CN113350974A - 一种饱和干气中h2、c1、c2和c3的分离回收方法 - Google Patents

一种饱和干气中h2、c1、c2和c3的分离回收方法 Download PDF

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Abstract

本发明提供了一种饱和干气中H2、C1、C2和C3的分离回收方法，包括下述步骤：S1、炼厂饱和干气经过气体压缩机逐级压缩到3～4.5MPag，再经气体冷却器冷却到10‑20℃后进入除杂及干燥设施，经除杂、干燥后进入吸收塔；S2、吸收塔采用丙烷或富含丙烷的C3馏分作为吸收剂，所述吸收剂从塔顶进入吸收塔，吸收饱和干气中的C2及C2以上组分，吸收塔的塔底物料送至解吸塔；本发明以丙烷作为吸收剂，不使用乙烯机和再吸收塔，采用冷媒水和丙烯机提供冷量，膨胀机和冷箱回收冷量；本发明在提高乙烷、丙烷回收率的同时，可回收得到纯度较高的氢气，解决了现有炼厂饱和干气C2、C3分离过程中存在的能耗高、投资大、回收率低及氢气未回收等问题。

Description

一种饱和干气中H2、C1、C2和C3的分离回收方法
技术领域
本发明涉及一种H2、C1、C2和C3的分离回收方法，具体是一种饱和干气中H2、C1、C2和C3的分离回收方法。
背景技术
炼厂饱和干气主要来源于原油的一次加工和二次加工，如常减压蒸馏、加氢裂化、延迟焦化、重整、歧化等过程中副产的气体，主要包含有氢气、甲烷、乙烷、丙烷等组分。目前，炼厂饱和干气大多直接用于工业或民用燃料，造成资源的严重浪费。乙烷、丙烷可作为乙烯裂解装置的原料，用于生产乙烯、丙烯，可以有效降低乙烯裂解原料成本，提高企业经济效益。
目前炼厂饱和干气的分离方法主要有深冷分离法、中冷油吸收法、变压吸附法及浅冷油吸收法等，各种方法各具特点。深冷分离法回收率高，工艺成熟，但设备投资大，能耗较高；中冷油吸收法投资低、适应性强，但回收率较低，吸收剂循环量和损失大，能耗较高；变压吸附能耗低，操作简单，但占地面积大，吸收效果较差，产品纯度低、回收率低。
专利公告号CN106609161A提出了一种分离炼厂饱和干气的方法，该方法采用C4作为吸收剂，在主吸收塔中吸收经压缩、冷却后的饱和干气中的C2馏分及更重组分，主吸收塔的塔底物流送至解吸塔，解吸塔顶得到回收的C2浓缩气。吸收塔压力约3.0～4.5MPag，吸收塔塔顶温度约5℃～25℃，塔底温度100℃～160℃。解吸塔塔顶温度55℃～65℃，塔底温度100℃～160℃。该方法设有再吸收塔和稳定塔，采用稳定汽油作为吸收剂，吸收主吸收塔顶气体中带出的C4吸收剂，富吸收油进入稳定塔，稳定塔塔顶温度40℃～80℃，塔底温度150℃～200℃。该方法C2回收率约97％，C2和C3总回收率约94％，但吸收剂循环量及损失量大，吸收塔、解吸塔、稳定塔塔底温度高，能耗相对较高。
专利公告号CN104560194A提出了一种炼厂饱和干气回收系统及回收方法，该方法采用碳四或碳五作为吸收剂，设有凝液汽提塔，压缩机段间凝液送往凝液汽提塔，汽提后产品直接送往乙烯装置裂解炉。该方法另设有再吸收塔，再吸收剂为汽油。该方法的C2和C3总回收率约96％，但吸收剂循环量及损失量较大，吸收塔、解吸塔塔底温度均较高，能耗较高。
