CN113354506B - 一种组合吸收回收分离炼厂饱和干气中低碳烃的方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种组合吸收回收分离炼厂饱和干气中低碳烃的方法，包括下述步骤：S1、炼厂饱和干气经过气体压缩机逐级压缩到3～4.5MPag，再经过除杂设备脱除杂质后，经由冷却器逐级冷却到‑15～‑35℃进入吸收塔；S2、吸收塔采用液相丙烷或富含丙烷的C3馏分作为吸收剂，所述吸收剂从塔顶进入吸收塔，吸收饱和干气中的C2及C2以上组分；吸收塔的塔底物料送至解吸塔，吸收塔塔顶气相进入再吸收塔；本发明以丙烷或富含丙烷的C3馏分作为吸收剂，以甲苯或二甲苯、工业己烷作为再吸收剂，在中冷的条件下，对炼厂各装置产出的饱和干气进行吸收分离，乙烷、丙烷回收率可达98％以上，同时吸收剂的循环量和跑损量相对较小，吸收剂基本不需要补充，装置能耗较低。

Description

一种组合吸收回收分离炼厂饱和干气中低碳烃的方法

技术领域

本发明涉及一种分离炼厂饱和干气中低碳烃的方法，具体是一种组合吸收回收分离炼厂饱和干气中低碳烃的方法。

背景技术

炼厂饱和干气主要来源于原油的一次加工和二次加工，如常减压蒸馏、加氢裂化、重整等过程中副产的气体，主要包含有氢气、甲烷、乙烷、丙烷等组分。目前，炼厂饱和干气大多直接用于工业或民用燃料，造成资源的严重浪费。乙烷、丙烷可作为乙烯裂解装置的原料，用于生产乙烯、丙烯，可以有效降低乙烯裂解原料成本，提高企业经济效益。

目前炼厂饱和干气的分离方法主要有深冷分离法、中冷油吸收法、变压吸附法及浅冷油吸收法等，各种方法各具特点。深冷分离法回收率高，工艺成熟，但设备投资大，能耗较高；中冷油吸收法多采用混合碳四或碳五作为吸收剂，投资低、适应性强，但回收率较低，吸收剂循环量和损失大，能耗较高；变压吸附能耗低，操作简单，但占地面积大，吸收效果较差，产品纯度低、回收率低。

专利公告号CN106609161A提出了一种分离炼厂饱和干气的方法，该方法采用C4作为吸收剂，在主吸收塔中吸收经压缩、冷却后的饱和干气中的C2馏分及更重组分，主吸收塔的塔底物流送至解吸塔，解吸塔顶得到回收的C2浓缩气。吸收塔压力约3.0～4.5MPag，吸收塔塔顶温度约5℃～25℃，塔底温度100℃～160℃。解吸塔塔顶温度55℃～65℃，塔底温度100℃～160℃。该方法设有再吸收塔和稳定塔，采用稳定汽油作为吸收剂，吸收主吸收塔顶气体中带出的C4吸收剂，富吸收油进入稳定塔，稳定塔塔顶温度40℃～80℃，塔底温度150℃～200℃。该方法C2回收率约97％，C2和C3总回收率约94％，但吸收剂循环量及损失量大，吸收塔、解吸塔、稳定塔塔底温度高，能耗相对较高，干气中夹带重组分较多(干气不干)。

专利公告号CN104560194A提出了一种炼厂饱和干气回收***及回收方法，该方法采用碳四或碳五作为吸收剂，设有凝液汽提塔，压缩机段间凝液送往凝液汽提塔，汽提后产品直接送往乙烯装置裂解炉。该方法另设有再吸收塔，再吸收剂为汽油。该方法的C2和C3总回收率约96％，但吸收剂循环量及损失量较大，吸收塔、解吸塔塔底温度均较高，能耗较高。

专利公告号CN109553504A提出了一种采用浅冷油吸收技术回收炼厂饱和干气的方法及装置，该方法采用C4作为吸收剂，吸收塔塔顶温度约5℃～25℃，塔底温度100℃～160℃。解吸塔塔顶温度55℃～65℃，塔底温度100℃～160℃，解吸塔底液相大部分作为循环吸收剂返回吸收塔，小部分送至汽油稳定塔处理。再吸收塔采用稳定汽油作为吸收剂，吸收主吸收塔顶气体中带出的C4吸收剂，富吸收油进入稳定塔，稳定塔塔顶温度40℃～80℃，塔底温度120℃～150℃。该方法C2回收率约98％，C2和C3总回收率约95％，但吸收剂循环量及损失量大，吸收塔、解吸塔、稳定塔塔底温度均较高，能耗相对较高。

