r>[0047] 在本发明的方法中，所述第一解吸塔塔顶气体返回压缩机入口的位置没有特别的 规定，优选进入压缩机二段入口。
[0048]在本发明的方法中，在第二吸收塔塔顶得到的富乙烷气，可送往乙烯装置的裂解 炉。
[0049] 如果需要，本发明的方法还包括脱氧步骤，将步骤7)得到的富乙烯气送入脱氧器 进行脱氧处理，以脱除富乙烯气中的氧和N0X(氮氧化物）。对本步骤的具体工艺条件没有 特别的限定，本领域的技术人员可以根据现有技术合适地确定其具体操作条件和方法。经 脱氧处理后可送往乙烯装置的压缩单元。
[0050] 本发明的乙腈吸收法分离炼厂焦化干气工艺，既能同现有干气回收工艺一样保证 碳二碳三组份的回收率，又能在较温和的条件下初步分离产品中的乙烯和乙烷，分别送入 不同的下游单元。具有以下特点：
[0051] (1)本发明的方法中，以乙腈作为吸收剂回收焦化干气中的C2C3馏分，吸收剂原 料容易获得，成本低廉；
[0052] (2)本发明的方法中，使用乙腈吸收剂，可以同时分离乙烷和乙烯，得到的富乙烷 气和富乙烯气分别进入乙烯裂解炉和压缩单元，不需经过深冷分离或者加氢处理来降低富 乙烷气中的烯烃含量，降低了投资；
[0053] (3)本发明的方法中，富乙烷气的烯烃含量达到了裂解炉进料要求，不需要在焦化 干气进料中混入其他饱和干气；
[0054] (4)用乙腈吸收干气中的C2C3馏分，工艺流程不需乙烯、丙烯制冷压缩机和膨胀 机，吸收温度在5~20°C，可选用溴化锂制冷机提供冷剂来制冷，投资少、操作简单、能耗 低；
[0055] (5)在本发明的方法中，系统的最低操作温度不低于5°C，设备和管线可采用普通 低温钢，节省了大量投资。
【附图说明】
[0056] 图1是本发明的采用乙腈吸收分离炼厂焦化干气方法的流程示意图。
[0057] 附图标记说明：
[0058] 1焦化干气；2解吸气；3甲烷氢；4富乙烷气；5水；6富乙烯气；7乙腈水溶 液；8干气压缩机；9干气冷却器；10第一吸收塔；11第一解吸塔；12第二吸收塔；13 富乙腈冷却器；14第二解吸塔；15水洗塔；16乙腈冷却器；17第一吸收塔乙腈吸收 剂；18第二吸收塔乙腈吸收剂。
【具体实施方式】
[0059] 下面结合实施例，进一步说明本发明。
[0060] 实施例
[0061] 流程如图1所示。
[0062] 某炼厂焦化干气的组成如表1所示。
[0063]表1
[0064]
[0065] 采用乙腈吸收分离炼厂焦化干气工艺对上述焦化干气进行分离。
[0066] 具体的工艺过程为：
[0067] 从炼厂延迟焦化装置来的焦化干气，压力0.6MPa，进入压缩机8,经过三段压缩， 将压力提高至4. 4MPa。增压后的干气经冷却器9冷却到15°C，送入第一吸收塔10。在第 一吸收塔中，采用乙腈作为吸收剂17 (流量400t/h)，从塔顶喷入，吸收干气中C2馏分及更 重组份。第一吸收塔理论板数优选为17,操作压力4. 2MPa，塔顶温度为17. 5°C，塔釜温度 为18. 5°C。塔釜物料送至第一解吸塔11处理，塔顶未被吸收的H2、CH4排放至炼油厂的燃 料气系统。
[0068] 来自第一吸收塔塔釜的物料靠压差进入第一解吸塔11上部。第一解吸塔的理论 板数为15,操作压力1. 8MPa，塔顶温度为17. 9°C，塔釜温度为175. 4°C。第一解吸塔采用中 压蒸汽加热，塔顶得到含有甲烷、氢气的解吸气2,返回压缩机8入口，第一解吸塔塔釜液送 至第二吸收塔12处理；
[0069] 来自第一解吸塔塔釜的物流靠压差进入第二吸收塔12中部，乙腈吸收剂18 (流量 110t/h)从第二吸收塔上部进入。第二吸收塔的理论板数为39,操作压力1.05MPa，塔顶温 度为18. 8°C，塔釜温度为176. 0°C。第二吸收塔采用中压蒸汽加热，塔顶得到基本不含乙烯 组份的富乙烷气4产品，塔釜液经冷却器13冷却后送至第二解吸塔14处理；
[0070] 来自第二吸收塔塔釜的物流在压差的作用下，经过换热器13冷却至154. 0°C，进 入第二解吸塔14中部。第二解吸塔的理论板数为10,操作压力0. 5MPa，塔顶温度为46. 1°C， 塔釜温度为149. 0°C。塔釜采用中压蒸汽加热，回流比20。第二解吸塔塔顶得到含有5% mol乙腈的富乙烯气，送至水洗塔15处理，塔釜液经冷却器16冷却至15°C后，返回第一吸 收塔10和第二吸收塔12循环使用。
[0071] 来自第二解吸塔顶的气体在压差作用下进入水洗塔15下部，水5(流量2t/h)从 水洗塔上部进入。水洗塔的理论板数为10,操作压力〇. 4MPa，塔顶温度为40. 2°C，塔釜温度 为48. 2°C。塔顶得到富乙烯气6产品，水洗塔塔釜液7送入水回收系统。
