CN117776842A - 回收乙烯和乙烷的方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及领域，公开了一种回收乙烯和乙烷的方法。该方法包括：(1)将炼厂干气依次进行碱洗和脱氧处理，得到预处理气，并将预处理气进行气液分离，得到第一气相和第一液相；(2)将第一气相依次进行吸收前干燥和吸收前冷却，得到吸收前气相；将第一液相，进行吸收前干燥，得到吸收前液相；(3)将吸收前气相和吸收前液相送入深冷吸收塔，进行深冷吸收，得到深冷塔顶气相和深冷塔釜液相。该方法能够将炼厂干气的组分进行分离回收，同时具有较高的回收率和较低的能耗。
Description
技术领域
本发明涉及气体处理领域，具体涉及一种回收乙烯和乙烷的方法。
背景技术
炼厂干气主要来源于原油的二次加工，如催化裂化、热裂化、延迟焦化、加氢裂化等。但目前，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。
炼厂干气一般分为饱和干气和不饱和干气。饱和干气中乙烷、丙烷含量较高，而乙烯、丙烯含量非常低。不饱和干气中含有更多的乙烯。炼厂干气中的乙烯和乙烷中，乙烷是理想的裂解原料，乙烯也是重要的有机化工基本原料。如果能将炼厂干气中的组分进行分离，以回收某些目标气体，特别是乙烯和乙烷，能够使得炼厂干气发挥可观的经济效益。但目前的分离工艺中，还存在着能耗高，回收率低等问题。
发明内容
本发明的目的是为了克服现有技术的存在上述的问题，提供一种回收乙烯和乙烷的方法，该方法能够将炼厂干气的组分进行分离回收，得到乙烯和乙烷，同时具有较高的回收率和较低的能耗。
为了实现上述目的，本发明一方面提供一种回收乙烯和乙烷的方法，该方法包括：
(1)将炼厂干气依次进行碱洗和脱氧处理，得到预处理气，并将预处理气进行气液分离，得到第一气相和第一液相；
(2)将第一气相依次进行吸收前干燥和吸收前冷却，得到吸收前气相；将第一液相，进行吸收前干燥，得到吸收前液相；
(3)将吸收前气相和吸收前液相送入深冷吸收塔，进行深冷吸收，得到深冷塔顶气相和深冷塔釜液相。
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，得到乙烯和乙烷，回收率较高，能耗较低。
附图说明
图1是本发明一种优选实施方式提供的回收乙烯和乙烷的工艺流程图。
附图标记说明
1-压缩机；2-胺洗塔；3-无机碱洗塔；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-炼厂干气；12-深冷吸收剂；13-深冷塔釜液相；14-深冷塔顶气相。
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乙烯和乙烷的方法，该方法包括：
(1)将炼厂干气依次进行碱洗和脱氧处理，得到预处理气，并将预处理气进行气液分离，得到第一气相和第一液相；
(2)将第一气相依次进行吸收前干燥和吸收前冷却，得到吸收前气相；将第一液相，进行吸收前干燥，得到吸收前液相；
(3)将吸收前气相和吸收前液相送入深冷吸收塔，进行深冷吸收，得到深冷塔顶气相和深冷塔釜液相。
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，烯烃含量略低；不饱和炼厂干气中，还含有C1-C4的烷烃和C2-C4的烯烃。为了回收炼厂干气中的烃类气体，因此需要进行碱洗脱除酸性气体，还需要脱除氧气。采用本发明的方案，深冷吸收塔中较低的温度，能够使得甲烷、氢和其他组分尽充分分离，碳二组分(乙烯和乙烷)绝大部分进入深冷塔釜液相中，碳二组分回收率较高，下流产业可根据需求进行进一步的分离。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，进行碱洗的炼厂干气满足：压力为0.8MPa至3.2MPa，温度为20℃至50℃。可以在碱洗之前，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。
根据本发明，优选的，碱洗的方法包括：将炼厂干气依次进行有机胺洗和无机碱洗。
根据本发明，优选的，所述有机胺洗的条件包括：洗脱剂为有机胺溶液，有机胺溶液中有机胺的质量浓度为15-25wt％。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，无机碱洗的条件包括：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5-10wt％。
根据本发明，优选的，所述碱金属氢氧化物为氢氧化钠。无机碱洗可以在无机碱洗塔中进行。
能够理解的是，可以根据深冷吸收所需的压力，在脱氧之前，对气体进行升压。
根据本发明，优选的，所述脱氧处理的条件包括：温度为50-380℃(例如，可以为50℃、60℃、80℃、100℃、130℃、150℃、170℃、200℃、220℃、250℃、270℃、300℃、320℃、340℃、360℃、380℃以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)，压力为1-6.5MPa(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、5MPa、6MPa、6.5MPa以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)。可以通过加热器将气体的温度加热至上述范围。
