作为碳四吸收剂S10送至吸收塔16，其余部分作为碳四产品S16采出；脱丙烷塔19塔顶的温度为45～60℃，压力为1.6～2.0MPaG，塔底的温度为85～110℃；

(12)丙烯精馏：采出的混合C3产品在丙烯精馏塔20内进一步精馏，丙烯精馏塔20塔顶气相作为丙烯产品S12采出，塔底液相作为丙烷产品S13采出；丙烯精馏塔20塔顶温度为45～50℃，压力为1.7～2.0MPaG，塔底温度为55～60℃；

(13)吸收剂回收：来自吸收塔16塔顶气相在吸收剂回收塔21内以来自轻重汽油分离塔的重汽油为吸收剂吸收来自吸收塔16塔顶的气相中的C4以及C4以上的组分，同时吸收部分C2/C3组分，吸收剂回收塔21塔顶气相作为干气S11采出，塔底液相返回至轻重汽油分离塔7；吸收剂回收塔21的温度5～25℃，压力0.85～1.35MPaG。

通过上述方法分离催化裂化反应中的轻质烃，分离各产品组成及性质如表3、表4和表5所示。

表3

表4

表5 柴油及油浆产品的性质

实施例2

分离流程如图2所示，与实施例1仅存在的区别在于：

(10)脱乙烷：来自脱甲烷塔17塔底的液相在脱乙烷塔18内进一步分离C2组分，分离出来的混合C2组分从脱乙烷塔18塔顶采出，副产得到碳二产品S17，，塔底C3以及C3以上的液相组分送至脱丙烷塔19。

通过上述方法分离催化裂化反应中的轻质烃，分离各产品组成及性质如表6至表8所示。

表6

表7

表8 柴油及油浆产品的性质

项目	柴油	油浆
			流量，kg/h	38049	6298
密度，20℃	0.9572	1.0775
			馏出百分数，v％	恩式蒸馏(D-86)，℃	D-1160，℃
0	187	325
			10	235	416
30	252	442
			50	264	460
70	305	487
			90	347	562
100	365	586

本发明流程简单，操作条件缓和，能量消耗少，利用较少的设备，就能实现催化裂化、催化裂解以及延迟焦化的油气中液化气的回收，其中，由实施例1-2可知，本发明回收的碳三组分、碳四组分的回收率均大于99wt％，进一步分离得到的丙烯产品中C2含量不大于200ppmw。且由实施例2可知，本发明可以副产得到碳二产品，且碳二产品的回收率在50～60％。

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)

1.一种油气分离及回收的方法，其特征在于，该油气分离及回收的方法包括：

(1)分离：来自上游装置的油气送至分馏塔进行分离，分馏塔塔底与侧线分别采出油浆、柴油以及回炼油，塔顶气相经冷却后送至一级气液分离罐，罐顶气相经再次冷凝后送至二级气液分离罐，罐底液相部分送回分馏塔塔顶，其余部分送至轻重汽油分离塔；二级气液分离罐罐顶气相经压缩后送至轻重汽油分离塔，罐底液相经升压后也送至轻重汽油分离塔；

(2)轻重汽油分离：来自气液分离罐的物料进入轻重汽油分离塔，塔顶馏出气相经冷凝进入塔顶回流罐Ⅰ，塔顶回流罐Ⅰ罐顶气相经压缩后送至轻烃-轻汽油分离塔，罐底液相增压后送至轻烃-轻汽油分离塔，轻重汽油分离塔的至少部分塔底液相作为重汽油产品采出；

(3)轻烃-轻汽油分离：来自轻重汽油分离塔塔顶回流罐的物流进入轻烃-轻汽油分离塔，塔顶馏出气相进入塔顶回流罐Ⅱ，塔顶回流罐Ⅱ罐顶气相送至气相除杂，罐底液相增压后送至液相除杂，塔底液相作为轻汽油采出；

(4)气相除杂：轻重汽油分离塔塔顶回流罐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：轻重汽油分离塔塔顶回流罐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：来自冷却器的物流在进料罐内进行气液平衡后，罐顶气相送至吸收塔，罐底液相送至脱甲烷塔；

(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C3以及C3以上的组分，同时共吸收部分C2及C2以下的轻组分，吸收塔塔顶气相送至下游装置，塔底液相返回至冷却器；

(9)脱甲烷：来自进料罐罐底的液相在脱甲烷塔内进一步分离甲烷氢组分，分离出来的甲烷氢从脱乙烷塔塔顶采出并返回至冷却器，塔底液相组分送至脱乙烷塔；

(10)脱乙烷：来自脱甲烷塔塔底的液相在脱乙烷塔内进一步分离C2组分，分离出来的混合C2组分从脱乙烷塔塔顶采出或返回至冷却器，塔底C3以及C3以上的液相组分送至脱丙烷塔；

(11)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组分从脱丙烷塔塔顶采出，至少部分塔底组分作为混合C4吸收剂送至吸收塔，其余部分作为混合C4产品采出。

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：

(12)丙烯精馏：采出的混合C3产品在丙烯精馏塔内进一步精馏，丙烯精馏塔塔顶气相作为丙烯产品采出，塔底液相作为丙烷产品采出。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述方法还包括：

