CN117776841A - 回收炼厂干气的方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及气体回收领域，公开了一种回收炼厂干气的方法。本发明能够充分分离回收炼厂干气中的目标气体，回收率较高，并且，从脱碳三塔得到的塔顶液相，可以回流作为深冷吸收塔的吸收剂，无需外补吸收剂。
Description
技术领域
本发明涉及气体回收领域，具体地涉及一种回收炼厂干气的方法。
背景技术
炼厂干气主要来源于原油的二次加工过程，如催化裂化、热裂化、延迟焦化、加氢裂化等过程。
炼厂干气一般分为饱和干气和不饱和干气。一般催化得到的干气中乙烯含量较高，属于不饱和干气。饱和干气通常来自PSA(变压吸附)解吸气、加氢干气和重整干气等，饱和干气中乙烷、丙烷含量较高，而乙烯、丙烯含量非常低。另外，炼厂干气中还有部分二氧化碳、硫化氢等酸性气体和水。目前，大部分炼厂仍将炼厂干气作为燃料气烧掉，利用价值较低，并造成极大的资源浪费和环境污染。
乙烷是理想的裂解原料，若将炼厂干气中的乙烷回收，送往乙烯装置，不仅充分利用了炼厂尾气资源，而且降低了裂解原料成本。乙烯作为重要的有机化工基本原料，将炼厂干气中的乙烯直接回收利用有着更为可观的经济效益。
因此，需要开发出一种能够从炼厂干气中充分回收目标气体，并具有较低能耗的工艺。
发明内容
本发明的目的是为了克服现有技术的存在上述问题，提供一种回收炼厂干气的方法，该方法能够将炼厂干气中的目标物质进行分离回收，并具有较高的回收率和较低的能耗。
为了实现上述目的，本发明提供一种回收炼厂干气的方法，该方法包括：
(1)将炼厂干气依次进行脱酸性气体和脱氧气，得到预处理气体；
(2)将预处理气体进行气液分离，得到第一气相和第一液相；
(3)在深冷吸收剂的存在下，将第一气相和第一液相进行深冷吸收，以分离甲烷氢，得到深冷液相和富甲烷氢的深冷气相；
(4)将深冷液相进行脱碳二气，得到富碳二气的气相和贫碳二的液相；
(5)将至少部分贫碳二的液相进行脱碳三，得到富碳三的轻液相和贫碳三的重液相，将至少部分富碳三的轻液相回流作为深冷吸收剂的至少部分。
通过上述技术方案，本发明能够充分分离回收炼厂干气中的目标气体(如碳二、碳三)，回收率较高，能耗较低。并且，从脱碳三塔得到的塔顶液相，可以回流作为深冷吸收塔的吸收剂，无需外补吸收剂。
附图说明
图1是本发明一种优选实施方式提供的回收炼厂干气的工艺流程图。
附图标记说明
1-压缩机；2-胺洗塔；3-碱洗塔；4-脱氧反应器；5-冷却器；6-气液分离罐；7-液相干燥器；8-气相干燥器，9-冷箱；10-深冷吸收塔；11-脱碳二塔；12-脱碳三塔；13-炼厂干气；14-富甲烷氢的深冷气相；15-富碳二气的气相；16-轻烃产品。
具体实施方式
在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。
本发明提供了一种回收炼厂干气的方法，该方法包括：
(1)将炼厂干气依次进行脱酸性气体和脱氧气，得到预处理气体；
(2)将预处理气体进行气液分离，得到第一气相和第一液相；
(3)在深冷吸收剂的存在下，将第一气相和第一液相进行深冷吸收，以分离甲烷氢，得到深冷液相和富甲烷氢的深冷气相；
(4)将深冷液相进行脱碳二气，得到富碳二气的气相和贫碳二的液相；
(5)将至少部分贫碳二的液相进行脱碳三，得到富碳三的轻液相和贫碳三的重液相，将至少部分富碳三的轻液相回流作为深冷吸收剂的至少部分。
能够理解的是，炼厂干气中除了含有烃类气体，还含有部分二氧化碳、硫化氢等酸性气体，以及部分氧气和水等，因此需要进行脱酸性气体和脱氧气。
炼厂干气中，一般含有氢气、氮气、一氧化碳、二氧化碳和水等。对于饱和炼厂干气，其中还含有C1-C4的烷烃，烯烃含量较低；不饱和炼厂干气中，还含有C1-C4的烷烃和C2-C4的烯烃。
