專利名稱：采用中冷油吸收法分離煉廠催化干氣的方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種用于分離煉廠催化干氣的方法，具體地說，涉及一種采用中冷油吸收法分離回收煉廠催化干氣中的烯烴和烷烴的方法。
背景技術(shù)：
煉廠催化干氣來源于催化裂化過程，通常干氣中的乙烯含量約為12～20摩爾％，乙烷含量約為15～24摩爾％，還含有丙烯、丙烷、丁烷等烯、烷烴。目前煉廠催化干氣主要作為燃料燒掉，利用價值較低。如果將催化干氣中烯烴、烷烴回收，送往乙烯工廠作為生產(chǎn)乙烯的原料，則可節(jié)省大量的裂解原料油，使乙烯生產(chǎn)成本大幅度下降，從而使企業(yè)獲得較好的經(jīng)濟效益。
目前從煉廠催化干氣中回收乙烯的方法主要有深冷分離法、中冷油吸收法、絡合分離法、變壓吸附法等，各種方法各具特點。深冷分離法工藝成熟，乙烯回收率高，但投資大，用于稀乙烯回收能耗較高；絡合分離法，乙烯回收率較高，但對原料中的雜質(zhì)要求嚴格，預處理費用較高，需要特殊的絡合吸收劑；變壓吸附法操作簡單，能耗較低，但產(chǎn)品純度低，乙烯回收率低，占地面積大。
中冷油吸收法主要是利用吸收劑對氣體中各組分的溶解度不同來分離氣體混合物，一般先利用吸收劑吸收C2及C2以上的重組分，分離出甲烷、氫氣等不凝性氣體，再用精餾法分離吸收劑中的各組分。該方法具有規(guī)模小、適應性強、投資費用低等特點，可用于從裂解氣中分離烯烴、從天然氣中回收輕烴等工藝。中冷油吸收法可用于催化裂化干氣中低濃度乙烯的回收，但傳統(tǒng)的常規(guī)中冷油吸收工藝吸收劑損失大、乙烯回收率較低，回收率通常只有85％左右。
CN 1640992提出了一種以裝置自產(chǎn)穩(wěn)定輕烴為吸收劑的冷凍油吸收方法，適用于從油田伴生氣或天然氣中回收液化氣，且C3收率要求較高的回收工藝。采用這種冷凍油的吸收方法，能用較少的吸收劑，獲得較高的輕烴回收率，且工藝簡單，減少能耗，提高經(jīng)濟效益。但該方法只適用于從油田伴生氣或天然氣中回收液化氣，并不能回收C2餾分，無法用于煉廠催化干氣的回收。
CN 1414067提出了一種在天然氣淺冷工藝后嫁接油吸收工藝，從而提高輕烴回收率的方法。該方法在天然氣淺冷工藝后使所得物進入二級三相分離器內(nèi)進行氣液分離，使氣體進入吸收塔的底部與吸收劑進行氣液交換得到C3、C4組份后回收；液體與二級三相分離器內(nèi)的輕烴混合后進入脫吸塔內(nèi)脫出甲烷與乙烷，使形成的脫吸液進入解析塔切割出C3、C4組份后回收。該方法可以提高天然氣中的輕烴回收率，增加輕烴產(chǎn)量。但該方法只適用于從天然氣中回收輕烴，并不適用于煉廠催化干氣的回收。
US 5502971公開了一種回收C2及更重烴類的低壓低溫工藝，適用于煉廠干氣的回收。該工藝取消了傳統(tǒng)的高壓方案，改而采用低壓技術(shù)，這樣回收溫度就可以保持在硝酸樹脂生成的溫度之上，避免了危險的潛在可能性，同時還可以保持較高的烯烴收率。雖然該工藝采用了低壓方案，但溫度仍低達-100℃，仍屬于深冷分離工藝的一種，因此投資較大，能耗較高。
US 6308532提出了一種從煉廠干氣中回收乙烯和丙烯的工藝，該工藝包括從吸收塔釜抽出C3、C4、C5、C6液體并將部分塔釜液相物料循環(huán)至塔頂，從而保持塔頂冷凝器的冷凍溫度不低于-95℃，同時在吸收塔中富含丙烯或乙烯-丙烯區(qū)域抽出氣相側(cè)線。盡管該工藝將部分塔釜物料循環(huán)至塔頂以保持塔頂溫度不致于過低，但塔頂溫度仍低達-95℃，仍屬于深冷分離工藝的一種，因此投資較大，能耗較高。
