CN116531901A - 催化裂解干气回收工艺及系统 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种催化裂解干气回收工艺，包括以下步骤：步骤一、采用一段变压吸附法将催化裂解干气分离得到富氢气体和碳二提浓气；步骤二、将碳二提浓气依次经脱氧处理、脱碳处理、干燥处理、脱砷处理、脱汞处理，得到乙烯原料气；步骤三、将乙烯原料气送入乙烯装置处理。本发明具有显著缩短回收工艺流程、减少设备与投资、降低运行能耗和运行费用的有益效果。还公开了一种催化裂解干气回收系统，包括：多个变压吸附塔，压缩机，蒸汽加热器，至少两台脱氧反应器，换热器，脱碳单元，至少两台干燥器，脱砷脱汞反应器，乙烯装置，制氢装置。本系统具有设备投资少、占地小、能耗低的有益效果。

Description

催化裂解干气回收工艺及系统
技术领域
本发明涉及炼厂干气处理技术领域。更具体地说，本发明涉及一种催化裂解干气回收工艺及系统。
背景技术
炼油厂催化裂化等装置副产大量干气，主要组分为H2，CH4，C2H4，C2H6，以及少量C3及C3以上重组分。目前，大多数炼油厂将这种干气用作各种燃烧炉的燃料，利用价值较低。若将干气中的乙烷、乙烯提取，用作生产烯烃的原料，则可提高蒸汽裂解制乙烯装置(简称乙烯装置)的负荷。
炼厂干气回收目前主要有以下几种工艺：
1、深冷分离法。利用干气原料中各组分相对挥发度及沸点的差异，将压力较高的气体先通过透平进行膨胀制冷，然后在-90～-120℃低温下将组合气中各组分按工艺要求冷凝成液相，最后借助精馏方法将冷凝液中的各个组分按照沸点的不同依次进行分离。
该方法技术成熟、工艺完善，产品纯度和乙烯回收率比较高。但该方法一般需要在-100℃左右低温下进行气体分离，冷量负荷大制冷流程复杂，对于设备材质及干气中CO2、H2S、NOX、O2以及砷、汞等杂质含量要求苛刻，需要对原料进行深度预处理，投资大。
2、吸收分离法。利用混合气体中各组分在液相吸收剂中溶解度的差异实现气体组分的分离。目前应用比较多的是中国石化北京化工研究院的浅冷油吸收工艺，其流程图如说明书附图1所示。
炼厂干气通过两段离心式压缩机压缩，压力升到4.0MPaG之后，再冷却到15℃送入碳四吸收塔。在碳四吸收塔中采用浅冷油吸收技术，以正丁烷为碳四吸收剂，将干气中的碳二及以上组分吸收下来，塔顶采出的未被吸收的甲烷、氢气等轻组分进入汽油吸收塔。碳四吸收塔釜富吸收剂送入碳四解吸塔，解吸后从塔顶得到富含碳二的气体经过脱氧反应器脱除氧气后进入脱碳部分，脱除其中二氧化碳、硫化氢后该富含碳二的气体经过脱硫、脱砷汞及干燥器后进入预分塔，该富含碳二的气体在预分塔中经分离后塔顶采出富乙烯气体送入乙烯装置的脱甲烷塔，塔釜采出富乙烷气送往乙烯装置的裂解炉。从碳四解吸塔塔釜得到的贫碳四吸收剂，经过冷却后送到碳四吸收塔循环使用，同时抽出一股物料作为轻烃产品送出界区。碳四吸收塔顶出来的夹带少量碳三、碳四的燃料气进入汽油吸收塔底部，汽油吸收剂从塔顶引入与尾气逆流接触，将气体中夹带的碳四及以上重组分吸收下来，汽油吸收塔顶的气体为富含甲烷、氢气的燃料气送出。汽油吸收塔釜的富汽油吸收剂送入汽油稳定塔，汽油稳定塔塔顶气相产品为燃料气送入燃料气管网，塔顶液相产品为碳四，作为碳四吸收剂的一部分循环使用，塔釜液相产品为汽油，作为汽油吸收塔吸收剂循环使用。
该工艺乙烯回收率高，吸收剂原料容易获得，除膨胀机-冷箱系统外，装置的最低操作温度大约5℃，相应的设备及管道采用普通碳钢即可，投资大大降低。但该工艺流程长、设备多、投资较大，原料干气需压缩升压到3.5～4.0MPa能耗较高。
3、吸附分离法。利用固体吸附剂对混合气体中各组分的吸附能力的差异，对炼厂干气进行变压吸附，碳二及以上组分被吸附到固体吸附剂上，而H2、O2、N2、CH4等吸附能力弱的组分直接通过吸附剂床层，然后对吸附床降压脱附收集得到富乙烯产品。
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，但采用该方法控制系统比较复杂，得到的乙烯纯度较低且回收率不高，一般单纯的变压吸附工艺适合于有后续气体分离装置的企业。
4、溶剂抽提工艺、化学吸收法、水合物分离法、膜分离法，但因为各种原因，很少有工业应用和推广。其它的还有采用浅冷油吸收+膜分离技术等组合工艺，但其流程长、塔设备多、投资与能耗较高。
发明内容
本发明的一个目的是解决至少上述问题，并提供至少后面将说明的优点。