专利公告号CN109553504A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，该方法采用C4作为吸收剂，吸收塔塔顶温度约5℃～25℃，塔底温度100℃～160℃。解吸塔塔顶温度55℃～65℃，塔底温度100℃～160℃，解吸塔底液相大部分作为循环吸收剂返回吸收塔，小部分送至汽油稳定塔处理。再吸收塔采用稳定汽油作为吸收剂，吸收主吸收塔顶气体中带出的C4吸收剂，富吸收油进入稳定塔，稳定塔塔顶温度40℃～80℃，塔底温度120℃～150℃。该方法C2回收率约98％，C2和C3总回收率约95％，但吸收剂循环量及损失量大，吸收塔、解吸塔、稳定塔塔底温度高，能耗相对较高，且氢气无法得到回收。
综上所述，目前炼厂气体回收利用主要针对催化干气，饱和干气回收利用研究较少。现有的从饱和干气中分离C2和C3的工艺存在能耗高、设备规模大、投资大、C2和C3回收率低、氢气无法回收等问题。
发明内容
本发明的目的在于提供一种饱和干气中H2、C1、C2和C3的分离回收方法，以解决上述背景技术中提出的问题。
为实现上述目的，本发明提供如下技术方案：
一种饱和干气中H2、C1、C2和C3的分离回收方法，包括下述步骤：
S1、炼厂饱和干气经过气体压缩机逐级压缩到3～4.5MPag，再经气体冷却器冷却到10-20℃后进入除杂及干燥设备，经除杂、干燥后进入吸收塔；
S2、吸收塔采用丙烷或富含丙烷的C3馏分作为吸收剂，所述吸收剂从塔顶进入吸收塔，吸收饱和干气中的C2及C2以上组分，吸收塔的塔底物料送至解吸塔；
S3、吸收塔塔顶的气体经冷凝器冷凝后，进入塔顶分液罐；冷凝后的液体回流至吸收塔，未被冷却的气体依序进入冷箱系统，继续回收气体中未被吸收的C2组分及夹带的吸收剂；
冷箱系统分为两段，每段均为多级换热器串联冷却，在两段之间设置一台膨胀机；气体自塔顶分液罐的罐顶出来，进入冷箱第一段冷却至-45～-40℃后，再进入冷箱第二段继续冷却到-165～-160℃；分离出甲烷、高纯氢气；冷箱第二段出口的高纯氢气再进入膨胀机，膨胀至0.2～0.8MPag，温度-125～-115℃，再作为冷量返回第二段冷箱的级间继续换热；从冷箱系统出来的甲烷燃料气、高纯氢换热后温度>0℃，氢气加压后进入后续处理设施，甲烷燃料气并入炼厂燃料气管网；
其中，在冷箱系统的每一级间均设有气液分离设备，气相进入下一级冷箱继续冷却，而液相经节流膨胀后返回至上一级作为冷量回收；
S4、所述吸收塔的塔底物料进入解吸塔，解吸塔的塔顶得到乙烷、丙烷混合组分；解吸塔的塔底C3+组分进入脱丙烷塔继续分离；
S5、脱丙烷塔的塔顶分离得到高纯度丙烷，一部分作为循环吸收剂返回吸收塔，另一部分作为丙烷产品分出装置，塔底得到C4+液相送入后续装置处理。
作为本发明进一步的方案：在步骤S1中，炼厂饱和干气采用3～4段逐级压缩。
作为本发明进一步的方案：所述吸收塔的理论塔盘20～70层，进料位置10～40层，塔顶压力为3～4.5MPag，塔顶温度为10～25℃，塔底温度60～90℃。
作为本发明进一步的方案：所述吸收塔的塔顶气相进入塔顶冷却器，经过冷媒水或丙烯冷却至5～15℃后进入塔顶分液罐，分离出的气相进入冷箱系统，分离出的液相返回吸收塔。
作为本发明进一步的方案：所述解吸塔的理论塔盘20～80层，进料位置10～45层，塔顶压力为1.5～3MPag，塔顶温度为15～30℃，塔底温度60～85℃。
作为本发明进一步的方案：所述脱丙烷塔的理论塔盘20～80层，进料位置10～50层，塔顶压力为0.8～1.5MPag，塔顶温度为30～45℃，塔底温度90～110℃。
与现有技术相比，本发明的有益效果是：