[0072] 分离后的产品组成见表2。
[0073]表2
[0074]
[0075]
[0076] 在本实施例中，乙烯回收率为99. 92%，C2C3总回收率为92. 98%。
[0077] 对比例
[0078] 以回收从炼厂延迟焦化装置来的焦化干气为例，比较了同样原料组成和流量下， 乙腈吸收分离工艺、中冷油吸收分离工艺、深冷分离工艺三种方案的系统内工艺物流最低 温度以及对制冷系统的要求，见表3。
[0079]表 3
[0080]
[0081] 比较上述三种焦化干气回收方案可知，乙腈吸收分离工艺对制冷系统的要求最 低，相应的设备投资和制冷能耗最小。
【主权项】
1. 一种乙腈吸收分离炼厂焦化干气的方法，其特征在于所述方法包括： 来自炼厂延迟焦化装置的焦化干气经压缩和冷却后，采用乙腈作为吸收剂，经过两次 吸收和解吸，再经水洗，在第二吸收塔塔顶得到富乙烷气产品，水洗塔塔顶得到富乙烯气产 品。2. 如权利要求1所述的乙腈吸收分离炼厂焦化干气的方法，其特征在于所述方法包 括： (1) 来自炼厂延迟焦化装置的焦化干气经压缩冷却后送入第一吸收塔； (2) 采用乙腈作为吸收剂吸收焦化干气中的C2馏分和更重组份，第一吸收塔的塔釜物 流送至第一解吸塔，第一吸收塔顶物流送入燃料系统； (3) 第一解吸塔塔顶得到解吸气，返回压缩机入口，第一解吸塔釜物流送至第二吸收 塔； (4) 第一解吸塔塔釜物流进入第二吸收塔，采用乙腈作为吸收剂吸收气相中的乙烯和 重组份，在第二吸收塔塔顶得到富乙烷气产品；塔釜物流送至第二解吸塔； (5) 第二解吸塔塔顶得到夹带少量乙腈的富乙烯气，送至水洗塔，第二解吸塔塔釜得到 乙腈吸收剂，冷却后返回第一吸收塔和第二吸收塔循环使用； (6) 所述的第二解吸塔塔顶物流进入水洗塔底部，水从水洗塔塔顶喷入，除去富乙烯气 中夹带的乙腈，水洗塔塔顶得到富乙烯气产品，水洗塔塔釜含有少量乙腈的水溶液进入水 回收系统。3. 如权利要求2所述的乙腈吸收分离炼厂焦化干气的方法，其特征在于： 步骤（1)中，焦化干气压缩至4. 0~6.OMPa，冷却至5°C~15°C后送入第一吸收塔。4. 如权利要求3所述的乙腈吸收分离炼厂焦化干气的方法，其特征在于： 步骤（1)中采用三段压缩逐级提高所述的焦化干气的压力。5. 如权利要求4所述的乙腈吸收分离炼厂焦化干气的方法，其特征在于： 步骤（3)中第一解吸塔塔顶气体返回压缩机二段入口。6. 如权利要求2所述的乙腈吸收分离炼厂焦化干气的方法，其特征在于： 步骤（5)中的第二解吸塔塔釜得到的乙腈溶剂经冷却至5°C~15°C后返回第一吸收塔 和第二吸收塔循环使用； 第二解吸塔塔釜引入一股新鲜乙腈作为补充。7. 如权利要求2所述的乙腈吸收分离炼厂焦化干气的方法，其特征在于： 步骤(6)中水洗塔顶得到的富乙烯气送入脱氧器进行脱氧处理，以脱除富乙烯气中的 氧和氮氧化物N0X。8. 如权利要求2~7之一所述的乙腈吸收分离炼厂焦化干气的方法，其特征在于： 第一吸收塔的理论板数为10~30,操作压力为3.0~5.OMPa，塔顶温度为10°C~ 25°C，塔釜温度为10°C~30°C; 第一解吸塔的理论板数为10~30,操作压力为1. 5~2. 5MPa，塔顶温度为10°C~ 30°C，塔釜温度为120°C~200°C; 第二吸收塔的理论板数为30~50,操作压力为0.8~2.OMPa，塔顶温度为10°C~ 30°C，塔釜温度为140°C~200°C; 第二解吸塔的理论板数为10~30,操作压力为0. 2~1.OMPa，塔顶温度为40°C~ 80°C，塔釜温度为120°C~200°C; 所述的水洗塔的理论板数为10~30,操作压力为0. 1~0. 5MPa，塔顶温度为30°C~ 100°C，塔釜温度为40°C~120°C。
【专利摘要】本发明公开了一种乙腈吸收分离炼厂焦化干气的方法。包括：来自炼厂延迟焦化装置的焦化干气经压缩和冷却后，采用乙腈作为吸收剂，经过两次吸收和解吸，再经水洗，在第二吸收塔塔顶得到富乙烷气产品，水洗塔塔顶得到富乙烯气产品。本发明的方法可以降低富乙烷气中的烯烃含量，达到乙烯裂解炉进料要求，并回收焦化干气中的乙烯组份。由于吸收温度在5摄氏度以上，不需要乙烯制冷剂和膨胀机，降低了投资。
【IPC分类】C07C7/11, C07C11/04, C07C9/06
【公开号】CN105439795
【申请号】CN201410359775
【发明人】李东风, 邵华伟, 刘智信, 张敬升, 邹弋, 胡志彦
【申请人】中国石油化工股份有限公司, 中国石油化工股份有限公司北京化工研究院
【公开日】2016年3月30日
【申请日】2014年7月25日