综上所述，目前炼厂气体回收利用主要针对催化干气，饱和干气回收利用研究较少。现有的从饱和干气中分离C2/C3的工艺存在能耗高、塔及其它设备规模大、投资大，C2/C3回收率低及干气不干等问题。

发明内容

本发明的目的在于提供一种组合吸收回收分离炼厂饱和干气中低碳烃的方法，以解决上述背景技术中提出的问题。

为实现上述目的，本发明提供如下技术方案：

一种组合吸收回收分离炼厂饱和干气中低碳烃的方法，包括下述步骤：

S1、炼厂饱和干气经过气体压缩机逐级压缩到3～4.5MPag，再经过除杂设备脱除杂质后，经由冷却器逐级冷却到-15～-35℃进入吸收塔；

S2、吸收塔采用液相丙烷或富含丙烷的C3馏分作为吸收剂，所述吸收剂从塔顶进入吸收塔，吸收饱和干气中的C2及C2以上组分；吸收塔的塔底物料送至解吸塔，吸收塔塔顶气相进入再吸收塔；

S3、再吸收塔采用液相甲苯或二甲苯、工业己烷作为再吸收剂，吸收由吸收塔塔顶气相携带出的C2、C3组分，再吸收塔塔顶气体作为干气并入燃料气管网，再吸收塔塔底液相送入再解吸塔；

S4、再解吸塔塔顶气相经冷凝后富含丙烷的冷凝液，经由泵加压冷却后返回吸收塔，再解吸塔塔底液相作为再吸收剂经冷却循环返回再吸收塔塔顶；

S5、解吸塔塔顶得到乙烷、丙烷混合组分；解吸塔塔底C3+液相的一部分经加压冷却后循环返回吸收塔，其余部分进入脱丙烷塔继续分离继续分离；

S6、脱丙烷塔塔顶分离得到高纯度丙烷，一部分作为循环吸收剂经加压冷却后,与解吸塔塔底的循环物料混合返回吸收塔，另一部分作为丙烷产品排出装置；脱丙烷塔塔底得到C4+液相送入后续装置处理。

作为本发明进一步的方案：在步骤S1中，炼厂饱和干气采用3～4段逐级压缩；除杂过程包括胺洗、碱洗、干燥。

作为本发明进一步的方案：所述吸收塔理论塔板20～70层，进料位置10～40层，塔顶压力为3～4.5MPag，塔顶温度为-35～10℃，塔底温度60～90℃，吸收塔设多个中段回流。

作为本发明进一步的方案：所述再吸收塔理论塔板15～70层，进料位置5～40层，塔顶压力为1.5～2.5MPag，塔顶温度为0～15℃，再吸收塔设多个中段回流。

作为本发明进一步的方案：所述再解吸塔理论塔板15～50层，进料位置5～30层，塔顶压力为0.6～1MPag，塔顶温度为10～25℃，塔底温度190～230℃。

作为本发明进一步的方案：所述解吸塔理论塔板20～70层，进料位置10～40层，塔顶压力为1.5～3MPag，塔顶温度为6～30℃，塔底温度60～85℃。

作为本发明进一步的方案：所述脱丙烷塔理论塔板20～80层，进料位置10～50层，塔顶压力为0.6～1.5MPag，塔顶温度为15～35℃，塔底温度60～90℃。

与现有技术相比，本发明的有益效果是：

1、本发明以丙烷或富含丙烷的C3馏分作为吸收剂，以甲苯或二甲苯、工业己烷作为再吸收剂，在中冷(-15～-35℃)的条件下，对炼厂各装置产出的饱和干气进行吸收分离，乙烷、丙烷回收率可达98％以上，同时吸收剂的循环量和跑损量相对较小，吸收剂基本不需要补充，装置能耗较低。该方法在提高乙烷、丙烷的回收率的同时，解决了现有炼厂饱和干气C1、C2、C3分离过程中存在的吸收剂消耗大、能耗高、塔及其它设备规模大、投资大、回收率低及外送干气不干等问题。

2、本发明的方法中以丙烷或富含丙烷的C3馏分作为吸收剂，吸收C2效果更好，吸收剂用量小。且丙烷或富含丙烷的C3馏分为本装置自产，降低操作成本。同时，在中冷条件进行吸收，吸收剂用量小，塔及其它设备的规模小，投资低。