1、本发明为了解决现有炼厂饱和干气中C2、C3分离过程中存在的能耗高、投资大、回收率低及氢气无法回收等问题，提出了一种H2、C1、C2和C3的分离方法。该方法以丙烷作为吸收剂，不使用乙烯机和再吸收塔，采用冷媒水和丙烯机提供冷量，膨胀机和冷箱回收冷量。本发明在提高乙烷、丙烷回收率的同时，可回收得到纯度较高的氢气，解决了现有炼厂饱和干气C2、C3分离过程中存在的能耗高、投资大、回收率低及氢气未回收等问题。
2、本发明以丙烷或富含丙烷的C3馏分作为吸收剂，丙烷吸收剂为本装置自产。采用丙烷或富含丙烷的C3馏分作为吸收剂，吸收C2效果更好，吸收剂用量小。且丙烷或富含丙烷的C3馏分为本装置自产，降低操作成本。
3、本发明采用丙烷或富含丙烷的C3馏分作为吸收剂，采用一台膨胀机和冷箱回收利用冷量。乙烷、丙烷回收率较高，同时吸收剂的循环量和跑损量相对较小，吸收剂基本不需要补充，装置能耗较低。
4、本发明不设置乙烯制冷压缩机，仅设置一台丙烯制冷压缩机，制冷负荷小，投资相对较少。
5、本发明除冷箱部分外，其他塔及设备的操作温度均>0℃，大大降低了低温材料和保冷材料的使用，装置投资较低。
6、本发明采用膨胀机和冷箱回收利用冷量，可以达到较低的分离温度，有效回收氢气，氢气纯度约90mol％。
7、本发明不需设置再吸收塔及稳定塔，吸收塔、解吸塔的塔底温度较低，塔底再沸器热源可采用热水、低温位工艺物料余热等，能耗较低。
附图说明
图1为一种饱和干气中H2、C1、C2和C3的分离回收方法的结构示意图。
图中：1、气体压缩机；2、气体冷却器；3、除杂及干燥设备；4、吸收塔；5、解吸塔；6、冷凝器；7、塔顶分液罐；8、冷箱系统；9、膨胀机；10、脱丙烷塔。
具体实施方式
下面结合具体实施方式对本专利的技术方案作进一步详细地说明。
请参阅图1，一种饱和干气中H2、C1、C2和C3的分离回收方法，包括下述步骤：
S1、炼厂饱和干气经过气体压缩机1逐级压缩到3～4.5MPag，再经气体冷却器2冷却到10-20℃后进入除杂及干燥设备3，经除杂、干燥后进入吸收塔4；
S2、吸收塔4采用丙烷或富含丙烷的C3馏分作为吸收剂，所述吸收剂从塔顶进入吸收塔4，吸收饱和干气中的C2及C2以上组分，吸收塔4的塔底物料送至解吸塔5；
S3、吸收塔4塔顶的气体经冷凝器6冷凝后，进入塔顶分液罐7；冷凝后的液体回流至吸收塔4，未被冷却的气体进入冷箱系统8，继续回收气体中未被吸收的C2组分及夹带的吸收剂；
冷箱系统8分为两段，每段均为多级换热器串联冷却，在两段之间设置一台膨胀机9；气体自塔顶分液罐7的罐顶出来，进入冷箱第一段冷却至-45～-40℃后，再进入冷箱第二段继续冷却到-165～-160℃，分离出甲烷、高纯氢气；冷箱第二段出口的高纯氢气再进入膨胀机9，膨胀至0.2～0.8MPag，温度-125～-115℃，再作为冷量返回第二段冷箱的级间继续换热；从冷箱系统8出来的甲烷燃料气、高纯氢换热后温度>0℃，氢气加压后进入后续处理设施，甲烷燃料气并入炼厂燃料气管网；
其中，在冷箱系统8的每一级间均设有气液分离设备，气相进入下一级冷箱继续冷却，而液相经节流膨胀后返回至上一级作为冷量回收；
S4、所述吸收塔4的塔底物料进入解吸塔5，解吸塔5的塔顶得到乙烷、丙烷混合组分；解吸塔5的塔底C3+组分进入脱丙烷塔10继续分离；
S5、脱丙烷塔10的塔顶分离得到高纯度丙烷，一部分作为循环吸收剂返回吸收塔4，另一部分作为丙烷产品分出装置，塔底得到C4+液相送入后续装置处理。
其中，在步骤S1中，炼厂饱和干气采用3～4段逐级压缩。
进一步的，所述吸收塔4的理论塔盘20～70层，进料位置10～40层，塔顶压力为3～4.5MPag，塔顶温度为10～25℃，塔底温度60～90℃。