为了实现根据本发明的这些目的和其它优点，提供了一种催化裂解干气回收工艺，包括以下步骤：
步骤一、采用一段变压吸附法将催化裂解干气分离得到富氢气体和碳二提浓气；
步骤二、将碳二提浓气依次经脱氧处理、脱碳处理、干燥处理、脱砷及脱汞处理，得到乙烯原料气；
步骤三、将乙烯原料气送入乙烯装置处理。
优选的是，步骤一中的一段变压吸附法的方法具体为：
执行吸附，将吸附塔内压力升压至预设吸附压力，然后将催化裂解干气从吸附塔塔底进入，经吸附塔内吸附剂吸收预设时间，催化裂解干气中的碳二及碳二以上的气体被吸附剂吸附；
至少执行一次均压降压，完成吸附后，顺着吸附方向降低吸附塔内压力并保持一定时间，将其它未被吸附的气体，即富氢气体从吸附塔塔顶送出，备用；
执行逆放，完成均压降压后，逆着吸附方向将吸附塔内压力降低至接近常压，解吸被吸附剂吸附的气体，即碳二提浓气，碳二提浓气从吸附塔塔顶送出；
执行抽真空，完成逆放后，继续降低吸附塔内压力，完全解吸被吸附剂吸附的气体，即碳二提浓气，碳二提浓气从吸附塔顶部送出；
至少执行一次均压升压，完成抽真空后，采用其它吸附塔分离出的富氢气体对当前吸附塔均衡升压，均压升压的次数与均压降压的次数一一对应；
执行终升，完成均压升压后，采用富氢气体对当前吸附塔内压力升压至预设吸附压力，以备下一次催化裂解干气的吸附。
优选的是，步骤二中的脱氧处理的方法具体包括：
将碳二提浓气经压缩升压至2.3～2.5MPaG，并调节至适应于脱氧反应器处理的温度，送入脱氧反应器内，在145～235℃下经脱氧催化剂催化反应，脱除碳二提浓气中的O2和NOX。
优选的是，步骤二中的脱碳处理的方法具体包括：
将脱氧处理后的碳二提浓气送至脱碳塔塔内自下而上与由脱碳塔塔顶部流下的脱碳剂溶液逆流接触进行传热传质，碳二提浓气中的CO2被吸收，脱碳后的碳二提浓气由脱碳塔塔顶送出，进入分液罐分离夹带的液体，脱碳处理后的碳二提浓气从分液罐的顶部送出。
优选的是，脱碳塔塔顶压力设置为1.9～2.0MPa，脱碳塔塔顶温度设置为44～48℃，脱碳塔塔釜温度设置为46～58℃，脱碳剂溶液为复配胺液。
优选的是，步骤二中的干燥处理的方法具体包括：脱碳后的碳二提浓气送入干燥器，并采用3A分子筛床层脱除水分。
优选的是，干燥器中的干燥处理时的运行压力为1.85～1.95MPa，温度为12～30℃；
干燥器中的3A分子筛床层再生时的压力为0.25～0.35MPa，温度为180～230℃。
优选的是，步骤二中的脱砷处理和脱汞处理的方法具体包括：干燥处理后的碳二提浓气通过脱砷脱泵反应器，脱除砷和汞。
优选的是，还包括步骤四、将剩余的富氢气体送入制氢装置处理。
提供一种催化裂解干气回收系统，包括：
多个变压吸附塔，所述变压吸附塔的塔底进料管均与催化裂解干气供应端连通，所述变压吸附塔的塔顶富氢出气管上设有至少一个支管，所述支管连通于其余的其中一个变压吸附塔的进气管上，所述变压吸附塔上设有碳二提浓气出气管，所述支管、所述富氢出气管、所述进气管、所述碳二提浓气出气管上均设有控制阀；
压缩机，其进气端与所述碳二提浓气出气管连通，所述压缩机的出气端设有两个分管，所述分管上均设有控制阀；
蒸汽加热器，其冷流进气端与所述压缩机的其中一个分管连通；
至少两台脱氧反应器，所述脱氧反应器的进料端与所述蒸汽加热器的出气端和另一个分管均连通，两台脱氧反应器交替处理运行与再生状态；
换热器，其冷流进气端与所述脱氧反应器的出气端连通；
脱碳单元，其包括：
脱碳塔，其底部进气端与所述换热器的出气端连通；
溶剂储罐，其出液管上设有胺液循环泵，所述胺液循环泵的出液端与所述脱碳塔的顶部进液端连通；
分液罐，其进料端与所述脱碳塔的塔顶出料端连通，所述分液罐的罐顶出气端上设置至少两个支气管，所述支气管上均设有控制阀；
溶剂再生塔，其进液端与所述脱碳塔塔底的出液端连通，所述溶剂再生塔出液端与所述脱碳塔塔顶的进液端连通；
至少两台干燥器，多台干燥器的顶部进气端分别对应于所述分液罐罐顶的多个支气管连通，至少一台干燥器用于备用再生；
脱砷脱汞反应器，其顶部进气管与所述干燥器的出气端连通；
乙烯装置，其与所述脱砷脱汞反应器的底部出气端连通；
制氢装置，其进料端与所述塔顶富氢出气管连通。
本发明至少包括以下有益效果：
第一、与浅冷油吸收工艺相比，本申请的回收工艺不需要进行碳四吸收与碳四解吸、汽油再吸收，减少了3座塔设备(碳四吸收塔、碳四解吸塔、汽油吸收塔)及相应循环系统，投资大幅度降低、占地减少、能源消耗降低；本申请的回收工艺仅需要对碳二提浓气进行压缩升压，负荷率较浅冷油吸收工艺降低约75％，压力降低约37％，压缩机组投资与能耗明显降低；脱碳系统采样脱碳剂循环替代原先的碱洗工艺，运行费用大幅度降低，避免了后续废碱处理问题。
