CN100422675C - 一种改进的轻烃深冷分离方法 - Google Patents

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Abstract

本发明提供一种对轻烃混合物进行深冷分离方法的改进。压缩和冷却的轻烃原料气经气液分离罐分离后，气相进入组分分配装置，使全部碳三、大部分碳二和少量甲烷转入组分分配装置底部液相。组分分配装置顶部气相经逐级冷却闪蒸后进入氢气***，闪蒸后的液相进入脱甲烷塔。分离罐的液相和组分分配装置的釜液进入预脱甲烷塔，分离为不含碳三的塔顶气和不含甲烷的塔釜液。塔顶气也进入脱甲烷塔。脱甲烷塔将各股进料分离为塔顶甲烷和塔釜碳二。本发明方法降低了冷箱和脱甲烷塔的负荷，减少了冷剂消耗，使能耗降低。如与碳二洗涤塔配合使用，还可使氢气及尾气中的乙烯损失降低，提高乙烯的收率。

Description

一种改进的轻烃深冷分离方法
技术领域
本发明涉及轻烃混合物的深冷分离方法。更具体地说，涉及对轻组分冷却分离的改进，以提供进一步降低能耗和提高乙烯收率的新的操作方法。
背景技术
主要含有氢气、甲烷、碳二、碳三和碳四的轻烃混合物一般通过深冷方法进行分离。在乙烯装置的顺序分离流程中，通常的做法是首先将原料气压缩至3.4MPa～3.9MPa，然后气相逐级冷却和闪蒸，最后冷却至-163～-169℃，在氢气罐分离出氢气和甲烷氢液相，各闪蒸罐的液相进入脱甲烷塔，该塔的操作压力随技术的不同有高有低，一般在0.59MPa～3.1MPa范围内，塔顶温度-135～-98℃。在前脱丙烷前加氢流程中，是首先将碳三及更轻组分与碳四及更重组分进行分离，然后采用与顺序分离流程类似的方法对轻烃进行深冷分离。这种常规的深冷分离方法能耗较高且乙烯回收率较低，原因是：为了将物料冷却到所需要的温度，常常自脱甲烷塔回流罐引出一股液相甲烷进行节流，为***提供冷量，增加了低温乙烯冷剂的负荷，也损失一些乙烯；由于闪蒸罐的液相都进入脱甲烷塔，脱甲烷塔负荷大；氢气罐和脱甲烷塔损失一定量的乙烯。
中国专利CN1023685C叙述了用于乙烯顺序流程的轻烃分离方法，它采用预脱乙烷塔对来自压缩区的原料气进行非清晰分割。预脱乙烷塔的塔顶不含碳三、塔釜不含甲烷，这样降低了脱甲烷塔下部的负荷。但是由于预脱乙烷塔使进入冷箱的碳二量增多，使冷量后移，即导致更低温的冷剂消耗量增加，所以达不到节能的目的。另外尾气中仍损失一定量的乙烯。
中国专利CN1048713C在CN1023685C的基础上增加了甲烷吸收塔，虽然使尾气中的乙烯损失有所降低，但没有改变冷量后移的问题。
发明内容
本发明的目的在于改进现有的轻烃分离方法，提供一种用于对含有氢气、甲烷、碳二和碳三等轻烃进行有效分离，既节能而乙烯回收率又高的轻烃分离方法。
为达到上述目的，本发明轻烃分离方法的主要特点在于，升压后的轻烃经预冷首先进入组分分配装置，将气相中的全部碳三组分转入组分分配装置底部的液相中，同时将大部分碳二和少量甲烷也转到塔釜液中。组分分配装置顶部的气相经过逐级冷却分离后进入氢气分离***。逐级分离得到的液相进入脱甲烷塔。组分分配装置底部的液相进入预脱甲烷塔，预脱甲烷塔将进料分离为不含碳三的塔顶物流和不含碳一的釜液。
本发明提供一种轻烃混合物的深冷分离方法，该方法包括：
在轻烃原料气进入气液分离罐进行气液分离后，在气相出口的下游设置组分分配装置，和在气液分离罐的液相出口及组分分配装置的液相出口的下游设置预脱甲烷塔；
经过压缩、干燥和预冷的轻烃原料气进入气液分离罐；
