一种从炼厂干气中回收碳二的节能工艺与装置转让专利
申请号 : CN202011101184.2
文献号 : CN112410070B
文献日 : 2021-09-24
发明人 : 朱炜玄 , 邹雄 , 候国新 , 韩志忠 , 董宏光
申请人 : 大连理工大学
摘要 :
权利要求 :
1.一种从炼厂干气中回收碳二的节能工艺,其特征在于,该工艺流程如下:(1)经过干气预处理系统的脱酸干燥和压缩处理后的炼厂干气经过冷却后送入多级吸收塔处理,将多级吸收塔处理得到的塔顶气相进行冷量回收后送入燃料气管网或PSA装置,将多级吸收塔处理得到的塔底液相送入高压闪蒸区处理;
(2)高压闪蒸区设置多级高压区闪蒸罐,将闪蒸得到的气相返回干气预处理系统的压缩工段;得到的液相一部分作为半贫溶剂循环返回多级吸收塔,一部分送入低压闪蒸区处理;所述的高压区有多个闪蒸罐,各闪蒸罐依次减压串联,最后一个闪蒸罐压力为0.1 0.3 ~
MpaG;
(3)低压闪蒸区设置多级低压区闪蒸罐,将闪蒸得到的气相碳二提浓气送入碳二提浓气压缩机系统,得到的液相一部分作为次贫溶剂循环返回多级吸收塔,一部分送入解吸塔处理;低压闪蒸区有多个闪蒸罐,各闪蒸罐依次减压串联,最后一个闪蒸罐压力0 0.1 ~
MpaG;
(4)将解吸塔处理得到的气相与经碳二提浓气压缩机系统压缩得到的气相混合作为碳二提浓气送去乙烯装置裂解炉,解吸塔得到的液相大部分作为贫溶剂返回至多级吸收塔,小部分做抽出碳四送出界区,并补充新鲜碳四吸收剂。
2.根据权利要求1所述的从炼厂干气中回收碳二的节能工艺,其特征在于,所述多级吸收塔处理的方法:将冷却后的炼厂干气供给至多级吸收塔内使其与混合碳四吸收剂接触,多级吸收塔的理论板数为30 60,操作压力为3 5 MpaG,塔顶温度为‑15 ℃ ‑35 ℃,塔釜温~ ~ ~
度为‑10 ℃ ‑30 ℃。
~
3.根据权利要求1所述的从炼厂干气中回收碳二的节能工艺,其特征在于,所述高压闪蒸区得到的液相中:进入低压闪蒸区的液相为最后一个闪蒸罐的液相,半贫溶剂是各闪蒸罐的液相,半贫溶剂的进料板为20 45,半贫溶剂温度为‑10 ℃ ‑40 ℃。
~ ~
4.根据权利要求1所述的从炼厂干气中回收碳二的节能工艺,其特征在于,所述的低压闪蒸区得到的液相中:送入解吸塔的液相为最后一个闪蒸罐的液相,次贫溶剂是各闪蒸罐液相,次贫溶剂进料板为5 25,次贫溶剂温度为‑30 ℃ ‑70 ℃。
~ ~
5.根据权利要求1、2、3或4所述的从炼厂干气中回收碳二的节能工艺,其特征在于,所述的碳二提浓气压缩机系统的处理方法:将低压闪蒸区得到的气相的压力提高至0.5~
2MPaG。
6.根据权利要求5所述的从炼厂干气中回收碳二的节能工艺,其特征在于,所述碳二提浓气压缩为多段压缩。
7.根据权利要求1、2、3、4或6所述的从炼厂干气中回收碳二的节能工艺,其特征在于,所述的冷却处理方法:将处理后的炼厂干气冷却至‑15℃ ‑40℃,冷却处理采用丙烯制冷,~
结合工艺其他设备操作温度,丙烯制冷采用一级至三级制冷。
8.根据权利要求7所述的从炼厂干气中回收碳二的节能工艺,其特征在于,所述的碳四吸收剂为含有正丁烷和异丁烷的碳四馏分,或为含有饱和碳三馏分和碳四馏分的饱和液化气。
9.根据权利要求8所述的从炼厂干气中回收碳二的节能工艺,其特征在于,所述的碳四吸收剂中:循环贫溶剂组成碳四80 95 mol%,其余为碳三和碳五;循环次贫溶剂组成为碳四~
50 80 mol%,循环半贫溶剂组成为碳四30 70 mol%。
~ ~
10.根据权利要求1、2、3、4、8或9所述的从炼厂干气中回收碳二的节能工艺,其特征在于,所述的解吸塔处理的方法:将低压闪蒸区处理得到的液相物料供给至碳二解吸塔内进行分离,解吸塔的理论塔板数为20 60,操作压力0.5 MpaG 4MpaG,塔顶温度‑35 ℃ 40 ℃,~ ~ ~
