一种费托合成尾气回收利用系统工艺

摘要

本发明公开了一种费托合成尾气回收利用系统工艺，费托合成尾气先经过净化后，进入深冷分离系统，将净化后费托合成尾气降温液化，回收碳二、碳三及较重组分；将尾气中的甲烷冷凝液化制成LNG产品；通过PSA装置提纯氢气和一氧化碳。本费托合成油尾气深冷回收工艺不仅回收乙烯、丙烯等经济价值较高组分，也回收费托合成反应的原料气氢气及一氧化碳，并且将其中的甲烷制成LNG。

权利要求

1.一种费托合成尾气回收利用系统工艺，其特征在于，依次包括以下步骤：

1)从上游装置经过控压控温送来的费托合成尾气进入水洗塔脱除氧化物；

2)水洗后的费托合成尾气进入重烃洗涤塔脱除重组分，洗涤下来的重烃进入汽提塔，塔底液相进入脱丁烷塔分离C4和C5；

塔顶气相与汽提塔塔顶气相汇合，进入MDEA脱碳系统脱除大部分酸性气体，剩余微量酸性气体进入碱洗塔彻底脱除，然后进入干燥系统，脱除尾气中的水分；

3)干燥合格的费托尾气进入1号深冷换热器进行第一次冷却，冷凝的液相进入脱乙烷塔，气相进入2号深冷换热器继续第二次冷却，冷凝的液相也进入脱乙烷塔，气相进入3号深冷换热器进一步第三次冷却；

冷凝的液相进入脱甲烷塔，气相进入4号深冷换热器第四次冷却，冷凝的液相进入脱氢塔，深冷尾气不凝气与脱氢塔的气相汇合经过换热器复温至常温后进入PSA系统依次提取CO产品及氢气产品，解吸气升压后并入燃料气管网；

4)深冷冷凝液进入脱氢塔，脱氢塔塔底的液相进入脱氮塔进一步分离得到LNG以及塔顶尾气；

5)脱乙烷塔塔顶压力为(1.0‑2.5MPa)，温度为‑45～‑40℃，塔釜物料进入脱丙烷塔，塔顶气相进入脱甲烷塔；

6)脱丙烷塔塔釜物料送入脱丁烷塔，塔压控制0.3‑0.4MPA，塔顶碳四产品经泵送出，塔釜碳五产品经泵降温送出；

脱丙烷塔塔顶气相混合碳三物料先进入MAPD加氢反应器后进入丙烯精馏塔，塔顶得到合格的丙烯产品，塔底得到合格的丙烷；

7)脱甲烷塔塔顶产生低温气相甲烷物料，控制乙烯含量，送入4号深冷换热器进一步冷却，塔底液相物料控制甲烷，塔釜物料送入乙烯精馏塔；

8)乙烯精馏塔的进料来自脱甲烷塔塔釜的混合碳二物料，塔顶控制乙烷含量，产出聚合级乙烯，塔底控制乙烯含量，产出乙烷产品；

9)脱氮塔的进料是来自脱甲烷塔塔顶气相和3号深冷分离器气相经4号深冷换热器冷却的物料，以及脱氢塔塔釜物料，脱氮塔塔顶尾气进入燃料气管网，塔底液相产出LNG产品。

2.如权利要求1所述的一种费托合成尾气回收利用系统工艺，其特征在于，所述步骤3)中费托合成尾气回收低烯烃及LNG装置所采用的制冷系统包括混合冷剂制冷和丙烯、乙烯复叠制冷和氮气循环制冷中的任意一种。

3.如权利要求1所述的一种费托合成尾气回收利用系统工艺，其特征在于，所述步骤2)中，费托合成尾气中酸性气体脱除方法采用MDEA、氢氧化钠溶液及分子筛吸附剂选择性吸附任意一种或两种组合。

4.如权利要求1所述的一种费托合成尾气回收利用系统工艺，其特征在于，所述步骤7)中，费托合成尾气深冷回收装置回收的合格碳二、碳三分别送到乙烯裂解装置分离单元的乙烯精馏塔、MAPD加氢反应器。