綜上所述，現(xiàn)有的從煉廠干氣中回收乙烯和丙烯的工藝都屬于深冷分離工藝，存在投資大和能耗高的問題。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明為了解決現(xiàn)有的從煉廠干氣中回收乙烯和丙烯的工藝存在投資大和能耗高的問題，提出一種高效的采用中冷油吸收法分離煉廠催化干氣的方法，該方法以煉廠液化氣作為吸收劑，保持吸收溫度為中冷，采用膨脹機和冷箱回收冷量，使乙烯和丙烯的回收率大幅提高，同時減少了吸收劑的循環(huán)量和損失量，降低了能耗。
具體技術(shù)方案如下本發(fā)明的采用中冷油吸收法分離煉廠催化干氣的方法，包括以下步驟(1)壓縮將煉廠催化裂化裝置來的催化干氣的壓力提高到2.8～3.8MPa；(2)冷卻將干氣逐級冷卻至-30℃～-40℃；(3)吸收采用煉廠生產(chǎn)的液化氣作為吸收劑，從吸收塔頂部噴入，吸收干氣中C2餾分以上的組份，塔項未被吸收的氣體進入冷量回收系統(tǒng)，塔釜液送至解吸塔處理；(4)冷量回收吸收塔頂未被吸收的氣體進入由膨脹機和冷箱組成的系統(tǒng)中，利用自身的壓力膨脹制冷，膨脹機的出口溫度為-90℃～-100℃，回收尾氣中未被吸收的C2餾分和部分夾帶出的吸收劑，不含C2餾分的尾氣經(jīng)膨脹機驅(qū)動的壓縮機升壓后排放；(5)解吸來自吸收塔釜的釜液靠壓差進入解吸塔上部，塔項得到回收的C2餾分，塔釜再生后的吸收劑返回吸收塔循環(huán)使用。
來自煉廠催化裂化裝置的催化干氣的壓力一般約為0.7～0.9MPa，一般需要逐級提高壓力，盡管對壓縮的段數(shù)沒有特別的限定，但是一般優(yōu)選采用兩段壓縮，從經(jīng)濟效益的角度分析，采用兩段壓縮是比較合理的。
如果需要，本發(fā)明的方法還包括脫除酸性氣體步驟在步驟(1)的壓縮機段間進行胺洗、堿洗脫除酸性氣體。所述酸性氣體例如為H2S、CO2等。由于在變壓吸附、深冷分離等方法也需要進行胺洗、堿洗脫除酸性氣體，因此對該步驟的具體工藝條件沒有特別的限定，本領(lǐng)域的技術(shù)人員可以根據(jù)其它方法合適地確定其具體操作條件和方法。
如果需要，本發(fā)明的方法還包括干燥和凈化步驟將步驟(1)中得到的壓縮催化干氣中的水和微量雜質(zhì)脫除。和上述脫除酸性氣體步驟一樣，在變壓吸附、深冷分離等方法也需要進行干燥和凈化步驟，因此對該步驟的具體工藝條件沒有特別的限定，本領(lǐng)域的技術(shù)人員可以根據(jù)其它方法合適地確定其具體操作條件和方法。舉例來說，可以采用3A分子篩作為干燥劑脫除水分和微量雜質(zhì)；采用保護床脫除砷等微量雜質(zhì)。
根據(jù)本發(fā)明的方法，在解析塔塔頂?shù)玫交厥盏腃2餾分。在該C2餾分中主要含有乙烯和乙烷，通過分離可以得到粗乙烯，也可以直接得到聚合級乙烯。粗乙烯通過以下步驟獲得將步驟(5)中解吸塔頂?shù)腃2餾分送入粗分塔，塔頂?shù)玫揭砸蚁橹鞯酿s分，塔釜得到以乙烷為主的餾分。在塔頂?shù)玫降囊蚁s分中，乙烯含量一般不低于84摩爾％，可以直接作為一股進料送到乙烯工廠的C2加氫反應器。塔釜得到99％左右的乙烷，可以直接作為裂解原料進入乙烷爐裂解。
在所述步驟(2)中，優(yōu)選將干燥和凈化后的干氣逐級冷卻至-35℃。