采用本发明的方案，较低的温度(即深冷)能够使得甲烷氢和其他组分充分分离，其他组分还能被深冷吸收剂吸收以进入塔釜的液相中，深冷吸收剂配合上较低的温度，使得回收率较高，装置的能耗较低。能够理解的是，化工行业中常用“标油”衡量能耗，一千克标油约为1万千卡。
根据本发明，优选的，进行脱酸性气体的炼厂干气满足：压力为1MPa至2.5MPa(例如可以为1MPa、1.1MPa、1.2MPa、1.3MPa、1.4MPa、1.5MPa、1.6MPa、1.7MPa、1.8MPa、1.9MPa、2MPa、2.1MPa、2.2MPa、2.3MPa、2.4MPa、2.5MPa以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)，温度为30℃至50℃(例如，可以为30℃、32℃、34℃、36℃、38℃、40℃、42℃、44℃、46℃、48℃、50℃以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)。可以在脱酸性气体之前，通过压缩机将炼厂干气的压力提高到上述范围，在压缩机出口可以设置有冷却器，以将温度调整至上述范围。满足上述范围时，能够更好的脱除其中的酸性气体。
根据本发明，优选的，所述脱酸性气体的方法包括：将炼厂干气依次进行胺洗和碱洗。能够理解的是，胺洗指的是通过有机胺进行洗脱，碱洗指的是通过无机碱进行洗脱。
根据本发明，优选的，所述脱酸性气体的条件使得，预处理气体中CO2的浓度≤1体积ppm，H2S的浓度≤1体积ppm。
根据本发明，优选的，所述胺洗的条件包括：洗脱剂为有机胺溶液，有机胺溶液中有机胺的质量浓度为20-40wt％。胺洗可以在胺洗塔中进行。
根据本发明，优选的，所述有机胺为甲基二乙醇胺。
根据本发明，优选的，所述碱洗的条件包括：洗脱剂为碱金属氢氧化物溶液，碱金属氢氧化物溶液中的碱金属氢氧化物的质量浓度1-20wt％。碱金属氢氧化物优选为氢氧化钠。碱洗可以在碱洗塔中进行。
在上述胺洗和碱洗的条件下，能够进一步确保预处理气体中的CO2的浓度≤1体积ppm，H2S的浓度≤1体积ppm。
能够理解的是，可以根据深冷吸收所需的压力，在碱洗之后和脱氧之前，对气体进行升压(可以通过多段压缩如二段压缩或三段压缩的方式实现上述压力)，同时在较高的压力下，也能更好的进行脱氧。如果碱洗之后和脱氧之前的气体压力，已经达到深冷吸收所需的压力，则不需要升压。
根据本发明，优选的，所述脱氧气的条件使得：预处理气体中氧气的含量≤1体积ppm。
根据本发明，优选的，所述脱氧气的条件包括：温度为60℃至300℃(例如，可以为60℃、80℃、100℃、130℃、150℃、170℃、200℃、220℃、250℃、270℃、300℃以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)、压力为1.2MPa至4.5MPa(例如，可以为1.2MPa、1.3MPa、1.4MPa、1.5MPa、1.7MPa、2MPa、2.3MPa、2.5MPa、2.7MPa、3MPa、3.3MPa、3.5MPa、3.7MPa、4MPa、4.3MPa、4.5MPa以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)。脱氧气可以在脱氧反应器中进行。如此能够进一步保证预处理气体中氧气的含量满足上述范围要求。脱氧反应器中的脱氧催化剂可以为镍系或者钯系催化剂(脱氧催化剂为本领域的常规选择，此处不再赘述)等，发生加氢反应以除去氧气。温度可以通过加热器来实现。能够理解的是，上述温度或压力，也即进行脱氧的气体物料的温度和压力。