根据本发明，优选的，进行气液分离的物料温度为5至38℃(例如，可以为5℃、7℃、10℃、12℃、15℃、17℃、20℃、23℃、25℃、28℃、30℃、32℃、34℃、36℃、38℃以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)。可以在进行气液分离之前，将预处理气在冷却器中进行预冷却。
根据本发明，优选的，将第一气相进行吸收前冷却至温度为-70℃至-110℃。第一气相的吸收前冷却可以在冷箱中进行。
根据本发明，优选的，进行吸收前干燥的条件使得，干燥后物料中水的含量≤1.5体积ppm。上述吸收前干燥指的是第一气相的吸收前干燥，和第一液相的吸收前干燥。
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。
能够理解的是，需要尽量除去物料中的水，以避免在深冷吸收塔中结冰。
根据本发明，优选的，进行深冷吸收的方法包括：在深冷吸收剂存在下进行；将吸收前气相送入深冷吸收塔的中上部，将吸收前液相送入深冷吸收塔的下部。根据本发明，优选的，将深冷塔顶气相作为第一气相进行吸收前冷却的至少部分冷剂。如此还可以减少冷箱中额外引入的冷剂，并将深冷塔顶气相中的冷量进行充分的回收。深冷吸收剂可以是以碳三至碳五为主要组分的轻烃，选择性大，容易获得，成本低廉。
根据本发明，优选的，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。深冷吸收剂的存在，可以使得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进一步充分吸收下来，减少了冷量的消耗。其中，相对于单位时间内引入深冷吸收塔的吸收前气相和吸收前液相的总质量，深冷吸收剂的在相同单位时间内的质量用量可以维持在上述总质量的0.03-0.4倍。深冷吸收塔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。从外界引入的深冷吸收剂，可在第一气相进行吸收前冷却的冷箱中冷却到-60℃至-120℃后引入深冷吸收塔中。
根据本发明，优选的，深冷吸收塔中的操作条件包括：理论板数优选为30至80(例如，可以为30、35、40、45、50、55、60、65、70、75、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0.5至5.5MPa(例如，可以为0.5MPa、1MPa、1.5MPa、2MPa、2.5MPa、3MPa、3.5MPa、4MPa、4.5MPa、5MPa、5.5MPa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60℃(例如，可以为-30℃、-20℃、-10℃、0℃、10℃、20℃、30℃、40℃、50℃、55℃、60℃以及以上任意两个数值形成的范围及范围内的值)。在深冷吸收塔中，较低的温度配合上深冷吸收剂，气体中各成分相对挥发度有不同而甲烷和氢气以气相的形式，向塔顶移动，其他烃类被冷凝或被吸收剂吸收，向塔釜移动。
以下将通过实施例对本发明进行详细描述。实施例1-3中的回收乙烯和乙烷的方法，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为无机碱洗塔；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为炼厂干气；12为深冷吸收剂；13为深冷塔釜液相；14为深冷塔顶气相。
按照物料走向，胺洗塔2、无机碱洗塔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之前和无机碱洗塔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，无机碱洗塔3之后的压缩机出口还有一个加热器，图中未示出)，可以根据情况选择是否开启该压缩机1以达到目标压力。气液分离罐6分别和液相干燥器7、气相干燥器8连接，以使得气液分离罐6分离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。并且，管道的设置还使得，从外界引入的深冷吸收剂12先经过冷箱9再引入到深冷吸收塔中。
实施例1
本实施例所用的饱和炼厂干气11的组成和引入装置的质量流量，引入的深冷吸收剂12的组成和引入装置的质量流量如表1所示。
表1
分离油吸收法回收炼厂干气的具体方法为：
(1)将炼厂干气11(压力0.5MPa)，引入至压缩机1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18质量％)进行有机胺洗。将有机胺洗后的物料送入无机碱洗塔3(洗脱剂为氢氧化钠的水溶液，浓度为10质量％)，进行无机碱洗。
将无机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进行脱氧气，并得到预处理气。
(2)将预处理气，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，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≤1.5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≤1.5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52，操作压力3.1MPa，深冷吸收剂12经冷箱9冷却至-100℃后送入塔顶，塔顶温度-84℃，塔釜温度44℃。深冷塔顶气相14经过冷箱回收冷量后送出装置。在深冷塔塔釜，得到深冷塔釜液相13。
