CN105276924A

CN105276924A - 一种轻烃深冷分离回收装置及方法

Info

Publication number: CN105276924A
Application number: CN201410455184.0A
Authority: CN
Inventors: 赵百仁; 李广华; 王振维; 盛在行; 高耸; 刘罡
Original assignee: Sinopec Engineering Inc; Sinopec Engineering Group Co Ltd
Current assignee: Sinopec Engineering Inc; Sinopec Engineering Group Co Ltd
Priority date: 2014-07-04
Filing date: 2014-09-09
Publication date: 2016-01-27
Anticipated expiration: 2034-09-09
Also published as: CN105276924B

Abstract

本发明公开了一种轻烃深冷分离回收装置及方法。所述装置设置有甲烷/氢分离***，包括：1#尾气换热器、氢/甲烷分离罐和氢气分流控制器；3#脱甲烷塔进料分离罐顶部管线经1#尾气换热器后连接氢/甲烷分离罐，氢/甲烷分离罐底部管线经1#尾气换热器后连接脱甲烷塔；氢/甲烷分离罐顶部出口管线上设置氢气分流控制器，氢气分流控制器的分流管线连接氢气甲烷膨胀机***。本发明通过对干燥后的轻烃裂解气进行激冷分离，可得高纯H2，并将CH4和C2’s几乎完全分离，特别适应于以乙烷为裂解原料的乙烯装置。

Description

一种轻烃深冷分离回收装置及方法

技术领域

本发明涉及轻烃回收领域，进一步地说，是涉及一种轻烃深冷分离回收装置及方法。特别适应于乙烯装置上，以乙烷为主要裂解原料时，分离部分要求有较高的乙烯和氢气回收率的地方。

背景技术

乙烯装置的裂解原料主要有乙烷、丙烷、饱和LPG、石脑油、加氢尾油和轻柴油等，一般原料越轻乙烯的收率越高，装置的能耗也越低。随着国内/外液化天然气(LNG)开发产量的不断提高，以及页岩气的大量开发利用，以乙烷为主要裂解原料的乙烯装置势必会得到进一步的发展和应用。

重质原料裂解气中CH4、C3s及以上的重质组分产量较高，而乙烷裂解产物中H2和乙烷含量非常高、重组分产量却极小。国内现有的乙烯裂解深冷分离工艺流程，主要针对目前我国普遍存在的液相重质原料定制的(见图1)，不太适于轻组分含量很高的乙烷等气相原料裂解气的分离。例如：以石脑油为裂解原料时，乙烯收率可达到99.6％、氢气纯度95mol％以上。而用于分离乙烷裂解气时，氢气纯度仅为86mol％；乙烯损失高达3.3％，对于一套百万吨级的乙烯装置，即相当于约4吨/小时的乙烯损失量，浪费严重。

国外已有的轻烃裂解装置，其分离技术也存在着高附加值的乙烯和氢气产品收率不是很高、氢气还需要另设变压附装置(PSA)提纯的问题，造成经济效益的一定损失或装置投资的额外增加。

发明内容

为解决现有技术中出现的问题，本发明提供了一种轻烃深冷分离回收装置及方法。用于分离以乙烷为主要原料的裂解气时，可以大幅度地提高乙烯的回收率和氢气纯度，使之达到可与现有石脑油原料分离流程相当的程度。

本发明的目的之一是提供一种轻烃深冷分离回收装置。

包括:脱甲烷塔、碳二回收塔、1#～7#尾气换热器、1#～3#脱甲烷塔进料分离罐，

所述装置设置有甲烷/氢分离***，包括：1#尾气换热器、氢/甲烷分离罐和氢气分流控制器；3#脱甲烷塔进料分离罐顶部管线经1#尾气换热器后连接氢/甲烷分离罐，氢/甲烷分离罐底部管线经1#尾气换热器后连接脱甲烷塔；氢/甲烷分离罐顶部出口管线上设置氢气分流控制器，氢气分流控制器的分流管线连接氢气甲烷膨胀机***；

