一种炼厂混合干气回收系统及回收方法

摘要

本发明公开了一种炼厂混合干气回收系统及回收方法。所述系统包括：压缩机、换热器、吸收塔、再吸收塔、解吸塔、净化装置、粗分塔；压缩机连接换热器后连接吸收塔，吸收塔顶连接再吸收塔；吸收塔釜连接解吸塔，解吸塔顶连接净化装置后连接粗分塔，解吸塔釜连接吸收塔上部。本发明通过吸收剂来回收干气中的碳二组分，吸收塔顶气夹带少量吸收剂送往再吸收塔，吸收塔釜液送往解吸塔，解吸塔塔釜贫溶剂通过换热返回吸收塔，塔顶气相进入粗分塔，粗分塔塔顶采出富乙烯气，送往乙烯装置脱甲烷塔，粗分塔塔釜采出富乙烷气，送往乙烯装置裂解炉。本发明方法流程简单，回收率高，饱和烃和不饱和烃分别处理，对乙烯装置运行基本无影响。

权利要求

1.一种炼厂混合干气的回收方法，其特征在于，所采用的炼厂混合干气回收系统包括：

压缩机、换热器、吸收塔、再吸收塔、解吸塔、净化装置、粗分塔；

压缩机连接换热器后连接吸收塔，吸收塔顶连接再吸收塔；吸收塔釜连接解吸塔，解吸塔顶连净化装置后连接粗分塔，解吸塔釜连接吸收塔上部；所述炼厂混合干气由饱和干气和不饱和干气组成；所述吸收塔塔釜设置有再沸器；所述再沸器采用热油加热；

所述方法包括：

1)炼厂混合干气经压缩冷却后进入吸收塔；

2)吸收剂从吸收塔顶部进入，吸收炼厂干气中C2及以上组份；吸收塔的塔釜物流送至解吸塔，塔顶未被吸收的气体物流送往再吸收塔；再吸收剂从再吸收塔顶部进入，吸收被带出的吸收剂和未被吸收下来的碳二组分；

3)解吸塔塔顶气相物流送往净化装置，解吸塔釜得到的贫溶剂返回吸收塔顶部；

4)解吸塔塔顶气相物流净化后送往粗分塔；粗分塔塔顶得到富乙烯气，塔釜得到富乙烷气；

粗分塔的理论板数为20-80，操作压力为0.5-4.0MPa，回流比为1-30。

2.如权利要求1所述的炼厂混合干气回收方法，其特征在于：炼厂混合干气经压缩至3.0～4.5MPa，冷却至5～25℃后送入吸收塔。

3.如权利要求1所述的炼厂混合干气回收方法，其特征在于：所述吸收剂为含有正丁烷、异丁烷的碳四馏分，含有饱和碳三和碳四的饱和液化气，或者含有正戊烷、异戊烷的碳五馏分；

所述再吸收剂为汽油，或者重石脑油、芳烃抽余油。

4.如权利要求1-3中任意一项所述的炼厂混合干气回收方法，其特征在于：所述吸收塔的理论板数为25～60，操作压力为3.0～6.0MPa，塔顶温度为10℃～40℃；

再吸收塔的理论板数为10-50，操作压力为1.0-4.0MPa；

解吸塔的理论板数为20-60，操作压力为1.0-4.0MPa。

说明书

一种炼厂混合干气回收系统及回收方法

技术领域

[0001] 本发明涉及干气回收领域，更进一步说，是涉及一种炼厂干气回收系统及回收方法。

背景技术

[0002] 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。目前，我国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。

[0003] 一般催化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解吸气，轻烃干气，加氢干气，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。因此，饱和干气和不饱和干气回收后的提浓气组成和应用也大不相同。

[0004] 乙烷是非常理想的裂解原料，在蒸汽裂解过程中，相当大的部分转化成为乙烯。若将炼厂干气中的乙烷回收，送往乙烯生产装置，不仅充分利用了炼厂尾气资源，而且降低了裂解原料成本，体现了炼化一体化优势。

[0005] 目前从炼厂干气中回收乙烯的方法主要有深冷分离法、中冷油吸收法、络合分离法、变压吸附法等，各种方法各具特点。深冷分离法工艺成熟，乙烯回收率高，但投资大，用于稀乙烯回收能耗较高；络合分离法，乙烯回收率较高，但对原料中的杂质要求严格，预处理费用较高，需要特殊的络合吸收剂；变压吸附法操作简单，能耗较低，但产品纯度低，乙烯回收率低，占地面积大。