塔釜温度60 ℃ 130 ℃。
~
11.根据权利要求10所述的从炼厂干气中回收碳二的节能工艺,其特征在于,返回至多级吸收塔循环使用的贫溶剂被冷却至‑15 ‑40℃,返回至多级吸收塔塔顶作为贫吸收剂循~
环使用。
12.一种从炼厂干气中回收碳二的节能装置,其特征在于,该节能装置包括干气预处理系统、多级吸收塔、高压区闪蒸罐、低压区闪蒸罐、解吸塔、碳二提浓气压缩机系统和贫溶剂冷却换热器;
所述的干气预处理系统出口与干气预冷器连通;
所述的干气预冷器出口与多级吸收塔底部连通;
所述的多级吸收塔塔釜与高压区闪蒸罐的第一级闪蒸罐连通;
所述的高压区闪蒸罐罐顶与干气预处理系统连通,高压区各级闪蒸罐罐底与下一级闪蒸罐入口连接,其中一级或多级闪蒸罐底管线与多级吸收塔下部连接,最后一级闪蒸罐罐底与低压区闪蒸罐的第一级闪蒸罐入口连接;
所述的低压区闪蒸罐罐顶与碳二提浓气压缩机系统连通,低压区闪蒸罐各级闪蒸罐罐底与下一级闪蒸罐入口连接,其中一级或多级闪蒸罐罐底管线与多级吸收塔中部连接,最后一级闪蒸罐罐底与解吸塔入口连接;
所述的解吸塔塔顶连接碳二提浓气产品采出管线,塔釜管线分为两支,一支与贫溶剂冷却换热器连通,另一支为抽出碳四管线,补充新鲜碳四管线与贫溶剂管线连接;
所述的贫溶剂冷却换热器出口与多级吸收塔顶部连接。
说明书 :
一种从炼厂干气中回收碳二的节能工艺与装置
技术领域
背景技术
等,化工装置干气主要来源有烷烃脱氢装置、PSA装置、轻烃回收装置、乙苯‑苯乙烯装置等。
目前,我国大部分炼厂产生的干气作为燃料烧掉,有些甚至放入火炬燃烧掉,利用价值较
低,造成了资源的严重浪费和环境污染。
境污染。经过干气回收的碳二中乙烯可作为乙苯、环氧乙烷等装置的生产原料,而乙烷是非
常理想的裂解原料,将炼厂中的乙烷回收送往乙烯生产装置,降低了裂解原料的成本,极大
提高了经济效益。
熟、工艺完善,而且产品纯度和回收率都很高,是以前提纯裂解乙烯常用方法。但该方法一
般需在‑100℃左右的低温下进行气体分离,冷量负荷大且制冷流程复杂,还需对原料气进
行预处理,导致装置投资大。此外,深冷分离法通常适合于炼厂集中、干气副产量大的地区,
针对我国炼厂规模相对较小且较为分散的情况,采用该方法经济性较差。变压吸附法可实
现常温操作,自动化程度高、操作简单、能耗较低且环境友好,但采用该方法设备庞大、控制
系统比较复杂,得到的乙烯纯度较低且回收率不高,要得到聚合级乙烯通常需要采用多级
变压吸附,占地面积及设备投资增加。
气体组分,再通过解吸的方法回收C2、C3组分。冷油吸收法有中冷油吸收法(‑40~‑20℃)与
浅冷油吸收法(0℃以上),目前的冷油吸收法技术存在着贫溶剂循环量大、解吸全部由热解
吸分离、能耗较高等问题。
温和,但由于吸收温度较高,导致溶剂循环量高,装置能耗高,且吸收后的甲烷氢中C3及重
组分含量高,导致需要两套吸收‑解吸系统,使得流程复杂。
率,降低乙烯产品中的甲烷含量,但冷却和闪蒸的技术本质相当于增加了一套解吸塔顶的
分凝器系统,闪蒸罐相当于分凝器后的气液缓冲罐,最终相当于通过分凝的方式进行了二
次甲烷和乙烯的分离,实现了提高甲烷回收率的目的,但并没有解决工艺能耗高的问题。
吸收剂,设置冷箱‑膨胀机系统回收跑损的吸收剂与碳二,具有吸收剂成本低、损失低、碳二
回收率高、不需要乙烯制冷压缩机等优点,但是,该工艺吸收剂全部用解吸塔塔底循环贫溶
剂,回收碳二全部由解吸塔热解吸获得,导致贫溶剂循环量较大,解吸负荷大,装置能耗高,
且设备投资较大。
循环,但装置之间的耦合增加了流程的复杂度,且没有根本上解决溶剂用量大,装置能耗高
的问题。
有能耗低、操作简单、环境友好优点,然而采用变压吸附的方式存在着产品中杂质含量高、