3、本发明以甲苯(或二甲苯、工业己烷)作为再吸收剂，吸收C3效果较好，甲烷燃料气夹带C3组分少，再吸收剂循环量小，干气中重组分夹带量不大于0.2mol％。且再吸收剂为炼厂自产，降低操作成本。

4、本发明不使用冷箱、乙烯机等设备，制冷负荷低，大大降低了低温材料和保冷材料的使用，装置投资低。

5、本发明吸收塔、解吸塔、脱丙烷塔的塔底温度较低，塔底再沸器热源可采用热水、低温位工艺物料余热等，能耗较低。

附图说明

图1为一种组合吸收回收分离炼厂饱和干气中低碳烃的方法的结构示意图。

图中：1、气体压缩机；2、除杂设备；3、冷却器；4、吸收塔；5、解吸塔；6、再吸收塔；7、再解吸塔；8、脱丙烷塔。

具体实施方式

下面结合具体实施方式对本专利的技术方案作进一步详细地说明。

请参阅图1，一种组合吸收回收分离炼厂饱和干气中低碳烃的方法，包括下述步骤：

S1、炼厂饱和干气经过气体压缩机1逐级压缩到3～4.5MPag，再经过除杂设备2脱除杂质后，经由冷却器3逐级冷却到-15～-35℃进入吸收塔4；

S2、吸收塔4采用液相丙烷或富含丙烷的C3馏分作为吸收剂，所述吸收剂从塔顶进入吸收塔4，吸收饱和干气中的C2及C2以上组分；吸收塔4的塔底物料送至解吸塔5，吸收塔4塔顶气相进入再吸收塔6；

S3、再吸收塔6采用液相甲苯或二甲苯、工业己烷作为再吸收剂，吸收由吸收塔4塔顶气相携带出的C2、C3组分，再吸收塔6塔顶气体作为干气并入燃料气管网，再吸收塔6塔底液相送入再解吸塔7；

S4、再解吸塔7塔顶气相经冷凝后富含丙烷的冷凝液，经由泵加压冷却后返回吸收塔4，再解吸塔7塔底液相作为再吸收剂经冷却循环返回再吸收塔6塔顶；

S5、解吸塔5塔顶得到乙烷、丙烷混合组分；解吸塔5塔底C3+液相的一部分经加压冷却后循环返回吸收塔4，其余部分进入脱丙烷塔8继续分离或全部进入脱丙烷塔8继续分离；

S6、脱丙烷塔8塔顶分离得到高纯度丙烷，一部分作为循环吸收剂经加压冷却后,与解吸塔5塔底的循环物料混合返回吸收塔4，另一部分作为丙烷产品送出装置；脱丙烷塔8塔底得到C4+液相送入后续装置处理。

进一步的，在步骤S1中，炼厂饱和干气采用3～4段逐级压缩；除杂过程包括胺洗、碱洗、干燥。

进一步的，所述吸收塔4理论塔板20～70层，进料位置10～40层，塔顶压力为3～4.5MPag，塔顶温度为-35～10℃，塔底温度60～90℃，吸收塔4设多个中段回流。

进一步的，所述再吸收塔6理论塔板15～70层，进料位置5～40层，塔顶压力为1.5～2.5MPag，塔顶温度为0～15℃，再吸收塔6设多个中段回流。

进一步的，所述再解吸塔7理论塔板15～50层，进料位置5～30层，塔顶压力为0.6～1MPag，塔顶温度为10～25℃，塔底温度190～230℃。

进一步的，所述解吸塔5理论塔板20～70层，进料位置10～40层，塔顶压力为1.5～3MPag，塔顶温度为6～30℃，塔底温度60～85℃。

进一步的，所述脱丙烷塔8理论塔板20～80层，进料位置10～50层，塔顶压力为0.6～1.5MPag，塔顶温度为15～35℃，塔底温度60～90℃。

在本实施例中饱和干气、吸收剂及再吸收剂的组成如下表所示：

	饱和干气	吸收剂	再吸收剂
				质量流量t/h	49.17	70	150
摩尔组成(mol％)
				氢气	50.931
氮气	8.560
				一氧化碳	0.207
氧气	0.087
				二氧化碳	1.290
甲烷	19.990
				乙烯	0.382
乙烷	9.814	0.016
				硫化氢	-
丙烯	0.040	0.244
				丙烷	4.070	99.739
C4	3.420
				C5	0.910
C6+	0.300
				甲苯	-		100