在步驟(3)中，所述吸收塔的理論板數(shù)優(yōu)選為25～40，溶劑比以重量計為1～2，操作壓力優(yōu)選為2.5～3.5MPa，更優(yōu)選為3.0MPa，塔頂溫度優(yōu)選為-25℃～-35℃，更優(yōu)選為-30℃，塔釜溫度優(yōu)選為40～60℃，更優(yōu)選為45～50℃。塔中優(yōu)選采用1～2個中間冷卻器，使吸收段的溫度保持在-25～-35℃之間。所述溶劑比是指溶劑和干氣的重量比。
在步驟(5)中，所述解析塔的理論板數(shù)優(yōu)選為35～50，操作壓力為2.0～3.0MPa，更優(yōu)選為2.5MPa，塔頂溫度優(yōu)選為-5℃～-20℃，更優(yōu)選為-11℃，塔釜溫度優(yōu)選為50～85℃，更優(yōu)選為73℃，回流比優(yōu)選為2.0～5.0，更優(yōu)選為3.5。
所述粗分塔的理論板數(shù)優(yōu)選為55～70，操作壓力優(yōu)選為1.5～3.0MPa，更優(yōu)選為2.2MPa，塔頂溫度為-15℃～-30℃，更優(yōu)選為-23℃，塔釜溫度優(yōu)選為10～-15℃，更優(yōu)選為-3℃，回流比優(yōu)選為2.0～6.0，更優(yōu)選為4。
在步驟(3)中，所述液化氣是C3和C4混合餾分。
在步驟(4)中，不含C2餾分的尾氣經(jīng)膨脹機驅(qū)動的壓縮機升壓后，例如排放至煉油廠的燃料氣系統(tǒng)。
本發(fā)明的中冷油吸收法分離煉廠催化干氣工藝具有以下特點(1)用煉廠液化氣作為吸收劑，原料容易獲得，成本低廉；(2)用中冷油吸收流程脫除甲烷、氫，吸收溫度在-35℃左右，不需要乙烯制冷壓縮機，操作簡單、投資少；(3)采用膨脹機和冷箱回收冷量，乙烯、丙烯回收率提高，可以達到95％以上，同時減少了吸收劑的循環(huán)量和損失量，降低了能耗；(4)除膨脹機系統(tǒng)外，其它系統(tǒng)的最低操作溫度不低于-40℃，因此這些系統(tǒng)的設備和管線可采用普通低溫鋼，節(jié)省了大量投資；(5)設置了粗分塔，塔項C2餾分可以滿足乙烯精餾塔進料的要求，塔釜乙烷可直接進乙烷爐裂解，流程合理。


圖1是表示本發(fā)明的采用中冷油吸收法分離煉廠催化干氣的方法的流程示意圖。
具體實施例方式
下面參考附圖進一步解釋本發(fā)明的方法。
在圖1中，將煉廠催化裂化裝置來的催化干氣的壓力經(jīng)過兩段壓縮提高到2.8～3.8MPa；在兩段壓縮機段間進行胺洗、堿洗脫除酸性氣體，例如脫除硫化氫和二氧化碳等酸性氣體；經(jīng)過兩段壓縮后的氣體進行干燥和凈化步驟，脫除其中的水和微量雜質(zhì)；將干燥和凈化后的干氣逐級冷卻至-30℃～-40℃，優(yōu)選-35℃；冷卻后的氣體采用煉廠生產(chǎn)的液化氣(C3和C4餾分)作為吸收劑，從吸收塔頂部噴入，吸收干氣中C2餾分以上的組份，塔項未被吸收的氣體進入冷量回收系統(tǒng)，塔釜液送至解吸塔處理；吸收塔頂未被吸收的氣體進入由膨脹機和冷箱組成的系統(tǒng)中，利用自身的壓力膨脹制冷，膨脹機的出口溫度為-90℃～-100℃，回收尾氣中未被吸收的C2餾分和部分夾帶出的吸收劑，不含C2餾分的尾氣經(jīng)膨脹機驅(qū)動的壓縮機升壓后排放至煉油廠的燃料氣系統(tǒng)；來自吸收塔釜的釜液靠壓差進入解吸塔上部，塔項得到回收的C2餾分，塔釜再生后的吸收劑返回吸收塔循環(huán)使用；解吸塔頂?shù)玫降腃2餾分送入粗分塔，塔頂?shù)玫揭砸蚁橹鞯酿s分，塔釜得到以乙烷為主的餾分。