根据本发明，优选的，在进行气液分离之前，所述方法还包括：将预处理气体进行预冷却，使得预处理气体温度为5至30℃(例如，可以为5℃、7℃、10℃、12℃、15℃、17℃、20℃、23℃、25℃、28℃、30℃以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)。所述预冷却可以在冷却器中进行。
气液分离可以在气液分离罐中进行。
根据本发明，优选的，在进行深冷吸收之前，该方法还包括：将第一气相依次进行气相干燥和第一冷却，所述气相干燥使得第一气相中水的含量≤1体积ppm，所述第一冷却使得第一气相的温度降至-70℃至-110℃(例如，可以为-70℃、-75℃、-80℃、-85℃、-90℃、-95℃、-100℃、-115℃、-110℃以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)；将第一液相进行液相干燥，使得第一液相中水的含量≤1体积ppm。
根据本发明，优选的，第一冷却可以在冷箱中进行。其中，冷箱中的冷剂可以为多温位丙烯和乙烯。第一液相经干燥直接送入深冷吸收塔，不需要经过冷箱，降低了冷箱的负荷，节省了能耗。能够理解的是，冷箱中一般是发生多级冷却，以将物料的温度逐级降低到所需的温度，多温位丙烯和乙烯作为各级冷却的冷剂。
能够理解的是，深冷吸收塔中温度较低，需要对于进入的物料进行干燥以尽量除去水，避免塔中结冰或者形成水合物。
根据本发明，优选的，所述深冷吸收在深冷吸收塔中进行。其中，所需冷量可利用乙烯装置的乙烯、丙烯制冷压缩机，不需要设置膨胀机，投资少、操作简单。
根据本发明，优选的，将第一气相和第一液相，进行深冷吸收的方法包括：将第一气相送入深冷吸收塔的中上部，将第一液相送入深冷吸收塔的下部。
根据本发明，优选的，将深冷气相作为第一冷却的至少部分冷剂。如此还可以减少或避免第一冷却中再引入额外的冷剂，并充分回收深冷气相中的冷量。
根据本发明，优选的，所述深冷吸收塔中不设置冷凝器，深冷吸收剂从顶部送入深冷吸收塔。部分富碳三的轻液相回流作为深冷吸收剂，可以在不设置冷凝器的情况下，将塔上部存在的除甲烷氢以外的组分吸收下来，减少了冷量的消耗，还能充分保证甲烷氢和其他组分充分分离，节省了冷凝器的投资和能耗。其中，相对于单位时间内引入深冷吸收塔10的第一气相和第一液相的总质量，深冷吸收剂的在相同单位时间内的质量用量维持在上述总质量的0.03-0.2。
根据本发明，优选的，深冷吸收塔中的操作条件包括：单塔理论板数为30至70(例如，可以为30、35、40、45、50、55、60、65、70以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)，操作压力为0.5MPa至4MPa(例如，可以为0.5MPa、1MPa、1.5MPa、2MPa、2.5MPa、3MPa、3.5MPa、4MPa以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)，塔顶温度为-60℃至-110℃(例如，可以为-60℃、-65℃、-70℃、-75℃、-80℃、-85℃、-90℃、-95℃、-100℃、-105℃、-110℃以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)，塔釜温度为-30℃至50℃(例如，可以为-30℃、-20℃、-10℃、0℃、10℃、20℃、30℃、40℃、50℃以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)。深冷即是较低的温度，深冷吸收是利用气体中各成分相对挥发度的不同，在低温下除氢气和甲烷以外的烃类冷凝或者被吸收剂吸收下来，而甲烷和氢气以气相的形式，向塔顶移动。能够理解的是，来自第一气相和第一液相的甲烷和氢，经过深冷吸收后，会在塔顶汇集，得到富甲烷氢的深冷气相，来自第一气相和第一液相的C2及以上碳原子数目的烃类，会在塔釜汇集，得到深冷液相。能够理解的是，塔釜的温度比塔顶的温度高，如此能够将塔釜中存在的较轻的甲烷和氢气蒸出，从而达到塔顶。