[0006] 中冷油吸收法主要是利用吸收剂对气体中各组分的溶解度不同来分离气体混合物，一般先利用吸收剂吸收C2及C2以上的重组分，分离出甲烷、氢气等不凝性气体，再用精馏法分离吸收剂中的各组分。该方法具有规模小、适应性强、投资费用低等特点。

[0007] CN 1640992提出了一种以装置自产稳定轻烃为吸收剂的冷冻油吸收方法，适用于从油田伴生气或天然气中回收液化气，且C3收率要求较高的回收工艺。采用这种冷冻油的吸收方法，能用较少的吸收剂，获得较高的轻烃回收率，且工艺简单，能耗较低，经济效益较好。但该方法只适用于从油田伴生气或天然气中回收液化气，并不能回收C2馏分，无法用于炼厂催化干气的回收。

[0008] US5502971公开了一种回收C2及更重烃类的低压低温工艺，适用于炼厂干气的回收。该工艺取消了传统的高压方案，改而采用低压技术，这样回收温度就可以保持在硝酸树脂生成的温度之上，避免了危险的潜在可能性，同时还可以保持较高的烯烃收率。该工艺采用了低压方案，温度低达-100℃，属于深冷分离工艺的一种，投资较大，能耗较高。

[0009] US 6308532提出了一种从炼厂干气中回收乙烯和丙烯的工艺，该工艺包括从吸收塔釜抽出C3,C4,C5,C6液体并将部分塔釜液相物料循环至塔顶，从而保持塔顶冷凝器的冷冻温度不低于-95℃，同时在吸收塔中富含丙烯或乙烯-丙烯区域抽出气相侧线。尽管该工艺将部分塔釜物料循环至塔顶以保持塔顶温度不致于过低，但塔顶温度仍低达-95℃，仍属于深冷分离工艺的一种，因此投资较大，能耗较高。

[0010] CN 101063048A公开了一种采用中冷油吸收法分离炼厂催化干气的方法，该工艺由压缩、脱除酸性气体、干燥及净化、吸收、解吸、冷量回收和粗分等步骤组成，具有吸收剂成本低廉，损失低等优点。然而，该方法吸收温度低，能耗高，吸收剂循环量大，设备尺寸大，流程比较复杂，产品纯度不高。此外，该工艺回收所得产品为气相碳二馏分和乙烷，只能采用管道输送，导致该方案的适用性受到较大限制。

[0011] CN101812322A公开了吸收温度为5～15℃，并采用膨胀机和冷箱回收冷量的吸收分离炼厂催化干气方法。虽然该方法提高了烯烃和烷烃的回收率，但是流程相对复杂，投资相对较大，能耗相对较高。

[0012] CN101759516A公开了一种油吸收法分离炼厂催化干气的方法，该工艺由压缩，吸收，解吸，再吸收等步骤组成，采用碳五烃作为吸收剂，回收催化干气中的碳二碳三馏分。然而，该方法只用于回收催化干气，乙烯回收率低。此外，碳二提浓气送往乙烯装置碱洗塔，因而一定需要处理并控制提浓气中杂质含量，另外，碳二提浓气送往碱洗塔对乙烯装置的运行影响较大，适用性受到影响。专利CN101759518A采用的工艺与CN101759516A相同，虽然采用碳四烃为吸收剂，但是乙烯回收率仍然不高，且提浓气对乙烯装置影响大，适用性受限。

[0013] 综上所述，现有的炼厂干气回收利用主要针对催化干气，而且仅关注回收干气中的乙烯，因此如何对饱和干气和不饱和干气集中回收和利用需要进一步研究，此外，现有工艺存在投资大、能耗高、回收率低、工艺适用性受限等问题。

发明内容

[0014] 为解决如何对饱和干气和不饱和干气集中回收和利用，以及现有工艺存在投资大、能耗高、回收率低、工艺适用性受限等问题，本发明提供了一种炼厂混合干气回收系统及回收方法。本发明工艺主要包括吸收塔、解吸塔、再吸收塔、粗分塔。通过吸收剂来回收干气中的碳二组分，保持吸收温度在5～25℃，吸收塔顶气夹带少量吸收剂送往再吸收塔，吸收塔釜液送往解吸塔，解吸塔塔釜贫溶剂通过换热返回吸收塔，塔顶气相经净化后进入粗分塔，粗分塔塔顶采出富乙烯气，送往乙烯装置脱甲烷塔，粗分塔塔釜采出富乙烷气，送往乙烯装置裂解炉。本发明方法流程简单，回收率高，饱和烃和不饱和烃分别处理，对乙烯装置运行基本无影响。

