一种前加氢除杂净化回收催化干气的系统及方法

摘要

本发明公开了一种前加氢除杂净化回收催化干气的系统及方法。系统包括:压缩机、反应器、冷却器、吸收塔和解吸塔；所述压缩机为两段或多段，压缩机段间设置反应器；最后一段压缩机依次连接冷却器和吸收塔；吸收塔底部连接解吸塔，解吸塔连接吸收塔上部。方法包括:在催化干气升压的段间，对催化干气进行脱氧净化处理，然后进行吸收和解吸得到提浓后的碳二馏分。本发明设备少，能耗低，流程简单，回收率高。

权利要求

1.一种前加氢除杂净化回收催化干气的系统，包括:压缩机、反应器、冷却器、吸收塔和解吸塔；其特征在于：所述压缩机为两段或多段，压缩机段间设置反应器；

所述反应器对催化干气进行脱氧净化处理，利用干气自身包含的氢气和H2S，在反应器中将氧气和NOx分别催化还原成H2O和NH3或N2；

最后一段压缩机依次连接冷却器和吸收塔；吸收塔底部连接解吸塔，解吸塔连接吸收塔上部。

2.如权利要求1所述的前加氢除杂净化回收催化干气的系统，其特征在于：吸收塔塔釜设置再沸器。

3.如权利要求2所述的前加氢除杂净化回收催化干气的系统，其特征在于：解吸塔之后设置脱除酸性气装置。

4.一种采用如权利要求1～3之一所述系统的前加氢除杂净化回收催化干气的方法，其特征在于所述方法包括:在催化干气升压的段间，对催化干气进行脱氧净化处理，利用干气自身包含的氢气和H2S，在反应器中将氧气和NOx分别催化还原成H2O和NH3或N2；然后进行吸收和解吸得到提浓后的碳二馏分。

5.如权利要求4所述的前加氢除杂净化回收催化干气的方法，其特征在于所述方法包括：

1)干气升压：来自炼厂的催化干气经压缩机将压力逐步提高到3.0～4.5MPa；

2)前加氢净化：在催化干气升压的段间，对催化干气进行脱氧净化处理，利用干气自身包含的氢气和H2S，在反应器中将氧气和NOx分别催化还原成H2O和NH3或N2；

3)吸收提浓：升压净化后的催化干气冷却至5～25℃进入吸收塔，用吸收剂吸收催化干气中C2馏分及更重组份；吸收塔的塔釜物流进入解吸塔，通过解吸得到提浓后的碳二馏分。

6.如权利要求5所述的前加氢除杂净化回收催化干气的方法，其特征在于：步骤(3)中，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。

7.如权利要求5所述的前加氢除杂净化回收催化干气的方法，其特征在于：解吸塔塔顶得到的碳二提浓气进入脱除酸性气装置中进一步脱除酸性气。

8.如权利要求4～7之一所述的前加氢除杂净化回收催化干气的方法，其特征在于：吸收塔理论板数为25～60，操作压力为3.0～6.0MPa，塔顶温度为10℃～40℃；

解吸塔的理论板数为20-60，操作压力为1.0-4.0MPa。

说明书

一种前加氢除杂净化回收催化干气的系统及方法

技术领域

[0001] 本发明涉及干气回收领域，进一步地说，是涉及一种前加氢除杂净化回收催化干气的系统及方法。

背景技术

[0002] 炼厂催化干气来源于催化裂化过程。通常催化干气中的乙烯含量约为12～20mol％，乙烷含量约为15～24mol％，还含有丙烯、丙烷、丁烷等烯、烷烃。目前炼厂催化干气主要作为燃料烧掉，利用价值较低。

[0003] 如果将催化干气中的烯烃、烷烃回收，送往乙烯生产装置作为生产乙烯的原料，则可节省大量的裂解原料油，使乙烯生产成本大幅度下降，从而使企业获得较好的经济效益。

[0004] 催化干气中的杂质主要有O2，NOx，CO2，H2S等，这些杂质对后续工艺操作和设备运行影响非常大，有些杂质的处理设备和技术比较复杂，因此催化干气的净化过程和方法很重要。

[0005] 目前从催化干气中回收乙烯的方法主要有深冷分离法、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；油吸收法工艺简单，操作方便，适应性强，应用前景广。

[0006] 油吸收法回收催化干气工艺主要有中冷油吸收法和浅冷油吸收法。CN101063048A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、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。

[0007] CN101812322A提出了一种浅冷油吸收法回收催化干气工艺，主要步骤有压缩、冷却、吸收、解吸、冷量回收。与中冷油吸收法的一个显著区别为吸收温度提高至5～15℃，因此，整个工艺的能耗降低较多。