5.如权利要求1所述的一种费托合成尾气回收利用系统工艺，其特征在于，所述费托合成尾气深冷回收装置不设置乙烯精馏系统、MAPD加氢系统及丙烯精馏系统。

6.如权利要求1所述的一种费托合成尾气回收利用系统工艺，其特征在于，所述步骤3)中1号深冷换热器冷却至‑45‑40℃，2号深冷换热器冷却至‑110‑105℃，3号深冷换热器冷却至‑145‑140℃，4号深冷换热器冷却至‑170‑160℃。

7.如权利要求1所述的一种费托合成尾气回收利用系统工艺，其特征在于，所述步骤1)中费托合成尾气压力控制在1.0‑2.5MPa和温度30‑40℃。

8.如权利要求1所述的一种费托合成尾气回收利用系统工艺，其特征在于，所述步骤3)中脱甲烷塔的进料是来自脱乙烷塔塔顶碳二及轻组分及3号深冷分离器冷凝液。

说明书

一种费托合成尾气回收利用系统工艺

技术领域

[0001] 本发明属于煤化工行业的费托合成领域，具体是一种费托合成尾气回收利用系统工艺。

背景技术

[0002] 我国化石资源分布具有少油，有气，煤相对丰富的特点，随着工业的发展未来我国将成为最大的石油消费国。而近年来我国石油资源严重匮乏，仅依靠石油资源供应人类对
油品的高度需求是不现实的，通过费托合成将煤、天然气和生物质转化的合成气在一定的
温度条件和相应催化剂作用下生产某种液体燃料，对缓解资源消耗和人类需求具有很大的
意义。

[0003] F‑T合成的基本原料为合成气，即CO和H2。F‑T合成工艺中合成气来源主要有煤、天然气和生物质。以煤为原料，通过加入气化剂，在高温条件下将煤在气化炉中气化，然后制
成合成气(H2+CO)，接着通过催化剂作用将合成气转化成烃类燃料、醇类燃料和化学品的过
程便是煤的间接液化技术。

[0004] 在费托合成油的生产过程中，还会产生甲烷、乙烯、乙烷、丙烯、丙烷及碳四等低碳烃类，还有一部分没有参与反应的氢气及一氧化碳组分。若直接燃烧或排放此类气体,不仅
会造成资源浪费,还会污染环境。

[0005] 合成油尾气就是在正常操作的温度和压力下无法液化的“不凝气”及其夹带的较重烃类，较早费托合成生产工艺产生的乙烯、丙烯等经济价值较高组分很少，这股尾气就作
为燃料送入燃料气系统，包括大量费托反应的原料气——一氧化碳及氢气。

[0006] 随着国内费托合成技术开发日趋成熟，逐步走向商业化，在大规模的煤炭间接液化时，产生的费托合成尾气量很大。如果能将费托合成尾气有效的利用，将能够极大的提高
煤制油企业的经济效益。

发明内容

[0007] 本发明所要解决的技术问题是提供费托合成尾气回收轻烃及LNG的系统工艺，以解决现有技术中存在的缺陷。

[0008] 本发明解决上述技术问题的技术方案如下：

[0009] 一种费托合成尾气回收利用系统工艺，其特征在于，依次包括以下步骤：

[0010] 1)从上游装置经过控压控温送来的费托合成尾气进入水洗塔脱除氧化物；

[0011] 2)水洗后的费托合成尾气进入重烃洗涤塔脱除重组分，洗涤下来的重烃进入汽提塔，塔底液相进入脱丁烷塔分离C4和C5；

[0012] 塔顶气相与汽提塔塔顶气相汇合，进入MDEA脱碳系统脱除大部分酸性气体，剩余微量酸性气体进入碱洗塔彻底脱除，然后进入干燥系统，脱除尾气中的水分；

[0013] 3)干燥合格的费托尾气进入1号深冷换热器进行第一次冷却，冷凝的液相进入脱乙烷塔，气相进入2号深冷换热器继续第二次冷却，冷凝的液相也进入脱乙烷塔，气相进入3
号深冷换热器进一步第三次冷却；

[0014] 冷凝的液相进入脱甲烷塔，气相进入4号深冷换热器第四次冷却，冷凝的液相进入脱氢塔，深冷尾气不凝气与脱氢塔的气相汇合经过换热器复温至常温后进入PSA系统依次
提取CO产品及氢气产品，解吸气升压后并入燃料气管网；