根据本发明，优选的，所述脱碳二气在脱碳二塔中进行。能够理解的是，不同来源的炼厂干气，其中碳二成分是不同的。饱和炼厂干气中的碳二主要是乙烷，得到的富碳二气的气相主要为乙烷，可直接作为优质的裂解料送往乙烯装置裂解炉。不饱和炼厂干气中的碳二是乙烯和乙烷，得到的富碳二气的气相主要为乙烯和乙烷，可送往乙烯装置分离系统或直接通过乙烯精馏塔得到聚合级的乙烯和优质裂解原料乙烷。
根据本发明，优选的，脱碳二塔塔顶设置有部分冷凝器。所述部分冷凝器是为了实现部分的冷凝，使得碳二主要以气相的形式离开脱碳二塔，其他组成冷凝下来并流回到塔内，从而更好的将碳二和其他组分分离开，使得得到的脱碳二气纯度更高。
根据本发明，优选的，脱碳二塔中的操作条件包括：理论板数为40至80(例如，可以为40、50、60、70、80以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)，操作压力为1.5MPa至3.5MPa(例如，可以为1.5MPa、1.8MPa、2MPa、2.3MPa、2.5MPa、2.8MPa、3MPa、3.3MPa、3.5MPa以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)，塔顶冷凝分液后气相温度为-40℃至10℃(例如，可以为-40℃、-30℃、-20℃、-10℃、0℃、5℃、10℃以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)，塔釜温度为50℃至100℃(例如，可以为50℃、60℃、70℃、80℃、90℃、100℃以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)。
能够理解的是，在脱碳二塔的塔顶得到富碳二气的气相，在塔釜得到贫碳二的液相。部分贫碳二的液相可以引出，作为轻烃产品。
根据本发明，优选的，所述脱碳三在脱碳三塔中进行。饱和干气中的碳三一般是丙烷，不饱和干气的碳三一般是丙烯和丙烷。
根据本发明，优选的，脱碳三塔塔顶设置有全凝器。全凝器能够将塔顶的物料冷凝为液相，在塔顶得到的富碳三的轻液相可以回流作为深冷吸收剂的至少部分。
进入脱碳三塔的贫碳二的液相的量，和回流作为深冷吸收剂的富碳三的轻液相的量，以满足深冷吸收塔中需要的深冷吸收剂的量为目的，避免外补吸收剂。没有回流作为深冷吸收剂的富碳三的轻液相，可以再流回脱碳三塔中进行进一步的分离。能够理解的是，本发明描述的方案是设备在运行的过程中的情况，对于刚开车时(整个装置刚开始运行时)，脱碳三塔中还没有物料进入(不能实现富碳三的轻液相的回流)时，深冷吸收塔中可以没有深冷吸收剂，也可以外补深冷吸收剂，相对于运行的过程，开车过程时长较短，并不需要外补较多的深冷吸收剂。
根据本发明，优选的，脱碳三塔中的操作条件包括：理论板数为20至60(例如，可以为20、25、30、35、40、45、50、55、60以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)，操作压力为0.5MPa至2MPa(例如，可以为0.5MPa、0.8MPa、1MPa、1.2MPa、1.5MPa、1.8MPa、2MPa以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)，塔顶冷凝后液相温度为30℃至60℃(例如，可以为30℃、35℃、40℃、45℃、50℃、55℃、60℃以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)，塔釜温度为50℃至100℃(例如，可以为50℃、60℃、70℃、80℃、90℃、100℃以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)。