一种组合式吸收法回收炼厂饱和干气中C1、C2和C3的分离方法与流程

一种组合式吸收法回收炼厂饱和干气中c1、c2和c3的分离方法
技术领域
1.本发明涉及一种回收c1、c2和c3的分离方法，具体是一种组合式吸收法回收炼厂饱和干气中c1、c2和c3的分离方法。


背景技术：

2.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、歧化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。
3.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。
4.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。
5.专利公告号cn104560194a提出了一种炼厂饱和干气回收系统及回收方法，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。
6.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、稳定塔塔底温度高，能耗相对较高，且氢气无法得到回收。
7.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、设备规模大、投资大，c2、c3回收率低及干气不干等问题。


技术实现要素：

8.本发明的目的在于提供一种组合式吸收法回收炼厂饱和干气中c1、c2和c3的分离方法，以解决上述背景技术中提出的问题。
9.为实现上述目的，本发明提供如下技术方案：
10.一种组合式吸收法回收炼厂饱和干气中c1、c2和c3的分离方法，包括下述步骤：
11.s1、炼厂饱和干气经过气体压缩机逐级压缩到3～4.5mpag，再经过除杂设施脱除杂质后，经由冷却器冷却到约15℃进入吸收塔；
12.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；
13.s3、吸收塔的塔顶气相进入再吸收塔，再吸收塔采用液相甲苯或苯、二甲苯、工业己烷作为再吸收剂，用于吸收由吸收塔的塔顶气相携带出的c2、c3组分，再吸收塔的塔顶气体作为干气并入燃料气管网，再吸收塔的塔底物料送入再解吸塔；
14.s4、再解吸塔的塔顶气相经冷凝后，富含丙烷的冷凝液经泵加压后返回吸收塔，再解吸塔的塔底液相作为再吸收剂循环返回再吸收塔的塔顶；
15.s5、吸收塔的塔底物料进入解吸塔，解吸塔的塔顶得到乙烷、丙烷混合组分，解吸塔的塔底c3+组分进入脱丙烷塔继续分离；
16.s6、脱丙烷塔的塔顶分离得到高纯度丙烷，一部分作为循环吸收剂返回吸收塔，另一部分作为丙烷产品分离出装置；塔底得到c4+液相送入后续装置进行处理。
17.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。
18.作为本发明进一步的方案：所述吸收塔的理论塔板20～70层，进料位置10～40层，塔顶压力为3～4.5mpag，塔顶温度为10～25℃，塔底温度60～95℃；吸收塔设有多个中段取热回流。
19.作为本发明进一步的方案：所述再吸收塔的理论塔板15～70层，进料位置5～40层，塔顶压力为3～4.5mpag，塔顶温度为10～35℃；再吸收塔设有多个中段取热回流。
20.作为本发明进一步的方案：所述再解吸塔的理论塔板15～60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200～230℃。
21.作为本发明进一步的方案：所述解吸塔的理论塔板20～60层，进料位置10～40层，塔顶压力为1.5～3mpag，塔顶温度为15～30℃，塔底温度60～85℃。
22.作为本发明进一步的方案：所述脱丙烷塔的理论塔板20～70层，进料位置10～50层，塔顶压力为0.6～1.5mpag，塔顶温度为20～45℃，塔底温度60～100℃。
23.与现有技术相比，本发明的有益效果是：
24.1、本发明为了解决现有炼厂饱和干气中c1、c2、c3分离过程中存在的能耗高、投资大、回收率低及干气不干等问题，提出了一种组合式吸收法回收饱和干气中c1、c2和c3的分离方法。该方法以丙烷作为吸收剂、甲苯作为再吸收剂，可大幅提高乙烷、丙烷的回收率，解决了现有炼厂饱和干气c1、c2、c3分离过程中存在的能耗高、投资大、回收率低和干气不干等问题。
25.2、本发明提供了一种采用丙烷或富含丙烷的c3馏分作为吸收剂，并且采用甲苯或苯、二甲苯、工业己烷作为再吸收剂的组合式吸收法，用以分离炼厂饱和干气中c1、c2和c3。
26.3、本发明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。
27.4、本发明以甲苯(或苯、二甲苯、工业己烷)作为再吸收剂，再吸收剂为炼厂自产，降低操作成本。
28.5、本发明采用甲苯(或苯、二甲苯、工业己烷)作为再吸收剂，(效果)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％。
29.6、本发明采用丙烷或富含丙烷的c3馏分作为吸收剂，采用甲苯(或苯、二甲苯、工业己烷)作为再吸收剂，(效果)乙烷、丙烷回收率可达98％，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。
30.7、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
31.图1为一种组合式吸收法回收炼厂饱和干气中c1、c2和c3的分离方法的结构示意图。
32.图中：1、气体压缩机；2、除杂设施；3、气体冷却器；4、吸收塔；5、再吸收塔；6、再解吸塔；7、解吸塔；8、脱丙烷塔。
具体实施方式
33.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。
34.请参阅图1，一种组合式吸收法回收炼厂饱和干气中c1、c2和c3的分离方法，包括下述步骤：
35.s1、炼厂饱和干气经过气体压缩机1逐级压缩到3～4.5mpag，再经过除杂设施2脱除杂质后，经由冷却器3冷却到约15℃进入吸收塔4；
36.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7；
37.s3、吸收塔4的塔顶气相进入再吸收塔5，再吸收塔5采用液相甲苯或苯、二甲苯、工业己烷作为再吸收剂，用于吸收由吸收塔4的塔顶气相携带出的c2、c3组分，再吸收塔5的塔顶气体作为干气并入燃料气管网，再吸收塔5的塔底物料送入再解吸塔6；
38.s4、再解吸塔6的塔顶气相经冷凝后，富含丙烷的冷凝液经泵加压后返回吸收塔4，再解吸塔6的塔底液相作为再吸收剂循环返回再吸收塔5的塔顶；
39.s5、吸收塔4的塔底物料进入解吸塔7，解吸塔7的塔顶得到乙烷、丙烷混合组分，解吸塔7的塔底c3+组分进入脱丙烷塔8继续分离；
40.s6、脱丙烷塔8的塔顶分离得到高纯度丙烷，一部分作为循环吸收剂返回吸收塔4，另一部分作为丙烷产品分离出装置；塔底得到c4+液相送入后续装置进行处理。