分离罐分离的气相进一步冷却后送入组分分配装置的下部，在该装置内经洗涤和冷却将全部碳三和大部分碳二以及少量甲烷转入组分分配装置底部，底部液相进入预脱甲烷塔的上部；组分分配装置顶部气不含碳三，经一系列冷却器冷却和闪蒸罐分离得到多股液相，分别依次进入脱甲烷塔的中上部不同位置；
经气液分离罐分离的液相，含碳二、碳三和更重组分以及少量甲烷，送入预脱甲烷塔；
预脱甲烷塔将气液分离罐分离的液相和组分分配装置的底部液相分离为不含碳三的塔顶气和不含甲烷的塔釜液，塔顶气送入脱甲烷塔下部；
脱甲烷塔将多股进料分离为塔顶气甲烷和塔釜液碳二。
本发明方法的一个优选实施方式还包括：
在最后一级闪蒸罐下游设置碳二洗涤塔；
闪蒸罐分离的气相经冷却器冷却后进入碳二洗涤塔的下部，从塔的上部引入一股只含甲烷和少量氢气的液体对塔内气体进行洗涤，使碳二洗入塔釜液中，塔釜液送入脱甲烷塔的最上部；塔顶气进入下游氢气/甲烷分离***。其中，优选地采用碳二洗涤塔塔顶气的部分冷凝液作为洗涤液。
所述的组分分配装置可以是使轻烃混合物中的碳二和甲烷组分按一定比例转入装置底部的任何分离装置，例如，包括洗涤塔、分馏塔、分凝分离器或分凝分馏塔。如选用洗涤塔，可以是任何形式的塔，包括板式塔和填料塔。塔板数一般少于20块，所以塔不会很高，投资也不多。优选的方法是采用塔顶气的冷凝液作为洗涤液。当采用塔顶气相冷凝液做为洗涤液时，冷凝器和冷凝液闪蒸罐可置于塔顶或较高的平台上，液体依靠重力返回塔顶，这样可减少管线用量和取消一台低温泵。
进入组分分配装置的气相经过洗涤和冷却可除掉全部的碳三，同时超过50％的碳二和超过10％的部分甲烷也洗涤到装置底部，本发明不要求装置底部的液相中不含甲烷。
当脱甲烷塔在高压(约3.0MPa)下操作时，在脱甲烷塔的塔顶气出口下游设置膨胀机，对塔顶气甲烷进行膨胀制冷，为冷却***提供冷量。
附图说明
图1是本发明的工艺流程示意图
图2是本发明的优选方案工艺流程示意图。
图3是本发明应用于乙烯装置的前脱丙烷前加氢流程的工艺流程示意图。
图4是本发明应用于乙烯装置的顺序流程的工艺流程示意图。
下面结合附图详细描述本发明方法的特点。
如图1所示，原料气经过压缩干燥后被冷却到-15～-21℃，并进入气液分离罐1，分离出的液相主要含碳二/三及更重组分和少量的甲烷，这股液相进入预脱甲烷塔4进行分离；分离罐1分离出的气相经冷却器2进一步冷却后自底部进入组分分配装置3(此处选用洗涤塔)。在装置3中从顶部引入一股只含碳二及轻组分的烃液对进料气相进行洗涤和，从而将所有碳三及大量的碳二和部分碳一洗涤到塔釜，优选的方法是将离开装置3的气相进行冷却，利用其冷凝液(罐6底部)作为洗涤液体。装置3的釜液送入预脱甲烷塔4的上层塔板，洗涤液温度一般在-41～-80℃，可根据原料和冷剂等级优化。组分分配装置3的塔顶气相经过进一步冷却(如冷却器7、板翅式换热器20和冷却器10)并在罐9和11内闪蒸得到两股液相，这两股液相依次进入脱甲烷塔13的不同位置。在罐6的温度合理的情况下，也可以取消换热器7和闪蒸罐9。自罐11出来的气相在冷箱板翅式换热器21内冷却后进入闪蒸罐8，罐8的液相进入脱甲烷塔13的上部，气相进入下游的氢气***(由板翅式换热器23和罐16组成)。预脱甲烷塔4的作用是将罐1和塔3来的物料分离为不含碳三的塔顶气相和不含甲烷的釜液，它们分别送入脱甲烷塔13和下游的脱乙烷塔24(如图3，4所示)，预脱甲烷塔可由塔顶冷凝器提供回流，也可从脱甲烷塔13引出一股液相作为回流。脱甲烷塔顶气相经膨胀机15后温度降低，经***(换热器21、20、19)回收冷量后出装置。由于脱甲烷塔13的所有进料均不含碳三，所以其塔釜产品只有碳二。对于乙烯装置的前脱丙烷前加氢流程，这股物料可直接进入乙烯塔27(如图3所示)。对于乙烯装置的顺序流程，这股物料经反应器26碳二加氢后可进入乙烯塔的上层塔板(如图4所示)。