脱甲烷塔顶部连接碳二回收塔，碳二回收塔内设置冷凝器，碳二回收塔底部连接脱甲烷塔，碳二回收塔顶部连接氢气甲烷膨胀机***；

氢气甲烷膨胀机***包括：膨胀机入口混合罐、膨胀机、出口分离罐；氢气分流控制器的分流管线与碳二回收塔顶部管线合并后连接膨胀机入口混合罐，膨胀机入口混合罐顶部连接膨胀机，膨胀机出口管线和膨胀机入口混合罐出口管线合并后连接出口分离罐，出口分离罐底部管线分成两支，一支连接碳二回收塔内的冷凝器，另一支经尾气换热器后送出界外。

其中，

所述碳二回收塔采用分凝分馏塔型式。

本发明的目的之二是提供一种轻烃深冷分离回收方法。

包括：

1)干燥脱水的裂解气经换热和冷却后，由1#、2#和3#脱甲烷塔进料气液分离罐分离出其中的液相，自下而上依次作为脱甲烷塔的第一、第二和第三股进料；

2)3#脱甲烷塔进料气液分离罐的气相经1#尾气换热器换热后进入氢/甲烷分离罐，氢/甲烷分离罐分离的液相经1#尾气换热器换热后作为脱甲烷塔的第四股进料；氢/甲烷分离罐分离的气相部分作为高压氢气送出界外，部分分流至氢气甲烷膨胀机***；

3)脱甲烷塔顶气相送入碳二回收塔，回收乙烯，碳二回收塔塔底回流至脱甲烷塔；

4)碳二回收塔顶气相与甲烷/氢分离***分流出的氢气汇合，进入膨胀机入口混合罐，气相作为膨胀机的进料，液相与膨胀机出口物料混合，进入出口气液分离罐，分出的气相为第二股氢气产品，分出的液相一部分为碳二回收塔内的冷凝器提供冷量，另一部分为尾气换热器提供深冷冷量。

甲烷/氢分离***所需的深冷冷量，不是全部由该***分离出的氢气和甲烷节流产生，68～83％的冷量由膨胀机提供；

步骤(2)中，氢/甲烷分离罐分离的气相分流至氢气甲烷膨胀机***的比例在63～100％之间。

步骤(3)中，碳二回收塔进料以甲烷为主，塔顶温度-108℃以下。

步骤(4)中，膨胀机进料中氢气的体积百分含量为83～92％。

本发明可以通过以下技术方案来实现：

所述轻烃深冷分离工艺流程含有一套裂解气激冷***。

激冷***中含有若干台串联的板翅式尾气换热器(放在冷箱内)、多个脱甲烷塔进料气液分离罐和一个甲烷/氢分离器***。

激冷***的功能主要是冷却裂解气，为脱甲烷塔提供进料，并分离氢气。其所需要的冷量主要由丙烯冷剂、乙烯冷剂和氢/甲烷膨胀机***提供，同时回收循环乙烷、脱甲烷塔釜液、氢气和甲烷尾气等的冷量。

所述甲烷/氢分离***含有一个最冷的尾气换热器、一台氢/甲烷分离罐和一个氢气分流控制器。所述氢气分流控制器，分流比例在63～100％之间，分出的氢气送往下游氢/甲烷膨胀机。该***分离出的液相甲烷，不是直接做甲烷产品，而是返回尾气换热复热至-101℃后，用作脱甲烷塔的最上一股进料，以进一步回收其中的碳二组分。

所述轻烃深冷分离工艺流程采用高压脱甲烷技术，单塔，塔压在2.9～3.2MPaG之间，有四股进料，由最冷(-101℃)一级的乙烯冷剂冷凝回流。在脱甲烷塔顶部代替原有的回流罐，另设置一台碳二回收塔，采用分凝分馏塔(CFT)型式，由氢/甲烷膨胀机出口的一部分液相甲烷提供冷量，回收乙烯。

所述轻烃深冷分离工艺流程还含有一套氢气、甲烷膨胀/再压缩机***，包括氢/甲烷膨胀机、甲烷尾气再压缩机和氢气再压缩机各一台。

所述氢/甲烷膨胀机，其进料主要为低温H2，视设计制造的需要，可以为一段也可分为二段，入口设氢/甲烷混合罐，出口设气液分离罐。设置节流减压阀与膨胀机平行，用于液相自入口混合罐至出口分离罐的直接输送。