第二、与多段PSA吸附工艺相比，本申请的回收工艺采用一段PSA吸附法，少了一套变压吸附装置，因此一段法的占地更小，初期建设的投资更低，后期运营的能耗更低。
第三、本申请的回收工艺将富含甲烷和氢气的富氢气体送往制氢装置做原料生产氢气，使CH4、H2得到最大化价值利用，对富含乙烷和乙烷的C2提浓气进行脱氧、脱碳、干燥、脱砷、脱汞精制后，送往轻烃裂解/或乙烯装置，使乙烯和乙烷得到回收利用。
第四、本申请的回收工艺流程采用先脱氧后脱碳流程。一是脱氧反应器内催化剂采用镍系催化剂，镍系催化剂在反应过程中需注入DMDS，生成的多余H2S可以在脱碳单元被脱除，保护下游催化剂；二是厂区有除氧水用于脱碳单元，可以保证先脱氧后脱碳过程中工艺系统内不再带入氧；三是脱碳系统采用复配胺液进行脱碳，若先脱碳再脱氧，在操作不稳定时胺液可能进入脱氧反应器损坏催化剂。
第五、本申请的回收工艺流程短、设备少、占地小、投资少、能耗低。
本发明的其它优点、目标和特征将部分通过下面的说明体现，部分还将通过对本发明的研究和实践而为本领域的技术人员所理解。
附图说明
图1为现有技术中的吸收分离法的流程示意图；
图2为本发明的其中一种技术方案的所述回收工艺的流程示意图。
具体实施方式
下面结合附图对本发明做进一步的详细说明，以令本领域技术人员参照说明书文字能够据以实施。
需要说明的是，下述实施方案中所述实验方法，如无特殊说明，均为常规方法，所述试剂和材料，如无特殊说明，均可从商业途径获得；在本发明的描述中，术语指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，并不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。
如图2所示，本发明提供一种催化裂解干气回收工艺，包括以下步骤：
1、一段变压吸附的详细流程与实现方法：
首先原料气(催化裂解干气)从吸附塔塔底进入吸附塔，吸附塔内装有吸附剂，易被吸附的C2+气体被吸附剂吸附，留在吸附塔内，不易被吸附剂吸附的富氢气从吸附塔塔顶送出，每台吸附塔至少依次经过吸附、均压降压、逆放、抽真空、均压升压、终升的步骤。
上述变压吸附法各步骤具体过程如下：
1.1吸附，用A表示：
原料气从吸附塔塔底进入吸附塔内，原料气中的C2+气体被吸附塔中装填的吸附剂吸附留在吸附塔内，不易吸附的富氢气从吸附塔塔顶送出，富氢气有两个去向，一个去向是送入制氢装置处理，一个去向是送入其它需要执行均压升压操作的吸附塔内，两个去向通过控制阀和支管调节。
1.2均压降压，用ED表示：
在吸附过程结束后，顺着吸附方向将吸附塔塔内的较高压力的富氢气放入处于均压升压状态的较低压力吸附塔的过程(即上面提到的一个去向)，该过程不仅是降压过程，更是回收吸附塔床层内气体的过程。均压降压的次数根据吸附压力设置，至少设置一次。
1.3逆放，用D表示：
在完成均压降压步骤后，逆着吸附方向将吸附塔塔内压力降至接近常压，此时被吸附的C2+气体开始从吸附剂中大量解吸出，逆放解吸气经过自适应调节系统调节后平缓地放进逆放解吸气缓冲罐，即得到碳二提浓气。
1.4抽真空，用V表示：
利用真空泵对逆放后的吸附塔进行抽真空，进一步降低吸附塔塔内的压力，使吸附在吸附剂中的C2+气体完全解吸出，真空解吸气也进入解吸气混合罐，与逆放的解吸气混合后作为产品气(碳二提浓气)送出界区。
1.5均压升压，用ER表示：
在抽真空完成后，用来自其它处于均压降压状态的吸附塔内的压力较高的气体依次对该吸附塔进行升压，均压升压过程与均压降压过程一一对应，不仅是升压过程，而且更是回收其它吸附塔的床层内气体的过程。均压升压的次数与均压降压的次数相同。
1.6终升FR
终升步骤是利用吸附塔塔顶送出的富氢气对吸附塔进行升压，使之达到预设吸附压力，在吸附塔塔内的压力升至预设吸附压力后，吸附塔进入下一次循环的吸附步骤。
在上述变压吸附流程中，根据变压吸附设备和催化裂解干气进行参数调整，以其中一个实施例(龙油干气)的变压吸附为例，进行详细说明，各参数设置如下：
一共设置10个变压吸附塔，分别为A塔、B塔、C塔、D塔、E塔、F塔、G塔、H塔、I塔、J塔，每个变压吸附塔的各具体步序的时间参数和压力、温度参数设置分别如表1和表2所示：
表1每个变压吸附塔的各具体步骤的时间参数