在脱碳三塔塔顶得到富碳三的轻液相，在脱碳三塔塔釜得到贫碳三的重液相(主要含有C4-C5的烃)。轻液相回流作为深冷吸收剂的至少部分，深冷吸收中能够无需外补吸收剂。重液相可以作为轻烃产品引出。
根据本发明，优选的，将至少部分富碳三的轻液相回流作为深冷吸收剂的至少部分时，先将所述至少部分富碳三的轻液相，冷却到-70至-110℃，再引入至深冷吸收塔的塔顶。其中，上述冷却可以在第一冷却所用的冷箱中进行。
以下将通过实施例对本发明进行详细描述。
实施例1-3中的回收炼厂干气方法，在如图1所示的设备中进行。图1中，1为压缩机；2为胺洗塔；3为碱洗塔；4为脱氧反应器；5为冷却器；6为气液分离罐；7为液相干燥器；8为气相干燥器，9为冷箱；10为深冷吸收塔；11为脱碳二塔；12为脱碳三塔；13为炼厂干气；14为富甲烷氢的深冷气相；15为富碳二气的气相；16为轻烃产品。
按照物料走向，胺洗塔2、碱洗塔3、脱氧反应器4和冷却器5通过管道依次连接，在胺洗塔2之前和碱洗塔3之后，均设置有压缩机1(胺洗塔2之前的压缩机的出口还设置有一个冷却器，碱洗塔3之后的压缩机出口还有一个加热器，图中均未示出)，可以根据情况选择是否开启碱洗塔3之后的压缩机1以达到所需的压力。气液分离罐6、液相干燥器7和气相干燥器8的连接关系使得，通过气液分离罐6得到的气相能够进入气相干燥器8，得到的液相进入液相干燥器7。液相干燥器7通过管道和深冷吸收塔10连接，使得来自液相干燥器7的物料通过深冷吸收塔10的下部进入深冷吸收塔10。气相干燥器8、冷箱9和深冷吸收塔10依次连接，使得来自气相干燥器8的物料经过冷箱9冷却后，从深冷吸收塔10的中上部进入深冷吸收塔10，并且深冷吸收塔10的塔顶通过管道和冷箱9连接，使得深冷吸收塔10塔顶的气相能够回流至冷箱9中作为冷剂然后再从冷箱9中引出。深冷吸收塔10塔釜通过管道和脱碳二塔11连接，以将深冷吸收塔10塔釜得到的物料送入脱碳二塔11中。脱碳二塔11的塔釜通过管道和脱碳三塔12连接，以将部分脱碳二塔11的塔釜得到的物料送入脱碳三塔12中，脱碳二塔11的塔顶得到的富碳二气的气相通过管道引出。脱碳三塔12的塔顶通过管道和冷箱9连接，以使得部分脱碳三塔12的塔顶的物料冷却后回流作为深冷吸收剂的至少部分。冷箱9中的冷剂为多温位丙烯和乙烯，通过多级冷却的方式进行冷却。
以下实施例中，进入脱碳三塔的贫碳二的液相的量，和回流作为深冷吸收剂的富碳三的轻液相的量，以满足深冷吸收塔中需要的深冷吸收剂的量为目的。
实施例1
本实施例所用的饱和炼厂干气13的组成如表1所示。
表1
采用本发明的深冷油吸收法回收炼厂干气，具体方法为：
(1)将炼厂干气13(压力0.5MPa)，引入至压缩机1(炼厂干气A的质量流量为142719kg/hr)将压力提高至2MPa，并经压缩机1出口的冷却器冷却到40℃，送入胺洗塔2(洗脱剂为甲基二乙醇胺的水溶液，浓度为30质量％)进行胺洗。将胺洗后的物料送入碱洗塔3(洗脱剂为氢氧化钠的水溶液，浓度为12质量％)。
将碱洗后的物料通过压缩机1提高到4.0MPa后并经加热器加热到150℃后，引入脱氧反应器4(其中的脱氧催化剂为镍系催化剂)进行脱氧气，并得到预处理气体。
(2)将预处理气体，引入冷却器5中，预冷却到15℃后，送入气液分离罐6进行气液分离。气液分离后，得到第一气相和第一液相。
(3)将第一液相引入液相干燥器7中进行液相干燥至水的含量≤1体积ppm，然后送入深冷吸收塔10下部。