所述氢/甲烷膨胀机***，除了首先为甲烷/氢分离***和碳二回收塔提供冷量外，还可将碳二回收塔顶甲烷中的H2回收干净，并能再次分离出纯度较高的氢气产品。

本发明的效果是：通过大比例的分流氢气，与甲烷一起进入膨胀机，不但可以直接分离出一股纯度为92～97mol％的氢气，还可以为激冷***、碳二回收塔顶提供最冷一级的冷量，从而分离出一股浓度在95～99mol％之间的高压、高纯氢气，并使整个激冷和脱甲烷***中乙烯损失率降低至0.039～0.084％的超低水平。甲烷尾气中氢气损失可控制在0.3％以内。

用碳二回收塔代替脱甲烷塔回流罐，可以使乙烯回收率提高0.5个百分点，对于一套100万吨/年乙烯轻烃装置，相当于多回收乙烯约622kg/h，每年增加产量近5000万元。

附图说明

图1现有技术的工艺流程示意图之一

图1标记说明：

1～7-1#～7#尾气换热器；8-甲烷再压缩机；9-出口水冷器；10-甲烷尾气；11-低压甲烷；12-高压氢气；14-循环乙烷；17-裂解气；18-烃液；19-预脱甲烷塔釜液；20-脱甲烷塔釜液；21-循环乙烷汽化器；22-预脱甲烷塔进料冷却器；23-预脱甲烷塔进料分离罐；24～26-1～3#脱甲烷塔进料分离罐；27-氢/甲烷分离罐；28-脱甲烷塔第一进料激冷器；29-脱甲烷塔第二进料激冷器；30-预脱甲烷塔；31-预脱甲烷塔再沸器；32-预脱甲烷塔冷凝器；33-脱甲烷塔；34-脱甲烷塔再沸器；35-脱甲烷塔冷凝器；37-回流泵；38-回流罐；40-甲烷尾气膨胀机。

图2本发明的工艺流程示意图

图2标记说明：

1～7-1#～7#尾气换热器；8-甲烷再压缩机；9-甲烷水冷器；10-甲烷尾气；12-高压氢气；13-低压氢气；14-循环乙烷；15-氢气水冷器；16-氢气再压缩机；17-裂解气；20-脱甲烷塔釜液；21-循环乙烷汽化器；24～26-1#～3#脱甲烷塔进料分离罐；27-氢/甲烷分离罐；28-脱甲烷塔第一进料激冷器；29-脱甲烷塔第二进料激冷器；33-脱甲烷塔；34-脱甲烷塔再沸器；35-脱甲烷塔冷凝器；36-碳二回收塔冷凝器；37-回流泵；39-碳二回收塔；41-氢/甲烷膨胀机；42-膨胀机入口混合罐；43-节流阀；44-出口分离罐；45-氢气分流控制器；46-甲烷/氢分离器***。

具体实施方式

下面结合实施例，进一步说明本发明。

实施例

如图2所示，一种轻烃深冷分离回收装置。

包括:脱甲烷塔33、碳二回收塔39、1#～7#尾气换热器、1#～3#脱甲烷塔进料分离罐，

所述装置设置有甲烷/氢分离***，包括：1#尾气换热器1、氢/甲烷分离罐27和氢气分流控制器45；3#脱甲烷塔进料分离罐26顶部管线经1#尾气换热器1后连接氢/甲烷分离罐27，氢/甲烷分离罐27底部管线经1#尾气换热器1后连接脱甲烷塔33；氢/甲烷分离罐27顶部出口管线上设置氢气分流控制器45，氢气分流控制器45的分流管线连接氢气甲烷膨胀机***；

脱甲烷塔33顶部连接碳二回收塔39，碳二回收塔39内设置冷凝器，碳二回收塔底部连接脱甲烷塔33，碳二回收塔39顶部连接氢气甲烷膨胀机***；

氢气甲烷膨胀机***包括：膨胀机入口混合罐42、膨胀机41、出口分离罐44；氢气分流控制器45的分流管线与碳二回收塔39顶部管线合并后连接膨胀机入口混合罐42，膨胀机入口混合罐42顶部连接膨胀机41，膨胀机41出口管线和膨胀机入口混合罐42出口管线合并后连接出口分离罐44，出口分离罐44底部管线分成两支，一支连接碳二回收塔39内的冷凝器，另一支经尾气换热器后送出界外。