进一步的，所述吸收塔4的塔顶气相进入塔顶冷却器，经过冷媒水或丙烯冷却至5～15℃后进入塔顶分液罐7，分离出的气相进入冷箱系统8，分离出的液相返回吸收塔4。
进一步的，所述解吸塔5的理论塔盘20～80层，进料位置10～45层，塔顶压力为1.5～3MPag，塔顶温度为15～30℃，塔底温度60～85℃。
进一步的，所述脱丙烷塔10的理论塔盘20～80层，进料位置10～50层，塔顶压力为0.8～1.5MPag，塔顶温度为30～45℃，塔底温度90～110℃。
在本实施例中，采用丙烷作为吸收剂，饱和干气和吸收剂的组成如下表所示：
Figure BDA0002983514330000051
Figure BDA0002983514330000061
炼厂饱和干气自炼厂其他装置来，进入气体压缩机1，经四段压缩后将压力提高到3.9MPag。增压后的饱和干气经气体冷却器2冷却到15℃左右，经过除杂及干燥设备3处理后进入吸收塔4。吸收塔4以丙烷为吸收剂，从塔顶进入，吸收气体中的C2及以上组分。吸收塔4的理论板数优选为50层，操作压力为3.75MPag，塔顶温度15℃，塔底温度83℃。
吸收塔4塔顶气体进入冷箱系统8处理，分离得到高纯氢、甲烷燃料气，吸收塔4塔底物料送至解吸塔5处理。解吸塔5的理论板数优选为40层，操作压力为2.3MPag，塔顶温度约22℃，塔底温度69℃。
解吸塔5塔顶分离出乙烷、丙烷混合组分，送往下游乙烯裂解装置，其中丙烷量与炼厂饱和干气中的丙烷量基本相等；塔底C3+组分进入脱丙烷塔10进一步分离。脱丙烷塔10的理论板数优选为45层，操作压力为1.3MPag，塔顶温度约40.7℃，塔底温度99℃。
脱丙烷塔10塔顶分离出的高纯度丙烷，本实施例全部作为循环吸收剂返回吸收塔4，丙烷产品无量；脱丙烷塔10塔底出来的C4+液相送入后续装置处理。
分离后的产品如下表所示：
Figure BDA0002983514330000062
Figure BDA0002983514330000071
在本实施例中，乙烷回收率99.37％，丙烷回收率95.16％，C2和C3回收率98.12％，氢气回收率86.93％。
本发明的工作原理是：
在本发明中，炼厂饱和干气中C2和C3含量约为20mol％，其余为氢气、甲烷、水和杂质及C4以上组分等。其中，饱和干气的气体产物中，氢气含量约为30～60mol％，甲烷含量约为15～20mol％，乙烷含量约为10～15mol％，丙烷含量约为2～5mol％。本发明对于吸收剂有特别的限定，吸收剂为丙烷或富含丙烷的C3馏分。
具体工艺流程为：
来自炼厂的饱和干气，温度40℃，进入气体压缩机1，经过三级或四级压缩至3～4.5MPag，冷媒水冷却至15℃，再经过脱硫、脱碳、脱除其他杂质及干燥后，进入吸收塔4。吸收塔4以丙烷或富含丙烷的C3馏分作为吸收剂，吸收塔4塔顶的气相产物经过冷媒水或丙烯冷却至5～15℃后进入塔顶分液罐7，罐底液体经过泵加压后返回吸收塔4顶部，罐顶气体进入冷箱继续冷却分离；吸收塔4塔底的富吸收液进入解吸塔5分离。
解吸塔5塔顶分离出乙烷、丙烷混合组分(也可分离得到高纯度乙烷)，塔底C3+组分，进入脱丙烷塔10进一步分离。脱丙烷塔10塔顶分离出的高纯度丙烷，一部分作为循环吸收剂返回吸收塔4，一部分作为产品出装置；脱丙烷塔10塔底出来的C4+液相送入后续装置处理。