[0015] 本发明的目的之一是提供一种炼厂混合干气回收系统。

[0016] 包括：

[0017] 压缩机、换热器、吸收塔、再吸收塔、解吸塔、净化装置、粗分塔；

[0018] 压缩机连接换热器后连接吸收塔，吸收塔顶连接再吸收塔；吸收塔釜连接解吸塔，解吸塔顶连接净化装置后连接粗分塔，解吸塔釜连接吸收塔上部。

[0019] 吸收塔塔釜设置再沸器。

[0020] 本发明的目的之二是提供一种炼厂混合干气回收方法。

[0021] 包括：

[0022] 1)炼厂混合干气经压缩冷却后进入吸收塔；

[0023] 2)吸收剂从吸收塔顶部进入，吸收炼厂干气中C2及以上组分；吸收塔的塔釜物流送至解吸塔，塔顶未被吸收的气体物流送往再吸收塔；再吸收剂从再吸收塔顶部进入，吸收被带出的吸收剂和未被吸收下来的碳二组分；

[0024] 3)解吸塔塔顶气相物流送往净化装置，解吸塔釜得到的贫溶剂返回吸收塔顶部；

[0025] 4)解吸塔塔顶气相物流净化后送往粗分塔；粗分塔塔顶得到富乙烯气，塔釜得到富乙烷气。

[0026] 本发明具体包括以下步骤：

[0027] 1)炼厂各种饱和干气和不饱和干气先汇合在一起，经压缩压力提高到3.0～4.5MPa；冷却至5～25℃进入吸收塔；

[0028] 2)吸收剂从吸收塔顶部进入，吸收炼厂干气中C2馏分及更重组份；吸收塔的塔釜物流送至解吸塔，塔顶未被吸收的气体物流送往再吸收塔；

[0029] 3)解吸塔塔顶气相物流送往净化装置，塔釜得到的贫溶剂经过冷却降温后，返回吸收塔顶部；

[0030] 4)解吸塔塔顶气相物流进行脱水、脱酸性气体，如果需要，还要进行脱氧、脱砷、脱汞处理；经过净化的气相物流送往粗分塔；

[0031] 5)粗分塔塔顶得到富乙烯气，塔釜为富乙烷气，作为两种产品分别送往乙烯装置不同位置。

[0032] 具体的技术方案如下：

[0033] (1)压缩：将来自炼厂的干气压力提高到3.0～4.5MPa；

[0034] (3)冷却：将所述的步骤1)得到的压缩后的干气冷却至5～25℃；

[0035] (4)吸收：吸收剂从吸收塔顶部进入，吸收炼厂干气中碳二及以上组分；吸收塔的塔釜物流送至解吸塔处理；塔顶未被吸收的气体物流送往再吸收塔；

[0036] (5)解吸：来自吸收塔的塔釜物流进入解吸塔，塔釜得到的贫溶剂经过冷却降温后，返回吸收塔顶部作为吸收剂循环使用，塔顶得到气相送往净化装置。

[0037] (6)净化：解吸塔塔顶气相物流进入净化装置进行脱水、脱酸性气体，如果需要，还要进行脱氧、脱砷、脱汞处理；

[0038] (7)粗分：净化后的物流进入粗分塔，塔顶得到富乙烯气，送往乙烯装置脱甲烷塔，塔釜得到富乙烷气，送往乙烯装置的裂解炉。

[0039] 在压缩步骤中，炼厂混合干气一般需要逐级提高压力，优选压力提高到3.0～4.5MPa，对压缩的段数没有特别的限定，优选采用二段或者三段压缩；

[0040] 在冷却步骤中，优选将炼厂干气冷却至5～25℃。制冷剂可选5℃左右的冷水，由溴化锂吸收式制冷机提供，或者采用氨制冷等其他冷剂。优选溴化锂吸收式制冷机提供冷剂。