为了进一步降低脱甲烷塔13的负荷和减少进入氢气***的乙烯损失，本发明还增设了碳二洗涤塔12，参见图2。来自冷箱换热器21的物料由底部进入碳二洗涤塔12，通过一股只含碳一和少量氢气的液体(优选的方法是通过对塔12顶部的物料进行部分冷凝提供洗涤液)对塔内气相洗涤，洗涤后的气相进入下游的氢气***。洗涤塔可达到以下效果：①进入塔12的温度(-110℃左右)较进入罐8的温度(一般低于-128℃)高，所以冷凝的轻组分减少，降低了进入塔13的液量；②尽管进入氢气***的流量增加，但乙烯的含量大幅度降低，乙烯损失减少；③碳二洗涤塔12的结构简单，可以采用板式塔和填料塔，由于该塔不高，所以罐14可以置于塔12的顶部，这样可以省一台。当然，也可以设置洗涤液泵。
本发明的方法具有如下优点和实现如下的效果：
1.降低能耗
本发明从四个方面减少了能耗：①由于组分分配装置3在脱除进料中碳三的同时可使很大部分的碳二及少量碳一随同釜液进入预脱甲烷塔，从而降低了冷箱的负荷和低温冷剂的负荷；②预冷后的轻烃冷凝液自罐1进入预脱甲烷塔，其中含有的碳二和甲烷不进入冷箱，也减少了冷箱的负荷。通过分离罐1和组分分配装置3，进料中C3、C2和C1脱除的比率分别为100％、55～89％和10～27％；③膨胀机15对脱甲烷塔顶的甲烷进行膨胀制冷可为冷箱换热器22、21提供足够的冷量，所以不需要从脱甲烷塔13抽出液相甲烷为冷箱提供冷量，减少了脱甲烷塔13冷凝器的冷负荷。④碳二洗涤塔12在提高乙烯回收率的同时也减少了脱甲烷塔13的负荷。计算表明本发明可比CN1048713C减少约10％的乙烯冷剂消耗量。
2.乙烯回收率高
一般的分离方法须从脱甲烷塔抽出一股液相为冷箱提供冷量，这股液相中乙烯的含量较高，通常在0.6～0.95mol％范围内，本发明的分离方法不需抽出这股液相。
另外，碳二洗涤塔12将进入氢气分离***的物料中的乙烯洗涤到塔釜，使氢气和尾气中基本不含乙烯。在一般的流程中，进入氢气分离***的物料中含有0.15～0.23mol％的乙烯，而采用碳二洗涤塔12可使这股物料中乙烯的含量低于0.1mol％。
因此，本发明的深冷***乙烯回收率可高达99.5％。
3.对下游***的改进
本发明除了降低冷箱和脱甲烷部分的能耗外，同时对下游的工艺和能耗也有相当的改进。由于组分分配装置将进料中的碳二分成两部分，其中进入脱甲烷塔的部分没有碳三以上的重组分，所以脱甲烷塔釜的物料可不进入脱乙烷塔。脱乙烷塔的进料只来自预脱甲烷塔釜，而常规流程的脱乙烷塔需要处理全部的碳工，因此本发明使脱乙烷塔负荷降低。其次，乙烯塔的进料由常规的单股变为浓度不同的两股进料，常规乙烯塔只有来自脱乙烷塔顶的一股进料，采用本发明的方法后，乙烯塔的进料分别来自脱甲烷塔和脱乙烷塔，所以也降低了乙烯塔的能耗。
具体实施方式
本发明的方法可用于轻烃混合物深冷分离的顺序流程和前脱丙烷流程。
图3是本发明用于乙烯装置前脱丙烷前加氢分离流程的情况。裂解气经过急冷、压缩、碱洗和干燥预冷后，在1.1MPa～1.5MPa压力下进行前脱丙烷(塔1d)，脱丙烷塔1d顶的轻烃只含有氢气、甲烷、碳二、碳三及其它微量杂质，经过压缩机1a再次压缩后压力升至3.6MPa～3.8MPa，进而在反应器1g内进行前加氢和冷却器1c预冷。预冷后的温度可到-15℃以下，并在脱丙烷塔回流罐1中气液分离。罐1的液相一部分作为回流返回脱丙烷塔1d，其余则进入预脱甲烷塔4；罐1的气相进一步由冷却器2冷却后进入组分分配装置3。然后按本发明的流程进行分离。对于前脱丙烷流程，因脱甲烷塔13的塔釜和脱乙烷塔24的塔顶碳二均不含炔烃，可直接进入乙烯塔27，塔27生产产品乙烯和乙烷。塔27可采用低压热泵技术，当脱甲烷塔13为高压塔时，塔釜的碳二组分减压后可为冷却器5和预脱甲烷塔4的冷凝器提供冷量，所以可减少一个温位的乙烯冷剂。