冷箱作为一个整体设备，内部划分为两段，每段均为多级换热器串联冷却，两段之间设置一台膨胀机9。气体自吸收塔4塔顶冷却器后分液罐罐顶出来，进入冷箱一段冷却至约-43℃后，分离出的气相再进入冷箱二段继续冷却到-162℃左右，分离出甲烷、高纯氢气(纯度>90mol％)；冷箱二段出口的高纯氢气再进入膨胀机9，膨胀至0.5MPag，温度约-120℃，再作为冷量返回冷箱二段的级间继续换热。从冷箱出来的甲烷燃料气、高纯氢换热终温>0℃，氢气加压后进入后续处理设施，甲烷燃料气并入炼厂燃料气管网。其中，在冷箱的每一级间，均设有气液分离设施，气相进入下一级冷箱继续冷却，而液相经节流膨胀后返回至上一级作为冷量回收。
上面对本专利的较佳实施方式作了详细说明，但是本专利并不限于上述实施方式，在本领域的普通技术人员所具备的知识范围内，还可以在不脱离本专利宗旨的前提下做出各种变化。

Claims (6)

1.一种饱和干气中H2、C1、C2和C3的分离回收方法，其特征在于，包括下述步骤：
S1、炼厂饱和干气经过气体压缩机逐级压缩到3～4.5MPag，再经气体冷却器冷却到10-20℃后进入除杂及干燥设施，经除杂、干燥后进入吸收塔；
S2、吸收塔采用丙烷或富含丙烷的C3馏分作为吸收剂，所述吸收剂从塔顶进入吸收塔，吸收饱和干气中的C2及C2以上组分，吸收塔的塔底物料送至解吸塔；
S3、吸收塔塔顶的气体经冷凝器冷凝后，进入塔顶分液罐；冷凝后的液体回流至吸收塔，未被冷却的气体进入冷箱系统，继续回收气体中未被吸收的C2组分及夹带的吸收剂；
冷箱系统分为两段，每段均为多级换热器串联冷却，在两段之间设置一台膨胀机；气体自塔顶分液罐的罐顶出来，进入冷箱第一段冷却至-45～-40℃后，再进入冷箱第二段继续冷却到-165～-160℃，分离出甲烷、高纯氢气；冷箱第二段出口的高纯氢气再进入膨胀机，膨胀至0.2～0.8MPag，温度-125～-115℃，再作为冷量返回第二段冷箱的级间继续换热；从冷箱系统出来的甲烷燃料气、高纯氢换热后温度>0℃，氢气加压后进入后续处理设施，甲烷燃料气并入炼厂燃料气管网；
其中，在冷箱系统的每一级间均设有气液分离设备，气相进入下一级冷箱继续冷却，而液相经节流膨胀后返回至上一级作为冷量回收；
S4、所述吸收塔的塔底物料进入解吸塔，解吸塔的塔顶得到乙烷、丙烷混合组分；解吸塔的塔底C3+组分进入脱丙烷塔继续分离；
S5、脱丙烷塔的塔顶分离得到高纯度丙烷，一部分作为循环吸收剂返回吸收塔，另一部分作为丙烷产品分出装置，塔底得到C4+液相送入后续装置处理。
2.根据权利要求1所述的一种饱和干气中H2、C1、C2和C3的分离回收方法，其特征在于，在步骤S1中，炼厂饱和干气采用3～4段逐级压缩。
3.根据权利要求1所述的一种饱和干气中H2、C1、C2和C3的分离回收方法，其特征在于，所述吸收塔的理论塔盘20～70层，进料位置10～40层，塔顶压力为3～4.5MPag，塔顶温度为10～25℃，塔底温度60～90℃。
4.根据权利要求1所述的一种饱和干气中H2、C1、C2和C3的分离回收方法，其特征在于，所述吸收塔的塔顶气相进入塔顶冷却器，经过冷媒水或丙烯冷却至5～15℃后进入塔顶分液罐，分离出的气相进入冷箱系统，分离出的液相返回吸收塔。
5.根据权利要求1所述的一种饱和干气中H2、C1、C2和C3的分离回收方法，其特征在于，所述解吸塔的理论塔盘20～80层，进料位置10～45层，塔顶压力为1.5～3MPag，塔顶温度为15～30℃，塔底温度60～85℃。
6.根据权利要求1所述的一种饱和干气中H2、C1、C2和C3的分离回收方法，其特征在于，所述脱丙烷塔的理论塔盘20～80层，进料位置10～50层，塔顶压力为0.8～1.5MPag，塔顶温度为30～45℃，塔底温度90～110℃。
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