[0008] CN101759516A公开了一种浅冷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。该工艺具有流程简单，操作方便，投资省等优点。专利CN101759518A采用的工艺与CN101759516A相同，只是选择碳四烃为吸收剂，碳二回收率有所提高。然而，这两篇专利中，由于碳二提浓气送往乙烯装置碱洗塔，为避免对乙烯装置后续生产设备产生不良影响，一定需要严格处理并控制提浓气中杂质含量。

[0009] 专利CN101812322A，CN101759516A和专利CN101759518A中均提到将催化干气提浓后再进行脱氧处理，具体步骤设置在解吸之后，此时的干气主要成分为碳二组分，碳三组分和部分杂质，脱除氧气和NOx时需要额外引入氢气和DMDS等物料，也需要复杂的DMDS注入系统，致使脱氧工艺和操作流程均比较复杂。

[0010] 综上所述，现有的催化干气回收工艺存在能耗高、回收率低、除杂工艺和操作复杂等问题。

发明内容

[0011] 为解决现有技术中出现的问题，本发明提供了一种前加氢除杂净化回收催化干气的系统及方法。来自炼厂的催化干气本身含有氢气，H2S等组分，本发明利用该特点，在干气压缩段间先进行脱氧净化处理。选择Mo-Ni-S体系催化剂，催化剂中的金属氧化物与干气中的H2S进行硫化，生成金属硫化物，氧气和NOx在金属硫化物存在下与干气中的H2反应，生成H2O和NH3或N2。经过净化处理后的催化干气经压缩机继续提压，然后依次通过吸收和解吸处理，得到提浓的碳二提浓气，送往乙烯生产装置。

[0012] 本发明设备少，能耗低，流程简单，回收率高。

[0013] 本发明的目的之一是提供一种前加氢除杂净化回收催化干气的系统。

[0014] 包括:压缩机、反应器、冷却器、吸收塔和解吸塔；

[0015] 所述压缩机为两段或多段，压缩机段间设置反应器；

[0016] 最后一段压缩机依次连接冷却器和吸收塔；吸收塔底部连接解吸塔，解吸塔连接吸收塔上部。

[0017] 其中，

[0018] 吸收塔塔釜设置再沸器。

[0019] 还可以在解吸塔之后设置脱除酸性气装置。

[0020] 本发明的目的之二是提供一种前加氢除杂净化回收催化干气的方法。

[0021] 包括:

[0022] 在催化干气升压的段间，对催化干气进行脱氧净化处理，然后进行吸收和解吸得到提浓后的碳二馏分。

[0023] 步骤如下：

[0024] 1)干气升压：来自炼厂的催化干气经压缩机将压力逐步提高到3.0～4.5MPa；

[0025] 2)前加氢净化：在催化干气升压的段间，对催化干气进行脱氧净化处理，利用干气自身包含的氢气和H2S，在反应器中将氧气和NOx分别催化还原成H2O和NH3或N2；

[0026] 3)吸收提浓：升压净化后的催化干气冷却至5～25℃进入吸收塔，用吸收剂吸收催化干气中C2馏分及更重组份；吸收塔的塔釜物流进入解吸塔，通过解吸得到提浓后的碳二馏分。

[0027] 步骤(3)中，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。

[0028] 解吸塔塔顶得到的碳二提浓气还可以进入脱除酸性气装置中进一步脱除酸性气。

[0029] 具体的技术方案如下：

[0030] (1)压缩：将来自炼厂的催化干气，压力逐步提高到3.0～4.5MPa；送入脱氧反应器进行催化反应，以脱除其中的O2和NOx。

[0031] (2)净化：在压缩的段间，对催化干气进行脱氧净化处理。将催化干气送入脱氧反应器进行催化反应，以脱除其中的O2和NOx。

[0032] (3)冷却：将压缩净化后的催化干气冷却至5～25℃；

[0033] (4)吸收：吸收剂从吸收塔顶部进入，吸收催化干气中碳二馏分及更重组份；吸收塔的塔釜物流送往解吸塔；塔顶气相物流直接排往燃料气管网，或进行再吸收回收部分溶剂；

[0034] (5)解吸：来自吸收塔的塔釜物流进入解吸塔，塔顶得到回收的碳二浓缩气，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。

[0035] 在压缩步骤中，炼厂催化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；

[0036] 在净化步骤中，由于炼厂催化干气本身含有氢气，H2S、SO2等，优选Mo-Ni-S体系催化剂，催化剂中的金属氧化物与干气中的H2S进行硫化，生成金属硫化物，氧气和NOx在金属硫化物存在下与干气中的H2反应，生成H2O和NH3或N2。本发明的前加氢除杂方法使得本工艺无需额外引入氢气，DMDS等物料，节省了原料成本，简化了操作设备，增强了工艺的独立性和灵活性。

[0037] 在冷却步骤中，优选将催化干气冷却至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。

[0038] 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。优选含有正丁烷、异丁烷的碳四馏分和含有饱和碳三和碳四的饱和液化气。