出装置的深冷塔顶气相14和深冷塔釜液相13的出料流速和组成见表2。
表2
| 深冷塔釜液相13 | 深冷塔顶气相14 | |
| 质量流量(kg/hr) | 91409 | 48126 |
| 摩尔组成(％) | ||
| 氢气 | 0 | 55.93 |
| 氮气 | 0 | 6.13 |
| 氧气 | 0 | 0 |
| 一氧化碳 | 0 | 0.43 |
| 二氧化碳 | 0 | 0 |
| 甲烷 | 0 | 36.89 |
| 乙烷 | 57.50 | 0.24 |
| 丙烷 | 25.25 | 0.35 |
| 异丁烷 | 8.71 | 0.02 |
| 正丁烷 | 4.31 | 0.01 |
| 戊烷 | 3.14 | 0 |
| 己烷 | 1.09 | 0 |
| 水 | 0 | 0 |
深冷塔釜液相13中，碳二回收率大于99.0％。能耗为61kg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11的组成和引入装置的质量流量，引入的深冷吸收剂12的组成和引入装置的质量流量如表3所示。
表3
分离油吸收法回收炼厂干气的具体方法为：
(1)将炼厂干气B(压力0.6MPa)，引入至压缩机1将压力提高至2.2MPa，并经压缩机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22质量％)进行有机胺洗。将有机胺洗后的物料送入无机碱洗塔3(洗脱剂为氢氧化钠的水溶液，浓度为8.5质量％)，进行无机碱洗。
将无机碱洗后的物料经加热器加热到130℃后，引入脱氧反应器4进行脱氧气，并得到预处理气。
(2)将预处理气，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，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≤1.5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≤1.5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54，操作压力1.4MPa，深冷吸收剂12经冷箱9冷却至-115℃后送入塔顶，塔顶温度-72℃，塔釜温度24℃。深冷塔顶气相14经过冷箱回收冷量后送出装置。在深冷塔塔釜，得到深冷塔釜液相13。
出装置的深冷塔顶气相14和深冷塔釜液相13的出料流速和组成见表4。
表4
| 深冷塔釜液相13 | 深冷塔顶气相14 | |
| 质量流量(kg/hr) | 117930 | 50194 |
| 摩尔组成(％) | ||
| 氢气 | 0 | 51.64 |
| 氮气 | 0 | 7.85 |
| 氧气 | 0 | 0 |
| 一氧化碳 | 0 | 0.44 |
| 二氧化碳 | 0 | 0 |
| 甲烷 | 0 | 37.84 |
| 乙烯 | 24.16 | 0.42 |
| 乙烷 | 22.51 | 0.04 |
| 丙烯 | 14.64 | 0.76 |
| 丙烷 | 27.68 | 1.01 |
| 异丁烷 | 5.36 | 0 |
| 正丁烷 | 2.57 | 0 |
| 戊烷 | 2.28 | 0 |
| 己烷 | 0.80 | 0 |
| 水 | 0 | 0 |
深冷塔釜液相13中，碳二回收率大于98.5％。能耗为64kg标油/t原料。
实施例3
本实施例所用的饱和炼厂干气11的组成和引入装置的质量流量，引入的深冷吸收剂12的组成和引入装置的质量流量如表5所示。
表5
| 炼厂干气11 | 深冷吸收剂12 | |
| 质量流量(kg/hr) | 100000 | 50000 |
| 摩尔组成(％) | ||
| 氢气 | 35.66 | 0 |
| 氮气 | 5.16 | 0 |
| 氧气 | 0.87 | 0 |
| 一氧化碳 | 0.29 | 0 |
| 二氧化碳 | 2.54 | 0 |
| 甲烷 | 24.87 | 0 |
| 乙烯 | 10.21 | 0 |
| 乙烷 | 9.24 | 0.27 |
| 丙烯 | 2.15 | 4.99 |
| 丙烷 | 4.06 | 3.99 |
| 异丁烷 | 2.13 | 59.84 |
| 正丁烷 | 1.05 | 30.91 |
| 戊烷 | 0.94 | 0 |
| 己烷 | 0.33 | 0 |
| 水 | 0.50 | 0 |
分离油吸收法回收炼厂干气的具体方法为：
(1)将炼厂干气11(压力0.7MPa)，引入至压缩机1将压力提高至1.2MPa，并经压缩机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25质量％)进行有机胺洗。将有机胺洗后的物料送入无机碱洗塔3(洗脱剂为氢氧化钠的水溶液，浓度为7.5质量％)，进行无机碱洗。
将无机碱洗后的物料经加热器加热到140℃后，引入脱氧反应器4进行脱氧气，并得到预处理气。