下面以實施例的方式進一步解釋本發(fā)明，但是本發(fā)明不局限于這些實施例。
實施例1某煉廠催化干氣組成如下所示。
組成 體積％ NM3/hrH2 18.065418N2 14.524366O2 0.53 159CO2 1.76 528CH4 32.009600
C2H416.34 4902C2H614.53 4359C3 1.70510C4 0.36108C5 0.2060H2O 0.026總計100.00 30000采用本發(fā)明的中冷油吸收法分離煉廠催化干氣工藝對上述催化干氣進行分離。具體工藝過程為從煉廠催化裂化裝置來的催化干氣，壓力0.7MPa，經(jīng)過兩段壓縮，將壓力提高至3.5MPa，壓縮機段間經(jīng)過堿洗脫除酸性氣體。增壓后的干氣經(jīng)干燥后逐步冷卻到-35℃，再送入吸收塔內(nèi)。吸收塔的理論板數(shù)優(yōu)選為30，溶劑比以重量計為1.5，操作壓力為3.0MPa，塔頂溫度為-30℃，塔釜溫度為48℃。在吸收塔中，采用煉廠生產(chǎn)的液化氣(C3和C4混合餾分)作為吸收劑，從塔頂噴入，吸收干氣中C2以上的組份。在塔釜，采用循環(huán)溶劑加熱，以控制塔釜出料中甲烷的含量小于規(guī)定值，塔釜物料送至解吸塔處理。未被吸收的H2、N2、CH4等從吸收塔頂排出，進入膨脹機-冷箱系統(tǒng)，利用自身的壓力膨脹制冷，膨脹機的出口溫度為-95℃，回收尾氣中未被吸收的C2餾分和部分夾帶出的吸收劑。不含C2餾分的催化干氣經(jīng)膨脹機驅(qū)動的壓縮機升壓后排放至煉油廠的燃料氣系統(tǒng)。
來自吸收塔釜的富含C2的吸收劑靠壓差進入解吸塔上部。解析塔的理論板數(shù)為42，操作壓力為2.5MPa，塔頂溫度為-11℃，塔釜溫度為73℃，回流比為3.0～4.0。解吸塔塔釜采用低壓蒸汽加熱，控制一定的回流比，從塔頂?shù)玫交旌螩2餾分。解吸塔釜的貧溶劑經(jīng)過循環(huán)水冷卻降溫后，一部分排出系統(tǒng)，送至煉油廠氣體分餾裝置分離丙烯，另一部分經(jīng)逐級換熱冷卻至-35℃后送入吸收塔頂部作為吸收劑循環(huán)使用。
為了使C2餾分滿足乙烯精餾塔進料的要求，在流程中設置一臺粗分塔，粗分塔的理論板數(shù)為60，操作壓力為2.2MPa，塔頂溫度為-23℃，塔釜溫度為-3℃，回流比為4，粗分塔可將解吸塔頂?shù)腃2餾分分離成乙烯含量≥84％的餾分，直接作為一股進料送到乙烯工廠的C2加氫反應器。粗分塔釜的產(chǎn)品為99％左右的乙烷，可直接進乙烷爐裂解。
分離后的產(chǎn)品組成見表1。
表1 分離后的產(chǎn)品

備注表1中各組分的含量均為摩爾百分比含量。
在本實施例中，乙烯回收率為98.8％，丙烯回收率96.4％。
權(quán)利要求
1.一種采用中冷油吸收法分離煉廠催化干氣的方法，其特征在于所述方法包括以下步驟(1)壓縮將煉廠催化裂化裝置來的催化干氣的壓力提高到2.8～3.8MPa；(2)冷卻將干氣逐級冷卻至-30℃～-40℃；(3)吸收采用煉廠生產(chǎn)的液化氣作為吸收劑，從吸收塔頂部噴入，吸收干氣中C2餾分以上的組份，塔頂未被吸收的氣體進入冷量回收系統(tǒng)，塔釜液送至解吸塔處理；(4)冷量回收吸收塔頂未被吸收的氣體進入由膨脹機和冷箱組成的系統(tǒng)中，利用自身的壓力膨脹制冷，膨脹機的出口溫度為-90℃～-100℃，回收尾氣中未被吸收的C2餾分和部分夾帶出的吸收劑，不含C2餾分的尾氣經(jīng)膨脹機驅(qū)動的壓縮機升壓后排放；(5)解吸來自吸收塔釜的釜液靠壓差進入解吸塔上部，塔項得到回收的C2餾分，塔釜再生后的吸收劑返回吸收塔循環(huán)使用。