步序 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
T1 T2 T1 T2 T1 T2 T1 T2 T1 T2 T1 T2 T1 T2 T1 T2 T1 T2 T1 T2
时间 30S 30S 30S 30S 30S 30S 30S 30S 30S 30S 30S 30S 30S 30S 30S 30S 30S 30S 30S 30S
A塔 A A A A E1D E2D E3D E4D E5D D V V V V E5R E4R E3R E2R E1R FR
B塔 E1R FR A A A A E1D E2D E3D E4D E5D D V V V V E5R E4R E3R E2R
C塔 E3R E2R E1R FR A A A A E1D E2D E3D E4D E5D D V V V V E5R E4R
D塔 E5R E4R E3R E2R E1R FR A A A A E1D E2D E3D E4D E5D D V V V V
E塔 V V E5R E4R E3R E2R E1R FR A A A A E1D E2D E3D E4D E5D D V V
F塔 V V V V E5R E4R E3R E2R E1R FR A A A A E1D E2D E3D E4D E5D D
G塔 E5D D V V V V E5R E4R E3R E2R E1R FR A A A A E1D E2D E3D E4D
H塔 E3D E4D E5D D V V V V E5R E4R E3R E2R E1R FR A A A A E1D E2D
I塔 E1D E2D E3D E4D E5D D V V V V E5R E4R E3R E2R E1R FR A A A A
J塔 A A E1D E2D E3D E4D E5D D V V V V E5R E4R E3R E2R E1R FR A A
注：A：吸附；E1D～E5D：一至五均压降压；D：逆放；V：真空；
E1R～E5R：一至五均压升压；FR：产品终升；
T1和T2均表示可调节的时间参数；
时间参数设置如下：
吸附时间：120s
均压降压时间：150s
均压升压时间：150s
逆放时间：30s
抽真空时间：120s
终升时间：30s
全流程：600s；
表2每个变压吸附塔的各具体步骤的压力和温度参数
序号 步序 操作压力MPaG 温度
1 吸附(A) 0.85 常温
2 均压降压(ED) 0.85→0.07 常温
3 逆放(D) 0.07→0.02 常温
4 真空(V) 0.02→-0.08 常温
5 均压升压(ER) -0.08→0.67 常温
6 终升(FR) 0.67→0.85 常温
现有技术中的二段变压吸附法是采用两段变压吸附的方式来回收C2+组分的一种方法，原料气先进入第一段变压吸附装置，经过吸附分离后，从变压吸附塔底产出产品气。为了提高回收率，该方法中又将塔顶产出的富氢气送入第二段变压吸附装置，将富氢气中的C2+组分进一步回收。二段法需要设置两段变压吸附装置，其占地、初期投资、后期运行消耗都比较大。
与二段变压吸附法相比，一段变压吸附法少用一套变压吸附装置，因此一段变压吸附法的占地更小，初期建设的投资更低，后期运营的能耗更小。采用一段变压吸附法时，在上述实施例中C2组分的回收率可达95％以上。
2、经变压吸附后得到的碳二提浓气，依次进行脱氧处理、脱碳处理、干燥处理、脱砷处理、脱汞处理，详细流程与实现方法：
2.1采用脱氧反应器进行脱氧处理：
脱氧处理的目的在于脱除碳二提浓气中的O2和NOx，防止其造成后处理中的脱碳剂和胺液变质。
实现方法：经过PSA(变压吸附)脱除了75％的甲烷后的碳二提浓气(C2+气)经压缩机将压力压缩升至2.3～2.5MPaG，调节碳二提浓气温度至145～235℃，进入脱氧反应器，脱氧反应器内采用Mo-Ni-S体系的BC-TOS-15催化剂进行催化反应，首先催化剂中的金属氧化物与硫化气中的硫在一定温度下硫化，生成金属硫化物，O2和NOx在金属硫化物存在下与H2反应生成H2O和N2，从而脱除其中的O2和NOx。反应式如下所示：
H2S+NiO→NiS+H2O
O2+H2→H2O
2NO+2H2→N2+2H2O
其中一个实施例(龙油干气)脱氧反应器的操作参数设置如表3所示：
表3脱氧反应器的操作参数
2.2采用脱碳单元进行脱碳处理：