不能实现炼厂干气主要组分完全清晰分离、投资占地巨大等问题。
发明内容
技术,通过多级吸收‑高低压区多级闪蒸‑解吸的方式,从炼厂干气中回收碳二组分,得到的
碳二提浓气可直接送往乙烯装置裂解炉,回收率高,吸收剂用量低、流程简单,相比于传统
的油吸收工艺,装置总投资及能耗可降低20%以上,大幅度降低了炼厂气回收工艺的经济
成本。
PSA装置,将多级吸收塔处理得到的塔底液相送入高压闪蒸区处理;
区处理;
吸塔处理;
送出界区,并补充新鲜碳四吸收剂。
气,干气可以为来自常减压蒸馏、加氢、重整、焦化等装置副产干气,对于干气来源没有特别
限定。
70mol%。
碳三、碳四和碳五馏分中的烷烃组分,进一步优选为含有正丁烷和异丁烷的碳四馏分或者
含有饱和碳三馏分和碳四馏分的液化气。上述碳三吸收剂和碳四吸收剂可以为炼厂液化气
或混合碳四组分,本发明对于吸收剂的用量没有特别的限定,本领域的技术人员可以根据
实际情况确定,此为本领域技术人员所公知,在此不再赘述。
沸器和冷凝器,在塔上段与下段设置多个中间冷却器,优选两个中间冷却器,分别上段中间
冷却器回收低压区闪蒸罐至解吸塔液相冷量,下段中间冷却器采用‑40℃丙烯制冷。
在多级吸收塔塔顶主要得到未被吸收的氢气和甲烷气体,得到的气体进行冷量回收后送入
燃料气管网或PSA装置进行氢气回收。
压力送入干气预处理系统的压缩工段相应压缩机各级处,得到的液相一部分作为半贫溶剂
循环回多级吸收塔,一部分送入低压闪蒸区,其中进入低压闪蒸区的液相为最后一个闪蒸
罐的液相,半贫溶剂可以是各闪蒸罐液相,该半贫溶剂进入多级吸收塔下段,进料板优选为
20~45,半贫溶剂温度为‑10℃~‑40℃。
二提浓气中甲烷和氢气的含量,通过闪蒸压力可以调控甲烷和氢气的回收率,使得甲烷和
氢气含量低且可控,碳二提浓气可以直接作为乙烯裂解的原料。通过在高压闪蒸区抽出半
贫溶剂,能够大幅度降低贫溶剂用量,降低后续解吸塔的处理量,最终降低能耗。
的一部分,进入碳二提浓气压缩机进行加压送出界区,碳二提浓气压缩系统为多段压缩,得
到的液相一部分作为次贫溶剂循环回多级吸收塔,一部分送入解吸塔,其中送入解吸塔的
液相为最后一个闪蒸罐的液相,次贫溶剂可以是各闪蒸罐液相,该次贫溶剂进入多级吸收
塔中部,进料板优选为5~25,次贫溶剂温度为‑30℃~‑70℃。
的解吸量,降低能耗。通过设置次贫溶剂循环,能够继续降低贫溶剂用量,降低后续碳二解
吸塔的处理量,继续降低能耗。
60℃~160℃。
混合后作为最终的碳二提浓气送去乙烯裂解炉。塔釜得到的液相大部分作为贫溶剂经过热
回收冷却至‑15~‑40℃,返回多级吸收塔顶部,剩余小部分送出界区。为了保证系统中贫溶
剂的流量,进一步优选地,在贫溶剂冷却过程中补充新鲜碳四吸收剂,本发明对补充的新鲜
碳四吸收剂本身的温度没有特别要求。
响吸收效果和装置稳定运行。依据干气原料的组成不同,解吸塔塔釜的抽出量和新鲜碳四
吸收剂的补充量也不同,若干气原料中C4以上重组分较多,需要抽出和补充量较大,若重组
分较少,则抽出量较少或只需要间歇抽出即可。
热水。
罐罐底与低压区闪蒸罐的第一级闪蒸罐入口连接;
接,最后一级闪蒸罐罐底与解吸塔入口连接;
可直接作为乙烯裂解原料;
附图说明
二提浓气;D贫溶剂;E次贫溶剂;F半贫溶剂;G抽出碳四;H新鲜碳四吸收剂。
具体实施方式
改进或调整的所有其他实施例,都属于本发明的保护范围。
区闪蒸罐可根据需求设置多个,本实施例中干气预冷换热器、多级吸收塔中间冷却器、高压
区闪蒸罐、低压区闪蒸罐设置两个,碳二提浓气压缩系统设置三级,并且本实施例中根据优
化结果仅设置次贫溶剂循环,未设置半贫溶剂循环:
热器进行预冷后进入多级吸收塔3,多级吸收塔3塔釜液相进入高压区一级闪蒸罐5a,高压
区一级闪蒸罐5a与高压区二级闪蒸罐5b顺次相连,罐顶富含氢气、甲烷气相根据压力不同