第一气相引入至气相干燥器8，进行气相干燥至水的含量≤1体积ppm。气相干燥后，送入冷箱9，第一冷却至-97℃后引入至深冷吸收塔10的中上部。
深冷吸收塔10中不设置冷凝器，理论板数为52，操作压力为3.1MPa，塔顶温度为-89℃，塔釜温度为48℃，深冷吸收剂从顶部送入深冷吸收塔10(相对于单位时间内引入深冷吸收塔10的第一气相和第一液相的总质量，深冷吸收剂单位时间内的质量用量维持在上述总质量的0.05)。在深冷塔塔顶，得到富甲烷氢的深冷气相14，将富甲烷氢的深冷气相14引入至冷箱9回收冷量(作为第一冷却的至少部分冷剂)后送出装置。
(4)深冷液相送入脱碳二塔11。脱碳二塔的理论板数为63，操作压力为2.4MPa，塔顶设置有部分冷凝器，塔顶冷凝分液后气相温度为-9℃，塔釜温度为88℃。在脱碳二塔顶，得到富碳二气(主要是乙烷)的气相15；在脱碳二塔釜，得到贫碳二的液相，该液相中部分作为轻烃产品16送出装置，剩余部分送入脱碳三塔12。
(5)脱碳三塔12的理论板数为40，操作压力为1.4MPa，塔顶设置有全凝器，塔顶冷凝后液相温度45℃，塔釜温度73℃。在脱碳三塔12的塔顶，得到富碳三的轻液相，部分回流至深冷吸收塔10的顶部作为深冷吸收剂(回流的量，以深冷吸收塔中需要的深冷吸收剂的量为准)，其余流回塔内。在脱碳三塔12的塔釜得到贫碳三的重液相，该液相作为轻烃产品16送出装置。出装置各物流的出料流速和组成见表2。
表2
富碳二气的气相15中的碳二回收率大于98.8％。能耗为68kg标油/t原料(原料指的是进入装置的炼厂干气)。
实施例2
本实施例所用的不饱和炼厂干气13的组成如表3所示。
表3
| 炼厂干气13 | |
| 摩尔组成(％) | |
| 氢气 | 35.66 |
| 氮气 | 5.16 |
| 氧气 | 0.87 |
| 一氧化碳 | 0.29 |
| 二氧化碳 | 2.54 |
| 甲烷 | 24.87 |
| 乙烯 | 10.21 |
| 乙烷 | 9.24 |
| 丙烯 | 2.15 |
| 丙烷 | 4.06 |
| 异丁烷 | 2.13 |
| 正丁烷 | 1.05 |
| 戊烷 | 0.94 |
| 己烷 | 0.33 |
| 水 | 0.50 |
采用本发明的深冷油吸收法回收炼厂干气，具体方法为：
(1)将炼厂干气13(压力0.6MPa)，引入至压缩机1(炼厂干气B的质量流量为139538kg/hr)将压力提高至2.2MPa，并压缩机1出口的冷却器冷却到45℃，送入胺洗塔2(洗脱剂为甲基二乙醇胺的水溶液，浓度为20质量％)进行胺洗。将胺洗后的物料送入碱洗塔3(洗脱剂为氢氧化钠的水溶液，浓度为5质量％)。
将碱洗后的物料经加热器加热到130℃后，引入脱氧反应器4(其中的脱氧催化剂为钯系催化剂)进行脱氧气，并得到预处理气体。
(2)将预处理气体，引入冷却器5中，预冷却到20℃后，送入气液分离罐6进行气液分离。气液分离后，得到第一气相和第一液相。
(3)将第一液相引入液相干燥器7中进行液相干燥至水的含量≤1体积ppm，然后送入深冷吸收塔10下部。
第一气相引入至气相干燥器8，进行气相干燥至水的含量≤1体积ppm。气相干燥后，送入冷箱9，第一冷却至-99℃后引入至深冷吸收塔10的中上部。
深冷吸收塔10中不设置冷凝器，理论板数为54，操作压力为1.4MPa，塔顶温度为-72℃，塔釜温度为24℃，深冷吸收剂从顶部送入深冷吸收塔10(相对于单位时间内引入深冷吸收塔10的第一气相和第一液相的总质量，深冷吸收剂单位时间内的质量用量维持在上述总质量的0.1)。在深冷塔塔顶，得到富甲烷氢的深冷气相14，将富甲烷氢的深冷气相14引入至冷箱9回收冷量(作为第一冷却的至少部分冷剂)后送出装置。