脱碳处理的目的在于脱除碳二提浓气中的CO2等酸性气体，防止其造成乙烯装置处理中碱洗塔的负荷过高，而影响乙烯产品质量。脱碳单元采用吸收-再生的脱碳方式。
实现方法：碳二提浓气在脱碳塔内自下而上，与由脱碳塔塔顶部流下的脱碳剂溶液(复配胺液)逆流接触，进行传热传质，碳二提浓气中的CO2被吸收，脱碳后的碳二提浓气由脱碳塔塔顶出来，并进入分液罐，碳二提浓气中夹带的液体在此分离，分液罐罐顶碳二提浓气中的CO2含量达到不大于100ppm。
其中一个实施例(龙油干气)脱碳塔的操作参数设置如表4所示：
表4脱碳塔的操作参数
脱碳塔塔顶压力 PIC-98101(压力控制) MPa 1.9～2.0
脱碳塔塔顶温度 TI-98102(温度显示) ℃ 44～48
脱碳塔塔釜温度 TI-98106(温度显示) ℃ 46～58
2.3采用干燥器进行干燥处理：
干燥处理的目的在于脱除碳二提浓气中原来的水分、以及脱氧反应过程中生成的水分、以及脱碳过程中夹带的水分，防止其造成下游轻烃裂解或乙烯装置分离系统干燥负荷过大，水超标造成分离系统冻堵风险。
实现方法：脱碳后的碳二提浓气进入送往干燥器的进料急冷器，进行冷却，然后通过3A分子筛床层脱出水分。
3A分子筛为可再生型吸附剂，其应用物理吸附原理进行杂质的吸附，即吸附时依靠分子筛的作用力(范德华力)。其中A型分子筛主要吸附极性较强的分子如水、氨、醇等，而分子筛做吸附剂时的另一个特性是择形吸附，即分子筛的结构构造为较为统一的晶体结构，使得分子筛开孔大小均一，只有当某种分子的直径小于特定分子筛的开孔大小时，该分子才可以通过分子筛表面进入内部并被吸附，而分子直径大于分子筛开孔大小的分子则会被排斥在分子筛表面无法被吸附，所以3A分子筛的开孔大小约为3埃，理论上大自然中分子直径小于3埃的分子只有水、氨、氢、氦四种，所以3A分子筛可以用在对某些极性分子类的物料中脱水干燥。
其中一个实施例(龙油干气)干燥器的操作参数如表5所示：
表5干燥器的操作参数
状态 压力MPa 温度℃
运行 1.85～1.95 12～30
再生 0.25～0.35 180～230
2.4采用脱砷脱汞反应器进行脱砷处理和脱汞处理：
脱砷处理和脱汞处理的目的在于脱除其中的重杂质砷和汞。
实现方法：碳二提浓气从脱砷脱汞反应器顶部进入，从底部排出。其中，脱砷脱汞反应器中的脱砷剂TAS-03，为不可再生型吸附剂。使用时会发生化学反应。该脱砷剂以铅及其氧化物为主要组份，添加助剂组份复合而成，常温下活性好，脱砷效率高，使用寿命长，且无加氢副反应。用于脱除石油气、惰性气体中痕量砷化物，特别适合于含炔烃(乙、丙炔等)石油裂解气中砷化物的脱除。
反应时的化学方程式为：3PbO+2AsH3→Pb3As+As+3H2O和，
3PbO+2AsH3→3Pb+2As+3H2O。
脱砷脱汞反应器中的脱汞剂HBT-108型，也为不可再生型吸附剂。使用时会发生化学反应。脱汞剂HBT-108型采用优质活性炭添加特种活性剂和助剂，经特殊工艺加工而成，广泛适用于天然气、轻烃及其它含有汞[Hg]的废气处理。尤其适用于其它方法不能除去的低浓度含汞气体处理，经处理后的气体汞含量小于0.01ug/Nm3。
反应时的化学方程式为：S+Hg→HgS。
其中一个实施例(龙油干气)脱砷脱汞反应器的操作参数设置如表6所示：
表6脱砷脱汞反应器的操作参数
3、采用乙烯装置处理碳二提浓气
碳二提浓气作为乙烯装置的原料，经乙烯装置处理得到乙烯等高价值产品。
综合上述流程，原料气(催化裂解干气)自催化裂解装置来→原料气分液罐→气相至PSA吸附塔(变压吸附塔)→未被吸附的CH4、CO、O2、N2、H2进入制氢装置作原料；被吸附的碳二提浓气解吸后经过压缩机升压后→脱氧反应器→脱碳塔→干燥器→脱砷脱汞反应器后，送入轻烃裂解装置或乙烯装置的碱洗塔。
<实施例>
在黑龙江省大庆市黑龙江省龙油石油化工股份有限公司建设一套280kt/a干气回收系统，并投入生产运行。回收系统包括：
1、PSA吸附系统
PSA吸附系统包括10台变压吸附塔，2台变压吸附塔同时吸附，2台缓冲罐组成，设置5次连续均压降压和均压升压，可以使真空再生过程连续，简称10-2-5PSA。
采用10-2-5PSA工艺流程，即：10个吸附塔中有2个吸附塔始终处于同时进料吸附的状态。其吸附和再生工艺过程由吸附、连续五次均压降压、逆放、真空、连续五次均压升压和最终升压(终升)等步骤组成。10个吸附塔分别为A塔、B塔、C塔、D塔、E塔、F塔、G塔、H塔、I塔、J塔。
具体过程简述如下：