炼厂饱和干气自炼厂其它装置来，进入气体压缩机1，经四段压缩后将压力提高到3.85MPag。增压后的饱和干气经过除杂设备2后，再经冷却器3冷却到-20℃左右，进入吸收塔4。吸收塔4以丙烷为吸收剂，从塔顶进入，吸收气体中的C2及以上组分。吸收塔4的理论板数优选为45层，塔顶操作压力为3.72MPag，塔顶温度-19℃，塔底温度83℃，吸收塔4设多个中段取热回流。吸收塔4塔顶气体进入再吸收塔6，再吸收塔6理论板数优选为30层，操作压力为2.3MPag，塔顶温度为2.7℃，再吸收塔6设多个中段回流。吸收塔4塔底的富吸收液进入解吸塔5分离。再吸收塔6采用甲苯作为再吸收剂2，吸收由吸收塔4塔顶气相带出的C2、C3组分，再吸收塔6塔顶得到甲烷氢燃料气(干气)并入燃料气管网，再吸收塔6塔底液相送入再解吸塔7。再解吸塔7理论板数优选为28层，操作压力为0.8MPag，塔顶温度为15℃，塔底温度213.6℃，再解吸塔7塔顶分离得到的富含丙烷的冷凝液经泵加压后返回吸收塔4，再解吸塔7塔底甲苯作为再吸收剂冷却后循环返回再吸收塔6塔顶。解吸塔5的理论板数优选为30层，操作压力为2.3MPag，塔顶温度约24.7℃，塔底温度71℃，解吸塔5塔顶分离出乙烷、丙烷混合组分，送往下游乙烯裂解装置，其中丙烷量与炼厂饱和干气中的丙烷量基本相等；塔底C3+组分24，一部分物料经加压冷却后循环返回吸收塔4，其余部分进入脱丙烷塔8进一步分离，本实施例全部进入脱丙烷塔8进行分离。脱丙烷塔8的理论板数优选为40层，操作压力为0.8MPag，塔顶温度约22.8℃，塔底温度75.64℃，脱丙烷塔8塔顶分离出的高纯度丙烷，本实施例全部作为循环吸收剂经加压冷却后与解吸塔5塔底循环物料混合后返回吸收塔4，丙烷产品无量；脱丙烷塔8塔底出来的C4+液相送入后续装置处理。

分离后的产品如下表所示：

在本实施例中，乙烷回收率99.96wt％，丙烷回收率99.9wt％，C2C3回收率99.93wt％，甲烷燃料气中重组分夹带量小于0.2mol％。

本发明的工作原理是：本发明中，炼厂饱和干气中C2和C3含量约为20mol％，其余为氢气、甲烷、水和杂质及C4以上组分等。本发明对于吸收剂和再吸收剂有特别的限定，吸收剂为丙烷或富含丙烷的C3馏分，再吸收剂为甲苯或二甲苯、工业己烷等组份。

具体工艺流程为：来自炼厂的饱和干气，温度40℃，进入气体压缩机1，经过三级或四级压缩至3～4.5MPag，先经脱硫、脱碳、干燥及脱除其它杂质后，再经过逐级冷却至-15～-35℃，进入吸收塔4。吸收塔4以丙烷或富含丙烷的C3馏分作为吸收剂，吸收塔4顶压力为3～4.5MPag，塔顶温度为-35～10℃，塔底温度60～90℃，理论塔板20～70层，进料位置10～40层，吸收塔4设多个中段回流。吸收塔4塔顶的气相进入再吸收塔6，再吸收塔6理论塔板15～70层，进料位置5～40层，塔顶压力为1.5～2.5MPag，塔顶温度为0～15℃，再吸收塔6设多个中段回流。吸收塔4塔底的富吸收液进入解吸塔5分离。再吸收塔6采用甲苯作为再吸收剂，吸收由吸收塔4塔顶不凝气携带来的部分C2、C3组分，再吸收塔6塔顶得到甲烷氢燃料气(干气)进入燃料气管网，再吸收塔6塔底产物送入再解吸塔7。再解吸塔7理论塔板15～50层，进料位置5～30层，塔顶压力为0.6～1MPag，塔顶温度为10～25℃，塔底温度190～230℃。再解吸塔7塔顶分离得到的富含丙烷的冷凝液经泵加压后返回吸收塔4，再解吸塔7塔底甲苯作为再吸收剂经冷却循环返回再吸收塔6塔顶。解吸塔5塔顶压力为1.5～3MPag，塔顶温度为6～30℃，塔底温度60～85℃，理论塔板20～70层，进料位置10～40层；解吸塔5塔顶分离出乙烷、丙烷混合组分(也可分离得到高纯度乙烷)，塔底C3+组分，一部分物料经加压冷却后循环返回吸收塔4，其余部分进入脱丙烷塔8进一步分离(或全部进入脱丙烷塔8继续分离)。脱丙烷塔8塔顶压力为0.6～1.5MPag，塔顶温度为15～35℃，塔底温度60～90℃，理论塔板20～80层，进料位置10～50层；脱丙烷塔8塔顶分离出的高纯度丙烷，一部分作为循环吸收剂经加压冷却后与解吸塔5塔底循环物料混合后返回吸收塔4，一部分作为产品出装置；脱丙烷塔8塔底出来的C4+液相送入后续装置处理。