送入1干气压缩系统不同级数,罐底液相送入6a低压区一级闪蒸罐,低压区闪蒸罐6a与低压
区二级闪蒸罐6b顺次相连,罐顶气相根据压力不同送入7a‑c碳二提浓气压缩系统不同级
数,罐底液相分为两支,一支作为E次贫溶剂循环回3多级吸收塔吸收,一支经过冷量回收后
送入8解吸塔回收碳二碳三,8解吸塔塔顶气相作为碳二提浓气与减压回收的碳二提浓气混
合后作为C碳二提浓气送去乙烯裂解装置,8解吸塔塔釜液相抽出部分液相做抽出碳四G,并
补充新鲜溶剂液相H与剩余液相混合后经过12AB贫溶剂冷却换热器冷却后做贫溶剂D循环
吸收。
温度,℃ 40
压力,MpaG 3.77
质量流量,kg/hr 30542
摩尔流量,kmol/hr 2010
组成,mol%
氢气 41.73
一氧化碳 0.58
氧气 0.59
氮 7.18
甲烷 28.29
乙烷 14.82
乙烯 2.05
丙烷 2.65
丙烯 0.30
正丁烷 1.13
异丁烷 0.06
1‑丁烯 0.02
异丁烯 0.01
顺丁烯 0.02
正戊烷 0.49
异戊烷 0.06
正己烷 0.01
合计 100.00
多级吸收塔3中,吸收剂为混合碳四吸收剂,总吸收剂量为58t/h,其中D贫溶剂量23t/h、E次
贫溶剂量为35t/h,D贫溶剂从3多级吸收塔塔顶喷入,E次贫溶剂从3多级吸收塔中部喷入,
与干气逆流接触吸收。多级吸收塔3的理论塔板数为30,操作压力为3.6MpaG,塔顶温度为‑
28.4℃,塔釜温度为‑17.2℃。将来自多级吸收塔3塔釜的液相物料送入高压区闪蒸罐5a‑b
处理,将来自多级吸收塔3塔顶的气相物料与干气换热进行冷量回收至33℃,气相物料主要
为未被吸收的甲烷、氢气等送给至燃料气管网或PSA装置处理,若送至燃料气管网,优选地,
进行节流降压至0.9MpaG再与干气换热进行冷量回收至33℃。
蒸罐5a‑b罐顶气相(富含氢气甲烷气)根据压力的不同送入干气压缩系统不同级数,高压区
二级闪蒸罐5b罐底液相送去低压区一级闪蒸罐6a。
一级闪蒸罐6a罐顶气相送入7a碳二提浓气一级压缩机,将低压区二级闪蒸罐6b罐顶气相送
入7b碳二提浓气二级压缩机,经过7a‑c碳二提浓产品压缩系统加压后的C碳二提浓气
(1MpaG)送去乙烯装置裂解炉。低压区二级闪蒸罐6b罐底液相分为两支,一支作为E次贫溶
剂(35t/h,‑59℃)循环吸收,一支依次经过多级吸收塔中间冷却器4a与干气预冷换热器2B
进行冷量回收至33℃进入碳二解析塔8。
塔8塔顶冷凝器9湿式空冷或循环冷却水冷凝至40.8℃,塔釜再沸器11用低压蒸汽或热油加
热。解吸塔8塔顶气相(富含碳二、碳三)与减压闪蒸回收的碳二提浓气混合后送去乙烯装置
裂解炉。解吸塔8塔底大部分液相在补充新鲜溶剂后作为D贫溶剂(23t/h)循环吸收。贫溶剂
D经过贫溶剂冷却换热器12A用‑6℃丙烯冷剂冷却至0℃,再经过贫溶剂冷却换热器12B用‑
40℃丙烯冷剂冷却至‑35℃后送入多级吸收塔3顶部。
压力,MpaG 1.06
质量流量,t/hr 12456
摩尔流量,kmol/hr 389
组成,mol%
氢气 0.01
氧气 0.02
氮 0.02
甲烷 4.01
乙烷 73.22
乙烯 6.80
丙烷 12.13
丙烯 1.43
正丁烷 1.18
异丁烷 1.05
1‑丁烯 0.02
异丁烯 0.01
顺丁烯 0.01
正戊烷 0.08
异戊烷 0.01
提供的干气进料,能耗对比如表4所示,其中电功已经包含了制冷所消耗的电功。
大降低,大大降低了总能耗。并通过工艺流程优化,达到节能及降低投资的目标,由表4可
知,本发明工艺与传统的中冷油技术和现有的浅冷油吸收技术流程相比,可降低综合总能
耗分别为33.5%和36.65%,并且本发明主设备塔只有2个,设备尺寸也较小,降低了总投资
费用。