[0041] 在吸收步骤中，所述吸收剂可以为含有正丁烷、异丁烷的碳四馏分，含有饱和碳三和碳四的饱和液化气，或者含有正戊烷、异戊烷的碳五馏分。优选正丁烷作为吸收剂。

[0042] 在本发明的方法中，对吸收剂用量没有特别的要求，本领域技术人员可以根据现有技术的常识确定。

[0043] 所述吸收塔优选理论板数为25～60，操作压力为3.0～6.0MPa，塔顶温度为10℃～40℃。

[0044] 所述吸收塔塔顶的气相物流送往再吸收塔。再吸收剂从塔顶进入，吸收被带出的吸收剂和未被吸收下来的碳二组分，再吸收塔塔顶气相直接排往燃料气管网，塔釜液相采出后返回炼厂吸收稳定装置或其它装置，或直接去乙烯装置作裂解原料；所述再吸收剂为汽油，或者重石脑油、芳烃抽余油等，优选炼厂的稳定汽油组分。

[0045] 优选所述再吸收塔的理论板数为10-50，操作压力为1.0-4.0MPa。

[0046] 在解吸步骤中，由于来自吸收塔的塔釜物流的压力与解吸塔存在压差，因此依靠压差即可进入解吸塔。解吸塔塔釜得到的解吸后的吸收剂经逐级冷却后返回吸收塔循环利用。少量吸收剂会随吸收塔顶气相进入再吸收塔，因此，优选在解吸塔釜引入一股吸收剂作为补充，以保证系统中吸收塔吸收剂用量。解吸塔塔顶采出气相经净化后进入粗分塔。

[0047] 优选所述解吸塔的理论板数为20-60，操作压力为1.0-4.0MPa。

[0048] 在净化步骤中，需要对物流进行脱水、脱酸性气体处理，如果需要，还要进行脱氧、脱砷，脱汞处理。以上所述的净化可采用现有技术中通常的净化方法。

[0049] 对脱水过程无具体要求，本领域技术人员可以根据厂家具体情况确定。脱酸性气体可以采用胺洗，也可以采用碱洗脱除酸性气体，优选碱洗法脱酸性气体。

[0050] 脱氧优选北京化工研究院BC-TOS-15脱氧催化剂。对脱砷和脱汞步骤无具体要求，本领域技术人员可以根据厂家具体情况确定。

[0051] 净化后的物流需用丙烯冷剂或其他冷剂将该物流冷却至-30℃左右，然后送往粗分塔；

[0052] 在粗分步骤中，主要通过精馏的方式将乙烯和乙烷分开，塔顶采出富乙烯气，送往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。

[0053] 优选所述粗分塔的理论板数为20-80，操作压力为0.5-4.0Mpa，回流比为1-30。

[0054] 富乙烯气中主要含有20-80wt％的乙烯、5-40wt％的乙烷，各组分的含量之和不超过100％。

[0055] 富乙烷气中主要含有50-90wt％的乙烷，5-30wt％的丙烷，各组分的含量之和不超过100％。

[0056] 本发明中，吸收塔塔釜设置再沸器，以保证吸收塔釜甲烷、氢气等轻组分降到设定要求以下。其中吸收塔塔釜再沸器和解吸塔塔釜再沸器加热介质可以采用低压蒸汽，也可以采用热油，优选热油加热，既能充分利用炼厂富裕热量，也能降低工艺能耗。

[0057] 本发明的炼厂混合干气利用方法具有以下特点：

[0058] 1)本发明的方法中，通过粗分产品有两种，分别为富乙烷气和富乙烯气，根据各自特点分别送往乙烯装置不同设备，不仅将各自优势充分发挥，而且避免了对乙烯装置的不利影响。

[0059] 2)本发明的方法对炼厂干气无任何要求，饱和干气和不饱和干气可以一起处理，工艺的适用性强。

[0060] 3)本发明采用炼厂低品位的热油加热，能耗大大降低。

[0061] 4)吸收剂选择性较大，并且各个吸收剂吸收效果均较理想，可以根据不同厂家情况，选择最适宜的吸收剂。

附图说明

[0062] 图1是本发明的炼厂混合干气回收系统示意图。

[0063] 附图标记说明：

[0064] 1压缩机；2换热器；3吸收塔；4解吸塔；5再吸收塔；6净化装置；7粗分塔；8补充吸收剂；9采出重组分；10富乙烯气；11富乙烷气；12再吸收剂；13燃料气；14富再吸收剂；