(13)吸收剂回收：来自吸收塔塔顶气相在吸收剂回收塔内以来自轻重汽油分离塔的重汽油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，同时吸收部分C2/C3组分，吸收剂回收塔塔顶气相作为干气采出，塔底液相返回至轻重汽油分离塔或返回至催化裂化单元分馏塔作为顶循循环。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述上游装置的油气含有H₂、C1～C4轻烃、汽油、柴油和重油，所述上游装置为催化裂化装置、催化裂解装置以及延迟焦化装置中至少一种。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，

所述分馏塔的操作温度为100～140℃，压力为0.1～0.35MPaG；

所述一级气液分离罐的操作温度为60～85℃，压力为0.07～0.32MPaG；所述二级气液分离罐的操作温度为35～50℃，压力为0.03～0.28MPaG；

所述轻重汽油分离塔塔顶的温度为55～80℃，塔底温度为130～170℃，压力为0.2～0.6MPaG；所述轻烃-轻汽油分离塔的温度为55～85℃，压力为1.0～1.5MPaG；

所述重汽油的初馏点为60～80℃，所述轻汽油的干点为58～78℃；

所述气相除杂的温度为35～45℃，压力为0.95～1.45MPaG；

所述液相除杂的温度为35～45℃，压力为1.6～2.3MPaG；

所述进料罐的温度为5～25℃，压力为0.9～1.4MPaG；

所述吸收塔的温度为5～25℃，压力为0.85～1.35MPaG；

所述脱甲烷塔塔顶的温度10～30℃，压力1.1～1.7MPaG，塔底的温度为50～80℃；

所述脱乙烷塔塔顶的温度5～25℃，压力2.0～3.2MPaG，塔底的温度为80～110℃；

所述脱丙烷塔塔顶的温度为45～60℃，压力为1.6～2.0MPaG，塔底的温度为85～110℃。

6.根据权利要求2所述的方法，其特征在于，所述丙烯精馏塔塔顶温度为45～50℃，压力为1.7～2.0MPaG，塔底温度为55～60℃。

7.根据权利要求3所述的方法，其特征在于，所述吸收剂回收塔的温度5～25℃，压力0.85～1.35MPaG。

8.一种油气分离及回收的装置，其特征在于，该装置包括：油气进料管线、分馏塔、一级换热器、一级气液分离罐，二级换热器、二级气液分离罐、压缩机Ⅰ、轻重汽油分离塔、压缩机II、轻烃-轻汽油分离塔、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、进料罐、吸收塔、脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔；

其中，油气进料管线与分馏塔连接，

分馏塔塔顶设置有一级换热器、一级气液分离罐，二级换热器以及二级气液分离罐，侧线设置有柴油采出管线和回炼油采出管线，塔底设置有油浆采出管线；分馏塔塔顶依次与一级换热器、一级气液分离罐串联，一级气液分离罐罐顶依次与二级换热器、二级气液分离罐串联，罐底分别与分馏塔以及轻重汽油分离塔连接；二级气液分离罐罐顶依次与压缩机Ⅰ、轻重汽油分离塔串联，罐底与轻重汽油分离塔连接；

轻重汽油分离塔塔顶设置有回流罐Ⅰ，回流罐Ⅰ罐顶依次与压缩机Ⅱ、轻烃-轻汽油分离塔连接，罐底与轻烃-轻汽油分离塔连接，轻重汽油分离塔塔底设置重汽油采出管线；

轻烃-轻汽油分离塔塔顶设置有回流罐Ⅱ，回流罐Ⅱ罐顶依次与富气脱硫塔、富气碱洗塔、冷却器连接，罐底连接增压泵后依次与液态烃脱硫塔、液态烃脱硫醇反应器、冷却器连接；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；

冷却器与进料罐连接；

进料罐罐顶与吸收塔连接，罐底与脱甲烷塔连接；

吸收塔塔顶与下游装置连接，塔底与冷却器连接，吸收塔上部设有混合C4吸收剂进料管线；

脱甲烷塔塔顶与冷却器连接，塔底与脱乙烷他连接，

脱乙烷塔塔顶设施有碳二采出管线，所述碳二采出管线任选与冷却器连接，塔底与脱丙烷塔连接；

脱丙烷塔上部设置有混合C3产品采出管线，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。

9.根据权利要求8所述的装置，其特征在于，所述下游装置包括丙烯精馏塔；

所述混合C3产品采出管线与丙烯精馏塔连接；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。

10.根据权利要求8所述的装置，其特征在于，所述下游装置包括吸收剂回收塔；

所述吸收剂回收塔塔顶设有干气采出管线，塔底与轻重汽油分离塔连接，所述吸收剂回收塔上部设有重汽油吸收剂进料管线，所述轻重汽油分离塔的重汽油产品采出管线分为两支，其中一支作为重汽油吸收剂进料管线；或者，

所述吸收剂回收塔塔顶设有干气采出管线，塔底与催化裂化单元连接，所述吸收剂回收塔上部设有重汽油吸收剂进料管线，与催化裂化单元的重汽油采出管线连接。

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