(2)将预处理气，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，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≤1.5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≤1.5体积ppm。气相干燥后，送入冷箱9，第一冷却至-95℃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57，操作压力0.6MPa，深冷吸收剂12经冷箱9冷却至-70℃后送入塔顶，塔顶温度-82℃，塔釜温度-25℃。深冷塔顶气相14经过冷箱回收冷量后送出装置。在深冷塔塔釜，得到深冷塔釜液相13。
出装置的深冷塔顶气相14和深冷塔釜液相13的出料流速和组成见表6。
表6
| 深冷塔釜液相13 | 深冷塔顶气相14 | |
| 质量流量(kg/hr) | 105926 | 35891 |
| 摩尔组成(％) | ||
| 氢气 | 0 | 51.54 |
| 氮气 | 0 | 7.84 |
| 氧气 | 0 | 0 |
| 一氧化碳 | 0 | 0.43 |
| 二氧化碳 | 0 | 0 |
| 甲烷 | 0 | 37.77 |
| 乙烯 | 20.36 | 1.53 |
| 乙烷 | 20.43 | 0.09 |
| 丙烯 | 6.31 | 0.19 |
| 丙烷 | 10.29 | 0.12 |
| 异丁烷 | 26.23 | 0.39 |
| 正丁烷 | 13.59 | 0.10 |
| 戊烷 | 2.07 | 0 |
| 己烷 | 0.72 | 0 |
| 水 | 0 | 0 |
深冷塔釜液相13中，碳二回收率大于94.8％。能耗为88kg标油/t原料。
对比例1
按照实施例1的炼厂干气和方法进行分离，不同的是，不向深冷吸收塔中引入深冷吸收剂12。
出装置的深冷塔顶气相14和深冷塔釜液相13的出料流速和组成见表7。
表7
| 深冷塔釜液相13 | 深冷塔顶气相14 | |
| 质量流量(kg/hr) | 80070 | 51465 |
| 摩尔组成(％) | ||
| 氢气 | 0 | 54.67 |
| 氮气 | 0 | 5.99 |
| 氧气 | 0 | 0 |
| 一氧化碳 | 0 | 0.42 |
| 二氧化碳 | 0 | 0 |
| 甲烷 | 0 | 36.06 |
| 乙烷 | 58.61 | 2.85 |
| 丙烷 | 24.41 | 0.01 |
| 异丁烷 | 8.14 | 0 |
| 正丁烷 | 4.02 | 0 |
| 戊烷 | 3.57 | 0 |
| 己烷 | 1.25 | 0 |
| 水 | 0 | 0 |
深冷塔釜液相13中，碳二回收率约为88.0％。
从以上可以看出，采用本发明的技术方案，碳二回收率均较高，能耗一般都在100kg标油/t原料以下，能耗较低。对比例1的技术方案，没有采用深冷吸收剂，回收率明显降低。
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 (11)
1.一种回收乙烯和乙烷的方法，其特征在于，该方法包括：
(1)将炼厂干气依次进行碱洗和脱氧处理，得到预处理气，并将预处理气进行气液分离，得到第一气相和第一液相；
(2)将第一气相依次进行吸收前干燥和吸收前冷却，得到吸收前气相；将第一液相，进行吸收前干燥，得到吸收前液相；
(3)将吸收前气相和吸收前液相送入深冷吸收塔，进行深冷吸收，得到深冷塔顶气相和深冷塔釜液相。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，进行碱洗的炼厂干气满足：压力为0.8MPa至3.2MPa，温度为20℃至50℃。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其中，碱洗的方法包括：将炼厂干气依次进行有机胺洗和无机碱洗；
优选的，所述有机胺洗的条件包括：洗脱剂为有机胺溶液，有机胺溶液中有机胺的质量浓度为15-25wt％；
优选的，所述有机胺为甲基二乙醇胺。
4.根据权利要求3所述的方法，其中，无机碱洗的条件包括：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5-10wt％；
优选的，所述碱金属氢氧化物为氢氧化钠。
5.根据权利要求1或4所述的方法，其中，所述脱氧处理的条件包括：温度为50-380℃，压力为1-6.5MPa。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，进行气液分离的物料温度为5至38℃。
7.根据权利要求1或6所述的方法，其中，将第一气相进行吸收前冷却，至温度为-70℃至-110℃。
8.根据权利要求7所述的方法，其中，进行吸收前干燥的条件使得，干燥后物料中水的含量≤1.5体积ppm。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，进行深冷吸收的方法包括：在深冷吸收剂存在下进行；将吸收前气相送入深冷吸收塔的中上部，将吸收前液相送入深冷吸收塔的下部；
优选的，将深冷塔顶气相作为第一气相进行吸收前冷却的至少部分冷剂。
10.根据权利要求1或8所述的方法，其中，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。
11.根据权利要求1所述的方法，其中，深冷吸收塔中的操作条件包括：理论板数优选为30至80，操作压力为0.5至5.5MPa，塔顶温度为-60℃至-110℃，塔釜温度为-30℃至60℃。
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