[0015] 4)深冷冷凝液进入脱氢塔，脱氢塔塔底的液相进入脱氮塔进一步分离得到 LNG以及塔顶尾气；

[0016] 5)脱乙烷塔塔顶压力为(1.0‑2.5MPa)，温度为‑45‑40℃，塔釜物料进入脱丙烷塔，塔顶气相进入脱甲烷塔；

[0017] 6)脱丙烷塔塔釜物料送入脱丁烷塔，塔压控制0.3‑0.4MPA，塔顶碳四产品经泵送出，塔釜碳五产品经泵降温送出；

[0018] 脱丙烷塔塔顶气相混合碳三物料先进入MAPD加氢反应器后进入丙烯精馏塔，塔顶得到合格的丙烯产品，塔底得到合格的丙烷；

[0019] 7)脱甲烷塔塔顶产生低温气相甲烷物料，控制乙烯含量，送入4号深冷换热器进一步冷却，塔底液相物料控制甲烷，塔釜物料送入乙烯精馏塔；

[0020] 8)乙烯精馏塔的进料来自脱甲烷塔塔釜的混合碳二物料，塔顶控制乙烷含量，产出聚合级乙烯，塔底控制乙烯含量，产出乙烷产品；

[0021] 9)脱氮塔的进料是来自脱甲烷塔塔顶气相和3号深冷分离器气相经4号深冷换热器冷却的物料，以及脱氢塔塔釜物料，脱氮塔塔顶尾气进入燃料气管网，塔底液相产出LNG
产品。

[0022] 作为一中优选的技术方案：所述步骤3)中费托合成尾气回收低烯烃及LNG 装置所采用的制冷系统包括混合冷剂制冷和丙烯、乙烯复叠制冷和氮气循环制冷中的任意一种。

[0023] 作为一中优选的技术方案：所述步骤2)中，费托合成尾气中酸性气体脱除方法采用MDEA、氢氧化钠溶液及分子筛吸附剂选择性吸附任意一种或两种组合。

[0024] 作为一中优选的技术方案：所述步骤7)中，费托合成尾气深冷回收装置回收的合格碳二、碳三分别送到乙烯裂解装置分离单元的乙烯精馏塔、MAPD加氢反应器。

[0025] 作为一中优选的技术方案：所述费托合成尾气深冷回收装置不设置乙烯精馏系统、MAPD加氢系统及丙烯精馏系统。

[0026] 作为一中优选的技术方案：所述步骤3)中1号深冷换热器冷却至‑45‑40℃， 2号深冷换热器冷却至‑110‑105℃，3号深冷换热器冷却至‑145‑140℃，4号深冷换热器冷却至‑
170‑160℃。

[0027] 作为一中优选的技术方案：所述步骤1)中费托合成尾气压力控制在1.0‑2.5 MPa和温度30‑40℃。

[0028] 作为一中优选的技术方案：所述步骤3)中脱甲烷塔的进料是来自脱乙烷塔塔顶碳二及轻组分及3号深冷分离器冷凝液。

[0029] 本发明提供的费托合成反应方法的有益效果为：本发明提供的费托合成反应工艺处理效果好，利用率高，设备操作安全，容易实现稳定安全的运行，技术经济性能较优。本发
明脱除有害杂质，最大限度地回收了烃类组分，有效操作温度的稳定。

附图说明

[0030] 图1为本发明工艺流程示意图；

[0031] 附图标记说明

[0032] 水洗塔1、重烃洗涤塔2、汽提塔3、脱丁烷塔4、MDEA脱碳系统5、碱洗塔6、1号深冷换热器7、脱乙烷塔8、2号深冷换热器9、3号深冷换热器 10、脱甲烷塔11、4号深冷换热器12、脱
氢塔13、PSA系统14、脱氮塔15、脱丙烷塔16、脱丁烷塔18、MAPD加氢反应器19、丙烯精馏塔
20、乙烯精馏塔21

具体实施方式

[0033] 下面将参考附图并结合实施例来详细说明本发明。应该指出，以下详细说明都是例示性的，旨在对本申请提供进一步的说明。除非另有指明，本文使用的所有技术和科学术
语具有与本申请所属技术领域的普通技术人员通常理解的相同含义。