41.其中，在步骤s1中，炼厂饱和干气采用3～4段逐级压缩。
42.进一步的，所述吸收塔4的理论塔板20～70层，进料位置10～40层，塔顶压力为3～4.5mpag，塔顶温度为10～25℃，塔底温度60～95℃；吸收塔4设有多个中段取热回流。
43.进一步的，所述再吸收塔5的理论塔板15～70层，进料位置5～40层，塔顶压力为3～4.5mpag，塔顶温度为10～35℃；再吸收塔5设有多个中段取热回流。
44.进一步的，所述再解吸塔6的理论塔板15～60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200～230℃。
45.进一步的，所述解吸塔7的理论塔板20～60层，进料位置10～40层，塔顶压力为1.5～3mpag，塔顶温度为15～30℃，塔底温度60～85℃。
46.进一步的，所述脱丙烷塔8的理论塔板20～70层，进料位置10～50层，塔顶压力为0.6～1.5mpag，塔顶温度为20～45℃，塔底温度60～100℃。
47.在本实施例中，采用丙烷作为吸收剂，甲苯作为再吸收剂，饱和干气、吸收剂及再吸收剂的组成如下表所示：
[0048] 饱和干气吸收剂再吸收剂质量流量t/h86.99200260摩尔组成(mol％)
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氢气56.12
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氮气4.25
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一氧化碳0.10
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氧气0.04
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二氧化碳0.64
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甲烷18.01
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乙烯0.38
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乙烷13.770.15 硫化氢
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丙烯0.020.07 丙烷3.9799.77 c41.950.08 c50.47
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c6+0.26
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甲苯
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100
[0049]
炼厂饱和干气自炼厂其他装置来，进入气体压缩机1，经四段压缩后将压力提高到4.2mpag。增压后的饱和干气经过除杂设施2后，再经气体冷却器3冷却到15℃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。其中，吸收塔4的理论板数优选为50层，操作压力为4mpag，塔顶温度14.5℃，塔底温度85.6℃，吸收塔4设多个中段取热回流。
[0050]
吸收塔4的塔顶气体进入再吸收塔5，再吸收塔5理论板数优选为35层，操作压力为3.5mpag，塔顶温度为17℃，再吸收塔5设多个中段取热回流；吸收塔4的塔底的富吸收液进入解吸塔7分离。再吸收塔5采用甲苯作为再吸收剂，吸收由吸收塔4塔顶气相带出的c2、c3组分，再吸收塔5塔顶得到甲烷氢燃料气(干气)并入燃料气管网，再吸收塔5塔底物料送入再解吸塔6。再解吸塔6理论板数优选为20层，操作压力为0.8mpag，塔顶温度为22℃，塔底温度216℃，再解吸塔6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6的塔底甲苯作为再吸收剂冷却加压后循环返回再吸收塔5塔顶。
[0051]
解吸塔7的理论板数优选为30层，操作压力为2.3mpag，塔顶温度约22℃，塔底温度
69℃。解吸塔7的塔顶分离出乙烷、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，进入脱丙烷塔8进一步分离。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22.7℃，塔底温度79.8℃，脱丙烷塔8塔顶分离出的高纯度丙烷，在本实施例全部作为循环吸收剂返回吸收塔，丙烷产品无量；脱丙烷塔8塔底出来的c4+产物27送入后续装置处理。
[0052]
分离后的产品如下表所示：
[0053][0054][0055]
在本实施例中，乙烷回收率99.68％，丙烷回收率97.54％，c2、c3回收率99.04％，甲烷燃料气中重组分夹带量小于0.2mol％。
[0056]
本发明的工作原理是：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。其中，饱和干气的气体产物中，氢气含量约为30～60mol％，甲烷含量约为15～20mol％，乙烷含量约为10～15mol％，丙烷含量约为2～5mol％。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，再吸收剂为甲苯或苯、二甲苯、工业己烷等组份。
[0057]
具体工艺流程如下：
[0058]
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，先经脱硫及脱除其他杂质后，再经冷媒水冷却至15℃，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的塔顶气相物料进入再吸收塔5，吸收塔4塔底的富吸收液进入解吸塔7分离。再吸收塔5采用甲苯作为再吸收剂，吸收由吸收塔4的塔顶不凝汽携带来的部分c2、c3组分，再吸收塔5的塔顶得到甲烷氢燃料气干气进入燃料气管网，再吸收塔5的塔底液相送入再解吸塔6。
[0059]
再解吸塔6的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6的塔底甲苯作为再吸收剂循环返回再吸收塔5塔顶。解吸塔7的塔顶分离出乙烷、丙烷混合组分也可分离得到高纯度乙烷，塔底c3+组分，进入脱丙烷塔8进一步分离。脱丙烷塔8的塔顶分离出的高纯度丙烷，一部分作为循环吸收剂返回吸收塔4，一部分作为产品出装置；脱丙烷塔8的塔底出来的c4+产物送入后续装置处理。
[0060]
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。