(4)深冷液相送入脱碳二塔11。脱碳二塔的理论板数为68，操作压力为2.3MPa，塔顶设置有部分冷凝器，塔顶冷凝分液后气相温度为-12℃，塔釜温度为85℃。在脱碳二塔顶，得到富碳二气(主要是乙烯)的气相15；在脱碳二塔釜，得到贫碳二的液相，该液相部分作为轻烃产品16送出装置，剩余部分送入脱碳三塔12。
(5)脱碳三塔12的理论板数为35，操作压力为1.0MPa，塔顶设置有全凝器，塔顶冷凝后液相温度35℃，塔釜温度85℃。在脱碳三塔12的塔顶，得到富碳三的轻液相，部分回流至深冷吸收塔10的顶部作为深冷吸收剂(回流的量，以深冷吸收塔中需要的深冷吸收剂的量为准)，其余流回塔内。在脱碳三塔12的塔釜得到贫碳三的重液相，该液相作为轻烃产品16送出装置。出装置各物流的出料流速和组成见表4。
表4
富碳二气的气相15中的碳二回收率大于98.1％。能耗为80kg标油/t原料。
实施例3
本实施例所用的不饱和炼厂干气13的组成如表5所示。
表5
采用本发明的深冷油吸收法回收炼厂干气，具体方法为：
(1)将炼厂干气13(压力0.5MPa)，引入至压缩机19(炼厂干气的质量流速为139538kg/hr)将压力提高至1.2MPa，并冷却到45℃，送入胺洗塔2(洗脱剂为甲基二乙醇胺的水溶液，浓度为40质量％)进行胺洗。将胺洗后的物料送入碱洗塔3(洗脱剂为氢氧化钠的水溶液，浓度为20质量％)。
将碱洗后的物料并经加热器加热到140℃后，引入脱氧反应器4(其中的脱氧催化剂为镍系催化剂)进行脱氧气，并得到预处理气体。
(2)将预处理气体，引入冷却器5中，预冷却到17℃后，送入气液分离罐6进行气液分离。气液分离后，得到第一气相和第一液相。
(3)将第一液相引入液相干燥器7中进行液相干燥至水的含量≤1体积ppm，然后送入深冷吸收塔10下部。
第一气相引入至气相干燥器8，进行气相干燥，气相干燥至水的含量≤1体积ppm。气相干燥后，送入冷箱9，第一冷却至-97℃后引入至深冷吸收塔10的中上部。
深冷吸收塔10中不设置冷凝器，理论板数为57，操作压力为0.6MPa，塔顶温度为-82℃，塔釜温度为-25℃，深冷吸收剂从顶部送入深冷吸收塔10(相对于单位时间内引入深冷吸收塔10的第一气相和第一液相的总质量，深冷吸收剂单位时间内的质量用量维持在上述总质量的0.13)。在深冷塔塔顶，得到富甲烷氢的深冷气相14，将富甲烷氢的深冷气相14引入至冷箱9回收冷量(作为第一冷却的至少部分冷剂)后送出装置。
(4)深冷液相送入脱碳二塔11。脱碳二塔的理论板数为64，操作压力为2.1MPa，塔顶设置有部分冷凝器，塔顶冷凝分液后气相温度为-10℃，塔釜温度为72℃。在脱碳二塔顶，得到富碳二气(主要是乙烯)的气相15；在脱碳二塔釜，得到贫碳二的液相，该液相部分作为轻烃产品16送出装置，剩余部分送入脱碳三塔12。
(5)脱碳三塔12的理论板数为33，操作压力为1.3MPa，塔顶设置有全凝器，塔顶冷凝后液相温度37℃，塔釜温度88℃。在脱碳三塔12的塔顶，得到富碳三的轻液相，部分回流至深冷吸收塔10的顶部作为深冷吸收剂(回流的量，以深冷吸收塔中需要的深冷吸收剂的量为准)，其余流回塔内。在脱碳三塔12的塔釜得到贫碳三的重液相，该液相作为轻烃产品16送出装置。出装置各物流的出料流速和组成见表6。
表6
富碳二气的气相15中的碳二回收率大于95.98％。能耗为82kg标油/t原料。
对比例1
采用和实施例1相同的方法进行，不同的是，不设置脱碳三塔，也没有脱碳三塔塔顶得到的富碳三的轻液相回流到深冷吸收塔中作为深冷吸收剂的操作；脱碳二塔塔釜得到的贫碳二的液相，直接作为轻烃产品引出装置。出装置的物流的出料流速和组成见表7。
表7
富碳二气的气相15中的碳二回收率仅有89％。