催化裂解干气(龙油干气)送至吸附塔C-951A～J。吸附塔顶部的未被吸附的CH4、CO、O2、N2、H2进入制氢装置，被吸附的碳二组分，再通过多次均压降压、逆放、抽真空等步骤分离出碳二组分，得到的碳二提浓气进入往复式压缩机K-951A/B。
催化裂解干气经PSA吸附系统处理后，富氢气送往下游制氢装置生产氢气，碳二提浓气经精制系统(脱氧反应器、脱碳塔、再生塔、干燥器及脱砷汞反应器脱除O2和NOx、CO2、水和硫、砷和汞等杂质)处理后送入轻烃裂解装置的碱洗塔。
2、精制系统
精制系统包括脱氧反应器、脱碳塔、再生塔、干燥器及脱砷汞反应器。
2.1脱氧流程：
经过吸附系统脱除75％的甲烷后，碳二提浓气经压缩机将压力升至2.3～2.5MPaG，然后调节碳二提浓气温度至145～235℃，进入脱氧反应器脱除其中的O2和NOX。
来自脱氧进料罐(1053-D-975)罐顶的碳二提浓气经净化气预热器(1053-E-972A/B)分别与净化后的碳二提浓气换热，部分碳二提浓气与来自DMDS(二甲基二硫)注入泵的DMDS(根据需要)混合后进入净化气蒸汽加热器(1053-E-973)被加热到205℃～220℃，另一股碳二提浓气不经蒸汽加热器加热，通过调整冷碳二提浓气的量来控制脱氧反应器入口的温度。两股碳二提浓气混合后进入脱氧反应器(1053-R-971A/B)上部，在脱氧反应器内O2、NOX和氢气发生反应生成水和氮气。脱氧后的碳二提浓气从脱氧反应器的底部出来，经净化气预热器(1053-E-972A/B)换热后，经过脱氧混合气冷却器(1053-E-971)冷却到45℃送至脱碳塔进料罐(1053-D-982)。
脱氧反应器为绝热床反应器，设计为两台，一台正常运行、另一台再生备用，每台脱氧反应器内装有约10.8t催化剂(约18m3)。
在脱氧反应中，硫化态的催化剂具有催化活性，因此催化剂在使用前和再生后，应通入含H2S或能产生H2S的硫化性气体进行硫化。在使用一段时间后，随着结碳沉积，催化剂活性降低，为了保持催化剂活性，需慢慢提高反应温度。当反应温度达220～230℃，出口氧含量仍不合格时，脱氧催化剂应立即进行再生。
2.2脱碳流程：
脱碳单元由脱碳塔(1053-C-981)、溶剂再生塔(1053-C-982)、过滤器(1053-SR-982)和溶剂储罐(1053-D-984)、胺液循环泵(1053-P-981A/B)等设备组成，采用复配的脱碳剂溶液作吸收剂，吸收碳二提浓气中的CO2等酸性气体。
由脱碳塔进料罐(1053-D-982)罐顶来的碳二提浓气进入脱碳塔(1053-C-981)底部；由胺液循环泵(1053-P-981A/B)送来的贫胺液进入脱碳塔顶部。碳二提浓气在脱碳塔塔内自下而上，与由脱碳塔塔顶部下来的脱碳剂溶液逆流接触，进行传热传质，气体中的CO2被吸收，脱碳后的碳二提浓气由脱碳塔塔顶出来进入分液罐(1053-D-981)，夹带的液体在此分离，分液罐罐顶出来的碳二提浓气(CO2含量≤100ppm)送往干燥器进料急冷器(1053-E-991)。
分液罐(1053-D-981)分离出的液体与由脱碳塔(1053-C-981)塔底流出的吸收了二氧化碳后的脱碳剂溶液一起，由溶剂换热器(1053-E-982A/B)预热后送入溶剂再生塔(1053-C-982)顶部。再生塔冷凝器(1053-E-983)设置在塔的顶部，用循环水将塔顶气体冷却到45℃，冷凝液直接回流至溶剂再生塔内。酸性气体通过调节阀后送出界区，至酸性气火炬总管。
溶剂再生塔釜采出贫脱碳剂溶液经溶剂换热器(1053-E-982A/B)冷却后再经溶剂冷却器(1053-E-981)冷却至45℃排入溶剂储罐(1053-D-984)；贫胺液经泵升压后进入脱碳塔上部循环使用。
为维持系统溶液清洁，设有溶液过滤设备，当溶液受污染或降解时，采取部分贫液过滤的方法：先采用活性炭吸附降解产物和较大杂质，后用溶剂后过滤器(1053-SR-981A/B)滤除大于5μm的杂质。系统内的热稳定盐通过溶剂储罐(1053-D-984)沉降分离，最终装置停车时与废胺液一起送出界区。
为防止脱碳剂溶剂发泡引起装置处理能力下降、溶剂损失增加等问题，在必要时需要在脱碳系统中加入消泡剂。消泡剂采用间歇注入的方式，每次注入量约为50ml，注入点设置在胺液循环泵(1053-P-981A/B)的入口，注入到脱碳塔中，再随富胺液到溶剂再生塔中。
溶剂储罐(1053-D-984)用于储存脱碳剂溶剂，该罐采用氮气密封，储罐内的溶液通过胺液循环泵进行循环使用。