其中，

所述碳二回收塔39采用分凝分馏塔型式。

干燥脱水的裂解气进入激冷***后，通过普通釜式换热器和多个串联的板翅式尾气换热器，经各级丙烯冷剂、循环乙烷、脱甲烷塔釜液和各级乙烯冷剂等，逐级冷却到-45～-55℃、-70～-72℃和-96～-98℃，由脱甲烷塔1#、2#和3#进料气液分离罐分离出其中的液相，自下而上依次作为脱甲烷塔33的第一、第二和第三股进料。

最后剩余的裂解气含有绝大部分的H2与CO、一半多的CH4以及少量的C2’s等送入甲烷/氢分离器***，经最冷端1#尾气换热器进一步冷却到-152～-182℃甚至以下，进入氢/甲烷分离罐。罐底分离出的液相，主要为CH4和C2’s,由调节阀控制返回1#尾气换热器复热至-101℃以上后，作为脱甲烷塔的最上一股(第四股)进料，充分回收其中的碳二组分。罐顶分出的气体为95～99mol％浓度的高纯氢气，由氢气分流控制器分流出一少部分，经裂解气激冷***回收冷量后复热到常温(30℃)，直接作为高压氢气产品；另一大部分则送往后续氢气、甲烷膨胀机***。

脱甲烷塔再沸器用丙烯冷剂做热源，保证塔釜不含CH4；塔顶用乙烯冷剂冷却到-98℃左右。塔底釜液产品经激冷***复热，部分汽化后送下游单元；塔顶气相流出物送入碳二回收塔下部，回收乙烯，提高其回收率。碳二回收塔由氢/甲烷膨胀机出口的一部分液相甲烷冷凝回流，可控制其塔顶产品中乙烯含量在0.2mol％以下；塔底液相返回脱甲烷塔顶一起做回流。

碳二回收塔顶气相产品与甲烷/氢分离器***分流出的氢气汇合，一起进入氢/甲烷膨胀机入口混合罐，气相作为膨胀机的进料，液相由液位控制经节流阀减压后，绕过膨胀机直接与其排出物料混合，共同排入膨胀机出口气液分离罐。分离罐分出的气相为第二股氢气产品，纯度在92mol％以上，为激冷***提供最冷级的致冷冷量；液相为高纯甲烷，由液位控制排出，一部分先为碳二洗涤塔顶提供冷量，然后与另一部分一道继续为激冷***提供深冷冷量。

在激冷***的后半部分，两股氢气产品、甲烷尾气、循环乙烷和乙烯产品经丙烯冷剂等回收冷量后，均被复热到约30℃。高压氢气送甲烷化单元或直接外送；低压氢气经再压缩机升高至约2.5MPaG后外送，其中氢气压缩机一段由膨胀机驱动。甲烷尾气经再压缩机升压至0.50MPaG左右，送干燥器再生***使用，最终送裂解炉作燃料。

Claims

1.一种轻烃深冷分离回收装置，包括:脱甲烷塔、碳二回收塔、1#～7#尾气换热器、1#～3#脱甲烷塔进料分离罐，其特征在于：

2.如权利要求1所述的轻烃深冷分离回收装置，其特征在于：

所述碳二回收塔采用分凝分馏塔型式。

3.一种采用如权利要求1或2所述装置的轻烃深冷分离回收方法，其特征在于所述方法包括：

4.如权利要求3所述的轻烃深冷分离回收方法，其特征在于：

5.如权利要求3所述的轻烃深冷分离回收方法，其特征在于：

步骤(3)中，碳二回收塔进料以甲烷为主，塔顶温度在-108℃以下。

6.如权利要求3所述的轻烃深冷分离回收方法，其特征在于

步骤(4)中，膨胀机进料中氢气的体积百分含量为83～92％。

7.如权利要求3所述的轻烃深冷分离回收方法，其特征在于：

甲烷/氢分离***所需的深冷冷量的68～83％由膨胀机提供。