[0039] 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。

[0040] 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℃。

[0041] 所述吸收塔塔顶的气相物流直接排往燃料气管网，或者根据需要进行再吸收以回收吸收剂。

[0042] 所述吸收塔塔釜的液相物流送往解吸塔。

[0043] 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。由于吸收塔顶部气相流股会夹带少量吸收剂，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中吸收剂用量。

[0044] 优选所述解吸塔的理论板数为20-60，操作压力为1.0-4.0MPa。

[0045] 碳二提浓气中主要含有乙烷、乙烯、丙烷和丙烯等。

[0046] 本发明中，根据碳二提浓气中酸性气体含量，可以在解吸塔之后设置脱除酸性气装置。

[0047] 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。

[0048] 现有技术中，加氢放在解吸的后面，需要注硫，还需要引入氢气，装置比较复杂，操作不方便。本发明突破了传统的观念，将加氢设置在前面，压缩的段间进行。前加氢不需要引入氢气，不需要引入硫，利用干气本身组成就可以。因此，节省了原料成本，简化了工艺流程和操作设备，增强了工艺的独立性和灵活性。

[0049] 本发明的前加氢除杂法净化回收催化干气方法具有以下特点：

[0050] 1)本发明采用前加氢方法脱除催化干气中的氧气和NOx，利用了催化干气本身的组成，无需额外引入氢气和硫化物，也无需复杂的注硫系统，节省了原料成本，简化了工艺流程和操作设备，增强了工艺的独立性和灵活性。

[0051] 2)本发明采用炼厂低品位的热油加热，能耗大大降低。

[0052] 3)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

[0053] 图1是本发明的前加氢除杂法净化回收催化干气示意图。

[0054] 附图标记说明：

[0055] 1压缩机一段；2反应器；3压缩机二段；4冷却器；5吸收塔；6解吸塔；7提浓气产品；8补充吸收剂；9重组分；10燃料气。

具体实施方式

[0056] 下面结合实施例，进一步说明本发明。

[0057] 实施例

[0058] 如图1所示，一种前加氢除杂净化回收催化干气的系统。

[0059] 包括:压缩机、反应器2、冷却器4、吸收塔5和解吸塔6；

[0060] 所述压缩机为两段，压缩机段间设置反应器；

[0061] 压缩机二段3依次连接冷却器4和吸收塔5；吸收塔5底部连接解吸塔6，解吸6塔连接吸收塔5上部。

[0062] 炼厂催化干气先经压缩机进行升压，在压缩段间进行前加氢脱除其中的氧气和NOx。经压缩机提升压力后的干气进入吸收塔5，吸收剂从顶部进入吸收塔5，吸收塔5顶部采出气相排往燃料气管网，吸收塔5底部物料送往解吸塔，解吸后的塔顶物料作为产品采出，送往乙烯生产装置。

[0063] 干气组成如表1所示，

[0064] 表1

[0065]组成 mol％
氢气 24.74
氮气 18.85
氧气 0.69
CO 0
CO2 2.23
H2S 12ppm
甲烷 25.86
乙烯 14.28
乙烷 11.7
丙烯 0.78
丙烷 0.1
异丁烷 0
正丁烷 0.09
异丁烯 0
丁烯1 0
反丁烯2 0
正戊烷 0
水 0.68

[0066] 炼厂催化干气来料为20331kg/h，压力为0.8MPag，选择饱和液化气作为吸收剂，回收炼厂干气中的碳二和碳三组分。

[0067] 具体包括以下步骤：

[0068] (1)压缩：将来自炼厂的催化干气，经过二段压缩，压力升高至4.0MPa，冷却至15℃进入吸收塔；

[0069] (2)净化：在压缩的段间，对催化干气进行脱氧净化处理。利用干气自身包含的氢气和H2S，在反应器中将氧气和NOx分别催化还原成H2O和NH3或N2。

[0070] (3)吸收：吸收塔的理论板数为39，操作压力为3.8MPag，塔顶温度21℃。所用吸收溶剂为饱和液化气，溶剂从吸收塔塔顶进入塔内，干气从第25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。

[0071] (4)解吸：解吸塔的理论板数为40，操作压力为2.0MPag。解吸后的碳二提浓气作为产品从塔顶采出，可直接送往乙烯生产装置。贫溶剂经逐级换热后冷却至15℃返回吸收塔循环使用。

[0072] 所得到的碳二提浓气为11582kg/h，产品组成见表2。

[0073] 表2

[0074]组成 mol％
CO2 4.99
甲烷 4.59
乙烯 42.48
乙烷 34.62
丙烯 2.19
丙烷 0.29
正丁烷 10.71
反丁烯2 0.02
水 0.11

[0075] 在本实施例中，碳二和碳三回收率为99％。