图4是本发明用于乙烯装置顺序分离流程的情况。裂解气经过压缩机1a升压后，由干燥器1b脱水和冷却器1c冷却，之后进入分离罐1。以下按本发明的方法进行分离，但是因为顺序分离流程的脱甲烷塔13的釜液和脱乙烷塔24的塔顶碳二中均含有乙炔，所以必须经过两个脱炔反应器25、26后才能送入乙烯塔27。
下面通过实施例进一步说明本发明的特点，但本发明不受这些实施例的限制。
实施例一
对于80万吨/年乙烯装置，采用前脱丙烷前加氢流程，在相同的设计基础下对本发明不加碳二洗涤塔的方法(方案A)和CN1023685C+膨胀机的方法(方案B)进行流程模拟，结果见表一
表一
  方案A   方案B   B-A
  去冷箱的物料(kgmol/h)   5645   7163   1518
  脱除碳二/进料碳二(％)   61   40   -21
  -62℃乙烯冷剂(MMkcal/hr)   2.689   5.0543   2.3653
  -76℃乙烯冷剂(MMkcal/hr)   3.8564   5.6944   1.838
  -101℃乙烯冷剂(MMkcal/hr)   3.1544   3.9714   0.817
可以看出，由于本发明采用组分分配装置和配合使用预脱甲烷塔，进入冷箱的物料量大幅度减少，冷箱和碳一***所消耗的各温度等级的冷剂负荷也少，所以，与现有技术比较本发明的流程是节能的。
实施例二
对于80万吨/年乙烯装置，采用顺序流程在相同的设计基础下：对本发明不加碳二洗涤塔的方法(方案A)和CN 1023685C+膨胀机的方法(方案B)进行流程模拟，结果见表二
表二
  方案A   方案B   B-A
  去冷箱的物料(kgmol/h)   5745   7640   1895
  脱除碳二/进料碳二(％)   62   31   -31
  -62℃乙烯冷剂(MMkcal/hr)   2.7513   5.7217   2.9704
  -76℃乙烯冷剂(MMkcal/hr)   3.6802   7.4043   3.7241
  -101℃乙烯冷剂(MMkcal/hr)   3.2513   3.7181   0.4668
可以看出，由于本发明采用组分分配装置和配合使用预脱甲烷塔，进入冷箱的物料量大幅度减少，冷箱和碳一***所消耗的各温度等级的冷剂负荷也少，所以，与现有技术比较本发明的流程是节能的。
实施例三
对于80万吨/年乙烯装置，采用前脱丙烷前加氢流程在相同的设计基础下，对本发明的方法(方案A)和CN1048713C+膨胀机的方法(方案B)进行流程模拟。乙烯冷剂的温度等级分别定为为-62℃、-76℃、-101℃。深冷部分计算结果见表三。很明显，与现有技术比较本发明的流程能耗低。
表三
  方案A   方案B   B-A
  去冷箱的物料(kgmol/h)   5645   7161   1516
  脱除碳二/进料碳二(％)   61   40   -21
  -62℃乙烯冷剂(MMkcal/hr)   2.689   5.0543   2.3653
  -76℃乙烯冷剂(MMkcal/hr)   3.8564   6.4755   2.6191