2.如權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，步驟(1)所述壓縮采用兩段壓縮方法。
3.如權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，所述方法還包括脫除酸性氣體步驟在步驟(1)的壓縮機段間進行胺洗、堿洗脫除酸性氣體。
4.如權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，所述方法還包括干燥和凈化步驟將步驟(1)中得到的壓縮催化干氣中的水和微量雜質(zhì)脫除。
5.如權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，所述方法還包括粗分步驟將步驟(5)中解吸塔頂?shù)腃2餾分送入粗分塔，塔頂?shù)玫揭砸蚁橹鞯酿s分，塔釜得到以乙烷為主的餾分。
6.如權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，在所述步驟(2)中，將干燥和凈化后的干氣逐級冷卻至-35℃。
7.如權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，在步驟(3)中，所述吸收塔的理論板數(shù)為25～40，溶劑比以重量計為1～2，操作壓力為2.5～3.5MPa，塔頂溫度為-25℃～-35℃，塔釜溫度為40～60℃，塔中采用1～2個中間冷卻器。
8.如權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，在步驟(5)中，所述解析塔的理論板數(shù)為35～50，操作壓力為2.0～3.0MPa，塔頂溫度為-5℃～-20℃，塔釜溫度為50～85℃，回流比為2.0～5.0。
9.如權(quán)利要求5所述的方法，其特征在于，所述粗分塔的理論板數(shù)為55～70，操作壓力為1.5～3.0MPa，塔頂溫度為-15℃～-30℃，塔釜溫度為10～-15℃，回流比為2.0～6.0。
全文摘要
本發(fā)明公開的采用中冷油吸收法分離煉廠催化干氣的方法屬于分離煉廠催化干氣的技術(shù)領(lǐng)域，為了解決現(xiàn)有的從煉廠干氣中回收乙烯和丙烯的工藝存在投資大和能耗高的問題，提出一種由壓縮、脫除酸性氣體、干燥及凈化、吸收、解吸、冷量回收和粗分等步驟組成的中冷油吸收分離煉廠干氣的方法，本發(fā)明的方法具有吸收劑成本低廉，損失低，中冷回收乙烯，不需要乙烯制冷壓縮機，操作簡單，投資少，能耗低等優(yōu)點，并且可以得到滿足乙烯精餾塔進料的要求的C2餾分和直接作為乙烷爐裂解原料的乙烷，流程合理。
文檔編號C07C11/04GK101063048SQ20061007663
公開日2007年10月31日 申請日期2006年4月27日 優(yōu)先權(quán)日2006年4月27日
發(fā)明者程建民, 茅文星, 李東風, 戴偉, 廖麗華, 王婧 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司北京化工研究院