具体实施方式

[0065] 下面结合实施例，进一步说明本发明。

[0066] 实施例：

[0067] 如图1所示，一种炼厂混合干气回收系统，包括：压缩机、换热器、吸收塔、再吸收塔、解吸塔、净化装置、粗分塔；压缩机连接换热器后连接吸收塔，吸收塔顶连接再吸收塔；吸收塔釜连接解吸塔，解吸塔顶连接净化装置后连接粗分塔，解吸塔釜连接吸收塔上部。吸收塔塔釜设置再沸器。

[0068] 干气组成如表1所示，

[0069] 表1

[0070]  PSA解吸气 轻烃干气 FCC干气
T[C] 38 40 40
P[MPa(g)] 0.45 0.75 0.55
Mass Flow[kg/h] 7900 7240 12340
  mol％ mol％ mol％
氢气 55.74 57.34 14.44
氮气 2.44 4.08 12.41
氧气 0.71 0.11 0.50
一氧化碳 0.01 0.01 2.95
二氧化碳 0.01 0.08 0.48
甲烷 12.40 12.42 34.97
乙烷 13.51 23.67 15.14
乙烯 0.01 0.09 14.73
丙烷 9.43 0.07 1.36
丙烯 0.04 0.01 2.42
异丁烷 2.45 0.01 0.36
正丁烷 1.67 1.35 0.05
反-2-丁烯 0.01 0.01 0.00
1-丁烯 0.01 0.00 0.03
异丁烯 0.04 0.00 0.00
顺-2-丁烯 0.01 0.02 0.01
异戊烷 0.84 0.03 0.02
正戊烷 0.42 0.14 0.04
正己烷 0.26 0.56 0.10
水 0.00 0.00 0.00

[0071] 炼厂干气包括PSA解吸气，轻烃干气和FCC干气，其中PSA解吸气和轻烃干气作为饱和干气处理，FCC干气作为不饱和干气处理，干气组成见表1，干气来料为27860kg/h，选择碳四馏分作为吸收剂，回收炼厂干气中的碳二和碳三组分。

[0072] 包括以下步骤：

[0073] (1)压缩：炼厂混合干气被送往压缩系统，经过三段压缩，压力升高至4.0MPag，冷却至15℃进入吸收塔；

[0074] (2)吸收：吸收塔的理论板数为34，操作压力为3.79MPag，塔顶温度15℃。所用吸收溶剂为碳四馏分，溶剂从吸收塔塔顶进入塔内，干气从第18块塔板进入。干气中的碳二及其重组分被溶剂吸收下来，从塔釜采出，塔顶为甲烷、氢气等轻组分，并夹带有少量吸收剂。

[0075] (3)解吸：解吸塔的理论板数为41，操作压力为2.26MPag，塔顶温度15℃，回流比取0.95。解吸后的塔顶气相经净化后，送往后续粗分塔；贫溶剂经逐级换热后冷却至13℃返回吸收塔循环使用。

[0076] (4)再吸收：再吸收塔的理论板数为20，操作压力为3.4MPag。再吸收剂选择稳定汽油，再吸收剂从塔顶进入塔内，通过吸收的方式回收夹带的吸收剂和未被吸收的碳二组分。再吸收塔塔顶气相送往燃料气管网，塔釜液相作为富汽油采出。

[0077] (5)净化：来自解吸塔顶的气相先经脱氧反应器脱除氧气、再经碱洗塔脱除酸性气体、分子筛干燥脱水后，净化后的气体送往粗分塔。

[0078] (6)粗分：粗分塔的理论板数为50，操作压力为1.8Mpag，回流比为7。粗分后的塔顶气为富乙烯产品，塔釜为富乙烷产品。

[0079] 所得到的富乙烯产品为3208kg/h，组成见表2。

[0080] 表2

[0081]组成 mol％
氢气 0.10
甲烷 20.61
乙烷 27.95
乙烯 51.35

[0082] 所得到的富乙烷产品为10599kg/h，组成见表3。

[0083] 表3

[0084]组成 mol％
乙烷 77.78
乙烯 1.00
丙烷 13.88
丙烯 3.70
异丁烷 2.66
正丁烷 0.35
反丁烯2 0.22
丁烯1 0.33
异丁烯 0.01
顺丁烯2 0.06

[0085] 在本实施例中，碳二回收率为93％。