[0034] 以下结合附图对本发明的原理和特征进行描述，所举实例只用于解释本发明，并非用于限定本发明的范围。

[0035] 一种费托合成尾气回收利用系统工艺，依次包括以下步骤：

[0036] 1)从上游装置经过控压控温送来的费托合成尾气进入水洗塔脱除氧化物；

[0037] 2)水洗后的费托合成尾气进入重烃洗涤塔脱除重组分，洗涤下来的重烃进入汽提塔，塔底液相进入脱丁烷塔分离C4和C5；

[0038] 塔顶气相与汽提塔塔顶气相汇合，进入MDEA脱碳系统脱除大部分酸性气体，剩余微量酸性气体进入碱洗塔彻底脱除，然后进入干燥系统，脱除尾气中的水分；

[0039] 3)干燥合格的费托尾气进入1号深冷换热器进行第一次冷却，冷凝的液相进入脱乙烷塔，气相进入2号深冷换热器继续第二次冷却，冷凝的液相也进入脱乙烷塔，气相进入3
号深冷换热器进一步第三次冷却；

[0040] 冷凝的液相进入脱甲烷塔，气相进入4号深冷换热器第四次冷却，冷凝的液相进入脱氢塔，深冷尾气不凝气与脱氢塔的气相汇合经过换热器复温至常温后进入PSA系统依次
提取CO产品及氢气产品，解吸气升压后并入燃料气管网；

[0041] 4)深冷冷凝液进入脱氢塔，脱氢塔塔底的液相进入脱氮塔进一步分离得到 LNG以及塔顶尾气；

[0042] 5)脱乙烷塔塔顶压力为(1.0‑2.5MPa)，温度为‑45‑40℃，塔釜物料进入脱丙烷塔，塔顶气相进入脱甲烷塔；

[0043] 6)脱丙烷塔塔釜物料送入脱丁烷塔，塔压控制0.3‑0.4MPA，塔顶碳四产品经泵送出，塔釜碳五产品经泵降温送出；

[0044] 脱丙烷塔塔顶气相混合碳三物料先进入MAPD加氢反应器后进入丙烯精馏塔，塔顶得到合格的丙烯产品，塔底得到合格的丙烷；

[0045] 7)脱甲烷塔塔顶产生低温气相甲烷物料，控制乙烯含量，送入4号深冷换热器进一步冷却，塔底液相物料控制甲烷，塔釜物料送入乙烯精馏塔；

[0046] 8)乙烯精馏塔的进料来自脱甲烷塔塔釜的混合碳二物料，塔顶控制乙烷含量，产出聚合级乙烯，塔底控制乙烯含量，产出乙烷产品；

[0047] 9)脱氮塔的进料是来自脱甲烷塔塔顶气相和3号深冷分离器气相经4号深冷换热器冷却的物料，以及脱氢塔塔釜物料，脱氮塔塔顶尾气进入燃料气管网，塔底液相产出LNG
产品。

[0048] 在本实施例中，所述步骤3)中费托合成尾气回收低烯烃及LNG装置所采用的制冷系统包括混合冷剂制冷和丙烯、乙烯复叠制冷和氮气循环制冷中的任意一种。

[0049] 在本实施例中，所述步骤2)中，费托合成尾气中酸性气体脱除方法采用 MDEA、氢氧化钠溶液及分子筛吸附剂选择性吸附任意一种或两种组合。

[0050] 在本实施例中，所述步骤7)中，费托合成尾气深冷回收装置回收的合格碳二、碳三分别送到乙烯裂解装置分离单元的乙烯精馏塔、MAPD加氢反应器。

[0051] 在本实施例中，所述费托合成尾气深冷回收装置不设置乙烯精馏系统、 MAPD加氢系统及丙烯精馏系统。

[0052] 在本实施例中，所述步骤3)中1号深冷换热器冷却至‑45‑40℃，2号深冷换热器冷却至‑110‑105℃，3号深冷换热器冷却至‑145‑140℃，4号深冷换热器冷却至‑170‑160℃。