上面对本专利的较佳实施方式作了详细说明，但是本专利并不限于上述实施方式，在本领域的普通技术人员所具备的知识范围内，还可以在不脱离本专利宗旨的前提下做出各种变化。

Claims (7)

1.一种组合吸收回收分离炼厂饱和干气中低碳烃的方法，其特征在于，包括下述步骤：

S1、炼厂饱和干气经过气体压缩机(1)逐级压缩到3～4.5MPag，再经过除杂设备(2)脱除杂质后，经由冷却器(3)逐级冷却到-15～-35℃进入吸收塔(4)；

S2、吸收塔(4)采用液相丙烷作为吸收剂，所述吸收剂从塔顶进入吸收塔(4)，吸收饱和干气中的C2及C2以上组分；吸收塔(4)的塔底物料送至解吸塔(5)，吸收塔(4)塔顶气相进入再吸收塔(6)；

S3、再吸收塔(6)采用液相甲苯作为再吸收剂，吸收由吸收塔(4)塔顶气相携带出的C2、C3组分，再吸收塔(6)塔顶气体作为干气并入燃料气管网，再吸收塔(6)塔底液相送入再解吸塔(7)；

S4、再解吸塔(7)塔顶气相经冷凝后富含丙烷的冷凝液，经由泵加压冷却后返回吸收塔(4)，再解吸塔(7)塔底液相作为再吸收剂经冷却循环返回再吸收塔(6)塔顶；

S5、解吸塔(5)塔顶得到乙烷、丙烷混合组分；解吸塔(5)塔底C3+液相的一部分经加压冷却后循环返回吸收塔(4)，其余部分进入脱丙烷塔(8)继续分离；

S6、脱丙烷塔(8)塔顶分离得到高纯度丙烷，一部分作为循环吸收剂经加压冷却后,与解吸塔(5)塔底的循环物料混合返回吸收塔(4)，另一部分作为丙烷产品送出装置；脱丙烷塔(8)塔底得到C4+液相送入后续装置处理。

2.根据权利要求1所述的一种组合吸收回收分离炼厂饱和干气中低碳烃的方法，其特征在于，在步骤S1中，炼厂饱和干气采用3～4段逐级压缩；除杂过程包括胺洗、碱洗、干燥。

3.根据权利要求1所述的一种组合吸收回收分离炼厂饱和干气中低碳烃的方法，其特征在于，所述吸收塔(4)理论塔板20～70层，进料位置10～40层，塔顶压力为3～4.5MPag，塔顶温度为-35～10℃，塔底温度60～90℃，吸收塔(4)设多个中段回流。

4.根据权利要求1所述的一种组合吸收回收分离炼厂饱和干气中低碳烃的方法，其特征在于，所述再吸收塔(6)理论塔板15～70层，进料位置5～40层，塔顶压力为1.5～2.5MPag，塔顶温度为0～15℃，再吸收塔(6)设多个中段回流。

5.根据权利要求1所述的一种组合吸收回收分离炼厂饱和干气中低碳烃的方法，其特征在于，所述再解吸塔(7)理论塔板15～50层，进料位置5～30层，塔顶压力为0.6～1MPag，塔顶温度为10～25℃，塔底温度190～230℃。

6.根据权利要求1所述的一种组合吸收回收分离炼厂饱和干气中低碳烃的方法，其特征在于，所述解吸塔(5)理论塔板20～70层，进料位置10～40层，塔顶压力为1.5～3MPag，塔顶温度为6～30℃，塔底温度60～85℃。

7.根据权利要求1所述的一种组合吸收回收分离炼厂饱和干气中低碳烃的方法，其特征在于，所述脱丙烷塔(8)理论塔板20～80层，进料位置10～50层，塔顶压力为0.6～1.5MPag，塔顶温度为15～35℃，塔底温度60～90℃。

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