脱碳装置过滤系统的排放或检修时排放的脱碳剂溶剂汇集至地下槽(1053-D-986)中，经废胺液泵(1053-P-982)升压、过滤系统净化后，提升至溶剂贮罐(1053-D-984)储存，或送出界区。
2.3干燥流程：
干燥器内装填3A分子筛干燥剂和脱硫剂，在脱水的同时也可以脱除物料中微量的有机硫。脱氧后的提浓气经干燥器进料急冷器(1053-E-991)冷却到15℃，进入干燥器进料分液罐(1053-D-991)，分离出饱和水，罐顶的气体进入干燥器(1053-DR-991A/B)脱水。提浓气从干燥器上部进入，从干燥器底部排出。干燥器设计为两台，一台正常运行、另一台再生备用，设计的再生周期为7天。冷再生气从界区外引入，再生后的废气再送至燃料气管网。干燥后的提浓气送入脱砷/汞反应器(1053-R-991)。
2.4脱砷脱汞流程：
来自干燥后的碳二提浓气依次通过脱砷/汞反应器(1053-R-991)，脱除其中的重杂质砷和汞。脱汞催化剂、脱砷催化剂可以吸附提浓气中的汞和砷，反应器为一次通过型，无需再生。提浓气从反应器顶部进入，从底部排出。脱除杂质后的提浓气被送往乙烯装置。
本实施例回收系统的优势：
(1)实现连续五次均压的同时实现两塔连续真空再生，能精确的控制再生流量，并且解决了传统真空过程中的二次污染问题，改善了吸附剂的再生效果。
(2)10-2-5PSA流程的逆放时间和真空时间更长，因而吸附剂再生时的传质效果更好，再生更彻底，富氢气回收率更高，并且减小了逆放噪音。
(3)在某个吸附塔出现故障时，可自动无扰动地将故障塔切除，转入9塔、8塔、7塔、6塔、5塔操作。在切除一系列塔时，可将被切除塔进行任意检修，其余塔继续运行。因而大大地提高了系统运行的可靠性。
(4)作为关键设备的PSA程控阀，选用成都华西化工科技股份有限公司专利产品－高性能程控阀。具有体积小、重量轻、动作快(小于2s)、密封性能好(ANSI六级)、寿命长(大于100万次)、开关速度独立可调(1～30s)、以及关闭缓冲功能和阀位显示可靠的优点，保证了装置长期运行的可靠性。
(5)采用成都益志开发的专门用于C2+回收的吸附剂，吸附剂动态吸附量大、脱除杂质精度高，可更有效地保证产品质量和回收率。
(6)PSA单元程控系统推荐采用液压程序操纵系统，具有操作稳定性高，刚性好，运行平稳，动作安全可靠，使用寿命长的特点，其阀门开启速度调节功能可控制均压速度、减少气流对吸附剂的冲刷、大大延长吸附剂的使用寿命，降低装置噪音。
(7)PSA单元先进成熟的控制软件包可自动实现吸附时间的优化和吸附压力自适应调节，保证产品的合格和收率的最高。
(8)本回收系统采用北化院自主开发的脱氧催化剂，脱除碳二提浓气中的O2、NOX杂质。非贵金属催化剂又可分为进口非贵金属催化剂和以北化院脱氧催化剂为代表的国产非贵金属催化剂。进口非贵金属催化剂价格昂贵，供货周期较长。北化院脱氧催化剂价格便宜，供货周期短，对于原料中的硫、砷等杂质含量没有限制，是一种能够同时脱除O2和NOx的双功能催化剂。采用此脱氧催化剂的装置操作简便，运行稳定，可靠性强，可实现长周期连续运行，实现与全厂装置同步检修。
(9)本回收系统采用先脱氧后脱碳工艺流程。一是脱氧反应器内催化剂采用镍系催化剂，镍系催化剂在反应过程中需注入DMDS，生成的多余H2S可以在脱碳单元被脱除，保护下游催化剂；二是厂区有除氧水用于脱碳单元，可以保证先脱氧后脱碳过程中工艺系统内不再带入氧；三是脱碳系统采用复配胺液进行脱碳，若先脱碳再脱氧，在操作不稳定时胺液可能进入脱氧反应器损坏催化剂。
以下附本实施例的原料情况和规格：
系统原料来自230万吨/年重油催化热裂解装置所产净化催化裂解干气，处理量为28万吨/年，净化催化裂解干气组成见表7所示：
表7净化催化裂解干气原料组成
/>
经回收系统处理后的碳二提浓气的组成和性质如表8所示：
表8碳二提浓气组成和性质
/>
经回收系统处理后的富氢气的组成和性质如表9所示：
表9富氢气的组成和性质
/>
尽管本发明的实施方案已公开如上，但其并不仅仅限于说明书和实施方式中所列运用，它完全可以被适用于各种适合本发明的领域，对于熟悉本领域的人员而言，可容易地实现另外的修改，因此在不背离权利要求及等同范围所限定的一般概念下，本发明并不限于特定的细节和这里示出与描述的图例。

Claims (10)

1.催化裂解干气回收工艺，其特征在于，包括以下步骤：
步骤一、采用一段变压吸附法将催化裂解干气分离得到富氢气体和碳二提浓气；
步骤二、将碳二提浓气依次经脱氧处理、脱碳处理、干燥处理、脱砷及脱汞处理，得到乙烯原料气；