  -101℃乙烯冷剂(MMkcal/hr)   2.8705   3.2251   0.3546
另外对于80万吨/年乙烯装置，裂解原料为石脑油，采用图3的前脱丙烷前加氢流程，流程模拟计算的物料平衡见表四，乙烯的总损失量只有4.84kgmol/h，乙烯回收率达99.8％：
实施例四
对于80万吨/年乙烯装置，采用顺序分离流程以相同的设计基础，对采用本发明的方法(方案A)和CN1048713C+膨胀机的方法(方案B)进行流程模拟，乙烯冷剂的温度等级分别定为为-62℃、-76℃、-101℃。计算结果见表五。可以看出，由于本发明采用组分分配装置和配合使用预脱甲烷塔，进入冷箱的物料量大幅度减少，冷箱和碳一***所消耗的各温度等级的冷剂负荷也少，所以，与现有技术比较本发明的流程是节能的。
表五
  方案A   方案B   B-A
  去冷箱的物料(kgmol/h)   5745   7640   1895
  脱除碳二/进料碳二(％)   62   31   -31
  -62℃乙烯冷剂(MMkcal/hr)   2.7513   5.7217   2.9704
  -76℃乙烯冷剂(MMkcal/hr)   3.6802   6.4757   2.7955
  -101℃乙烯冷剂(MMkcal/hr)   3.0804   3.3615   0.2811

Claims (9)

1. 一种含有氢气、甲烷、碳二、碳三、碳四及碳五的轻烃混合物的深冷分离方法，该方法包括：
在轻烃原料气进入气液分离罐进行气液分离后，在气相出口的下游设置组分分配装置，和在气液分离罐的液相出口及组分分配装置的液相出口的下游设置预脱甲烷塔；
经过压缩、干燥和预冷的轻烃原料气进入气液分离罐；
分离罐分离的气相进一步冷却后送入组分分配装置的下部，在该装置内经洗涤和冷却将全部碳三和大部分碳二以及少量甲烷转入组分分配装置底部，底部液相进入预脱甲烷塔的上部，组分分配装置顶部气相不含碳三，经一系列冷却器冷却和闪蒸罐分离得到多股液相，分别依次进入脱甲烷塔的中上部不同位置；
经气液分离罐分离的液相，含碳二、碳三和更重组分以及少量甲烷，送入预脱甲烷塔；
预脱甲烷塔将气液分离罐分离的液相和组分分配装置的底部液相分离为不含碳三的塔顶气和不含甲烷的塔釜液，塔顶气送入脱甲烷塔下部；
脱甲烷塔将多股进料分离为塔顶气甲烷和塔釜液碳二.
2. 根据权利要求1的方法，其中还包括：
在最后一级闪蒸罐下游设置碳二洗涤塔，
闪蒸罐分离的气相经冷却器冷却后进入碳二洗涤塔的下部，从塔的上部引入一股只含甲烷和少量氢气的液体对塔内气体进行洗涤，使碳二洗入塔釜液中，塔釜液送入脱甲烷塔的最上部；塔顶气进入下游的氢气/甲烷分离***.
3. 根据权利要求2的方法，其中采用碳二洗涤塔塔顶气的部分冷凝液作为洗涤液.
4. 根据权利要求1或2的方法，其中组分分配装置选自洗涤塔、分馏塔、分凝分离器和分凝分馏塔.
5. 根据权利要求4的方法，其中组分分配装置是洗涤塔，并采用洗涤塔塔顶气的部分冷凝液作为洗涤液.
6. 根据权利要求1或2的方法，其中在组分分配装置底部的液相中碳二占进料的50％以上和甲烷占进料10％以上.
7. 根据权利要求1或2的方法，其中还包括：
在脱甲烷塔的塔顶气出口下游设置膨胀机，对塔顶气甲烷进行膨胀制冷，为冷却***提供冷量.
8. 根据权利要求1或2的方法，用于轻烃混合物深冷分离的顺序流程.
9. 根据权利要求1或2的方法，用于轻烃混合物深冷分离的前脱丙烷流程.
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