[0053] 在本实施例中，所述步骤1)中费托合成尾气压力控制在1.0‑2.5MPa和温度30‑40℃。

[0054] 在本实施例中，所述步骤3)中脱甲烷塔的进料是来自脱乙烷塔塔顶碳二及轻组分及3号深冷分离器冷凝液。

[0055] 如图1所示，水洗塔1上游装置将压力控制在1.0‑2.5MPa和温度30‑40℃的费托合成尾气输送给水洗塔1进行脱氧化物处理，水洗后的费托合成尾气进入重烃洗涤塔2进行脱
除重组分处理，洗涤下来的重烃进入汽提塔3，汽提塔3 塔底液相进入脱丁烷塔4分离出C4
和C5，脱丁烷塔4塔顶气相与汽提塔3塔顶气相汇合，进入MDEA脱碳系统5进行脱酸处理，对
于进入MDEA脱碳系统5混合物料未完全处理的剩余微量酸性气体进入碱洗塔6彻底脱除，然
后进入干燥系统，脱除尾气中的水分，干燥合格的费托尾气进入1号深冷换热器7进行第一
次冷却，冷却至‑45‑40℃，冷凝的液相进入脱乙烷塔8，气相进入2号深冷换热器9继续第二
次冷却，冷却至‑110‑105℃，冷凝的液相也进入脱乙烷塔8，气相进入3号深冷换热器10进一
步第三次冷却，冷却至‑145‑140℃，冷凝的液相进入脱甲烷塔11，气相进入4号深冷换热器
12第四次冷却，冷却至 ‑170‑160℃，冷凝的液相进入脱氢塔13，深冷尾气不凝气与脱氢塔
13的气相汇合经过换热器复温至常温后进入PSA系统14依次提取CO产品及氢气产品，解吸
气升压后并入燃料气管网，深冷冷凝液进入脱氢塔13，脱氢塔13塔底的液相进入脱氮塔15
进一步分离得到LNG以及塔顶尾气，脱乙烷塔8塔顶压力为(1.0‑2.5MPa)，温度为‑45‑40℃，
塔釜物料进入脱丙烷塔16，塔顶气相进入脱甲烷塔11，脱甲烷塔11的进料是来自脱乙烷塔
塔顶碳二及轻组分及3号深冷分离器冷凝液，脱丙烷塔16塔釜物料送入脱丁烷塔18，脱丁烷
塔18塔压控制0.3‑0.4MPA，脱丁烷塔18塔顶碳四产品经泵送出，脱丁烷塔18塔釜碳五产品
经泵降温送出，脱丙烷塔16塔顶气相混合碳三物料先进入MAPD加氢反应器19后进入丙烯精
馏塔20，丙烯精馏塔20塔顶得到合格的丙烯产品，丙烯精馏塔20塔底得到合格的丙烷，脱甲
烷塔11塔顶产生低温气相甲烷物料，控制乙烯含量，送入4号深冷换热器12进一步冷却，脱
甲烷塔11塔底液相物料控制甲烷，脱甲烷塔11塔釜物料送入乙烯精馏塔21，乙烯精馏塔21
的进料来自脱甲烷塔11塔釜的混合碳二物料，乙烯精馏塔21塔顶控制乙烷含量，产出聚合
级乙烯，塔底控制乙烯含量，产出乙烷产品，脱氮塔15的进料是来自脱甲烷塔11塔顶气相和
3号深冷分离器10气相经4号深冷换热器12冷却的物料，以及脱氢塔塔釜物料，脱氮塔15塔
顶尾气进入燃料气管网，塔底液相产出LNG 产品。

[0056] 以上所述仅为本发明的优选实施例而已，并不用于限制本发明，对于本领域的技术人员来说，本发明可以有各种更改和变化。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修
改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。对于本领域技术人员而言，显然
本发明不限于上述示范性实施例的细节，而且在不背离本发明的精神或基本特征的情况
下，能够以其他的具体形式实现本发明。因此，无论从哪一点来看，均应将实施例看作是示
范性的，而且是非限制性的，本发明的范围由所附权利要求而不是上述说明限定，因此旨在
将落在权利要求的等同要件的含义和范围内的所有变化囊括在本发明内。不应将权利要求
中的任何附图标记视为限制所涉及的权利要求。

[0057] 此外，应当理解，虽然本说明书按照实施方式加以描述，但并非每个实施方式仅包含一个独立的技术方案，说明书的这种叙述方式仅仅是为清楚起见，本领域技术人员应当
将说明书作为一个整体，各实施例中的技术方案也可以经适当组合，形成本领域技术人员
可以理解的其他实施方式。