从以上可以看出，采用本发明的技术方案，能耗一般都在100kg标油/t原料一下，能耗较低。对比例1的技术方案，没有脱碳三塔，但回收率降低十分明显。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。
Claims (12)
1.一种回收炼厂干气的方法，其特征在于，该方法包括：
(1)将炼厂干气依次进行脱酸性气体和脱氧气，得到预处理气体；
(2)将预处理气体进行气液分离，得到第一气相和第一液相；
(3)在深冷吸收剂的存在下，将第一气相和第一液相进行深冷吸收，以分离甲烷氢，得到深冷液相和富甲烷氢的深冷气相；
(4)将深冷液相进行脱碳二气，得到富碳二气的气相和贫碳二的液相；
(5)将至少部分贫碳二的液相进行脱碳三，得到富碳三的轻液相和贫碳三的重液相，将至少部分富碳三的轻液相回流作为深冷吸收剂的至少部分。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，进行脱酸性气体的炼厂干气满足：压力为1MPa至2.5MPa，温度为30℃至50℃。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述脱酸性气体的方法包括：将炼厂干气依次进行胺洗和碱洗；
和/或，所述脱酸性气体的条件使得，预处理气体中的CO2的浓度≤1体积ppm，H2S的浓度≤1体积ppm。
4.根据权利要求3所述的方法，其中，所述胺洗的条件包括：洗脱剂为有机胺溶液，有机胺溶液中有机胺的质量浓度为20-40wt％；
优选的，所述有机胺为甲基二乙醇胺。
5.根据权利要求3或4所述的方法，其中，所述碱洗的条件包括：洗脱剂为碱金属氢氧化物溶液，碱金属氢氧化物溶液中的碱金属氢氧化物的质量浓度1-20wt％。
6.根据权利要求1或3所述的方法，其中，所述脱氧气的条件使得：预处理气体中氧气的含量≤1体积ppm；
和/或，所述脱氧气的条件包括：温度为60℃至300℃、压力为1.2MPa至4.5MPa。
7.根据权利要求1或2所述的方法，其中，在进行气液分离之前，所述方法还包括：将预处理气体进行预冷却，使得预处理气体温度为5至30℃。
8.根据权利要求1所述的方法，其中，在进行深冷吸收之前，该方法还包括：将第一气相依次进行气相干燥和第一冷却，所述气相干燥使得第一气相中水的含量≤1体积ppm，所述第一冷却使得第一气相的温度降至-70℃至-110℃；将第一液相进行液相干燥，使得第一液相中水的含量≤1体积ppm。
9.根据权利要求1或8所述的方法，其中，所述深冷吸收在深冷吸收塔中进行；
优选的，将第一气相和第一液相，进行深冷吸收的方法包括：将第一气相送入深冷吸收塔的中上部，将第一液相送入深冷吸收塔的下部；
优选的，将深冷气相作为第一冷却的至少部分冷剂。
10.根据权利要求9所述的方法，其中，所述深冷吸收塔中不设置冷凝器，深冷吸收剂从顶部送入深冷吸收塔；
和/或，深冷吸收塔中的操作条件包括：单塔理论板数为30至70，操作压力为0.5MPa至4MPa，塔顶温度为-60℃至-110℃，塔釜温度为-30℃至50℃。
11.根据权利要求1所述的方法，其中，所述脱碳二气在脱碳二塔中进行；
优选的，脱碳二塔塔顶设置有部分冷凝器；
优选的，脱碳二塔中的操作条件包括：理论板数为40至80，操作压力为1.5MPa至3.5MPa，塔顶冷凝分液后气相温度为-40℃至10℃，塔釜温度为50℃至100℃。
12.根据权利要求1所述的方法，其中，所述脱碳三在脱碳三塔中进行；
优选的，脱碳三塔塔顶设置有全凝器；
优选的，脱碳三塔中的操作条件包括：理论板数为20至60，操作压力为0.5MPa至2MPa，塔顶冷凝后液相温度为30℃至60℃，塔釜温度为50℃至100℃。
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