步骤三、将乙烯原料气送入乙烯装置处理。
2.如权利要求1所述的催化裂解干气回收工艺，其特征在于，步骤一中的一段变压吸附法的方法具体为：
执行吸附，将吸附塔内压力升压至预设吸附压力，然后将催化裂解干气从吸附塔塔底进入，经吸附塔内吸附剂吸收预设时间，催化裂解干气中的碳二及碳二以上的气体被吸附剂吸附；
至少执行一次均压降压，完成吸附后，顺着吸附方向降低吸附塔内压力并保持一定时间，将其它未被吸附的气体，即富氢气体从吸附塔塔顶送出，备用；
执行逆放，完成均压降压后，逆着吸附方向将吸附塔内压力降低至接近常压，解吸被吸附剂吸附的气体，即碳二提浓气，碳二提浓气从吸附塔塔顶送出；
执行抽真空，完成逆放后，继续降低吸附塔内压力，完全解吸被吸附剂吸附的气体，即碳二提浓气，碳二提浓气从吸附塔顶部送出；
至少执行一次均压升压，完成抽真空后，采用其它吸附塔分离出的富氢气体对当前吸附塔均衡升压，均压升压的次数与均压降压的次数一一对应；
执行终升，完成均压升压后，采用富氢气体对当前吸附塔内压力升压至预设吸附压力，以备下一次催化裂解干气的吸附。
3.如权利要求1所述的催化裂解干气回收工艺，其特征在于，步骤二中的脱氧处理的方法具体包括：
将碳二提浓气经压缩升压至2.3～2.5MPaG，并调节至适应于脱氧反应器处理的温度，送入脱氧反应器内，在145～235℃下经脱氧催化剂催化反应，脱除碳二提浓气中的O2和NOX。
4.如权利要求1所述的催化裂解干气回收工艺，其特征在于，步骤二中的脱碳处理的方法具体包括：
将脱氧处理后的碳二提浓气送至脱碳塔塔内自下而上与由脱碳塔塔顶部流下的脱碳剂溶液逆流接触进行传热传质，碳二提浓气中的CO2被吸收，脱碳后的碳二提浓气由脱碳塔塔顶送出，进入分液罐分离夹带的液体，脱碳处理后的碳二提浓气从分液罐的顶部送出。
5.如权利要求4所述的催化裂解干气回收工艺，其特征在于，脱碳塔塔顶压力设置为1.9～2.0MPa，脱碳塔塔顶温度设置为44～48℃，脱碳塔塔釜温度设置为46～58℃，脱碳剂溶液为复配胺液。
6.如权利要求1所述的催化裂解干气回收工艺，其特征在于，步骤二中的干燥处理的方法具体包括：脱碳后的碳二提浓气送入干燥器，并采用3A分子筛床层脱除水分。
7.如权利要求6所述的催化裂解干气回收工艺，其特征在于，干燥器中的干燥处理时的运行压力为1.85～1.95MPa，温度为12～30℃；
干燥器中的3A分子筛床层再生时的压力为0.25～0.35MPa，温度为180～230℃。
8.如权利要求1所述的催化裂解干气回收工艺，其特征在于，步骤二中的脱砷处理和脱汞处理的方法具体包括：干燥处理后的碳二提浓气通过脱砷脱泵反应器，脱除砷和汞。
9.如权利要求1所述的催化裂解干气回收工艺，其特征在于，还包括步骤四、将剩余的富氢气体送入制氢装置处理。
10.基于权利要求1～9任一项所述工艺的催化裂解干气回收系统，其特征在于，包括：
多个变压吸附塔，所述变压吸附塔的塔底进料管均与催化裂解干气供应端连通，所述变压吸附塔的塔顶富氢出气管上设有至少一个支管，所述支管连通于其余的其中一个变压吸附塔的进气管上，所述变压吸附塔上设有碳二提浓气出气管，所述支管、所述富氢出气管、所述进气管、所述碳二提浓气出气管上均设有控制阀；
压缩机，其进气端与所述碳二提浓气出气管连通，所述压缩机的出气端设有两个分管，所述分管上均设有控制阀；
蒸汽加热器，其冷流进气端与所述压缩机的其中一个分管连通；
至少两台脱氧反应器，所述脱氧反应器的进料端与所述蒸汽加热器的出气端和另一个分管均连通，两台脱氧反应器交替处理运行与再生状态；
换热器，其冷流进气端与所述脱氧反应器的出气端连通；
脱碳单元，其包括：
脱碳塔，其底部进气端与所述换热器的出气端连通；
溶剂储罐，其出液管上设有胺液循环泵，所述胺液循环泵的出液端与所述脱碳塔的顶部进液端连通；
分液罐，其进料端与所述脱碳塔的塔顶出料端连通，所述分液罐的罐顶出气端上设置至少两个支气管，所述支气管上均设有控制阀；
溶剂再生塔，其进液端与所述脱碳塔塔底的出液端连通，所述溶剂再生塔出液端与所述脱碳塔塔顶的进液端连通；
至少两台干燥器，多台干燥器的顶部进气端分别对应于所述分液罐罐顶的多个支气管连通，至少一台干燥器用于备用再生；
脱砷脱汞反应器，其顶部进气管与所述干燥器的出气端连通；
乙烯装置，其与所述脱砷脱汞反应器的底部出气端连通；
制氢装置，其进料端与所述塔顶富氢出气管连通。
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