一种回收乙烯的方法以及一种分离混合烃类的方法
【专利摘要】一种用来从包含乙烯的混合物中回收乙烯的方法，该方法包括：使所述包含乙烯的混合物从吸收塔底部的入口进入吸收塔；所述吸收塔包括下部的主吸收段和上部的辅助吸收段，在所述主吸收段中，使得主吸收剂与所述混合物接触，从而将乙烯从所述混合物中分离，在所述辅助吸收段中，使得辅助吸收剂与所述混合物接触，从所述混合物中回收主吸收剂。本发明还提供了一种用来对混合烃类进行分离的方法。
【专利说明】
一种回收乙烯的方法以及一种分离混合烃类的方法
技术领域
[0001] 本发明属于轻质烃类分离技术领域，尤其涉及从含乙烯的烃类混合物中回收乙烯 的分离技术。
【背景技术】
[0002] 乙烯和丙烯是石油化工工业的基础原料，过去一直通过烃的蒸汽裂解或催化裂解 获得。在石油供应日趋紧张的情况下，人们开发了用氧化物特别是以甲醇、乙醇为原料生产 低碳烯烃的过程。醇类可以用天然气或煤炭的合成气生产，这样就避免了使用石油资源。烃 类的分离是石脑油裂解制乙烯和MT0/MTP工艺的重点和难点，其设备投资、能耗和操作费 用均占到整个工艺过程的70%以上。
[0003] 由于甲烷和乙烯的相对挥发度很接近，脱甲烷塔很难实现甲烷和乙烯的清晰分 害J，实现乙烯和甲烷的分离是烯烃分离的核心。传统方法普遍采用深冷来分离甲烷和乙烯， 以提高乙烯收率。典型的深冷分离方法包括顺序分离、前脱乙烷和前脱丙烷流程，三种流程 具有各自的优缺点，但均需要一 l〇〇°C以下的深冷条件，需要乙烯制冷压缩机，甚至需要甲 烷制冷压缩机为其提供冷量，对冷箱要求较高，使得工程投资加大。
[0004] 现代煤化工制取的低碳烃特点是氢气、甲烷含量较低，乙烯、丙烯和碳四含量较 高，致使脱甲烷塔采用深冷分离并不合适。因此对于MT0/MTP工艺的烯烃分离现普遍采用 中冷分离流程。
[0005] W001/25174披露了一种烯烃分离的方法，该方法的主要特点是采用前脱乙烷流 程，和常规的石脑油裂解生产乙烯装置相比，提高了脱甲烷塔塔顶产品中的乙烯含量，从而 提高了脱甲烷塔顶温度，避免采用乙烯冷量；为了回收脱甲烷塔顶气体中的乙烯，将该气体 送入变压吸附（PSA)设施，分离甲烷、氢气和乙烯，将回收的乙烯返回氧化反应器出口物料 中。该分离方法避免了深冷分离，但由于采用了 PSA技术，设备投资较大，操作程序较复杂 且不稳定，系统维护的工作量较大。
[0006] 中国专利CN101747128A开发了一种MT0的烯烃分离方法。该方法的核心是使脱甲 烷塔顶出来的气相降温到一 60~一 45°C，经气液分离后液相返回至脱甲烷塔，气相进入到 膨胀机，使其温度降到一 120~一 90°C。该低温的气体先为脱甲烷塔顶气降温，然后通过冷 箱为来自丙烯精馏塔底部的丙烷吸收剂降温，充分利用其一 120~一 90°C的低温冷量。该 方法较传统的深冷分离可降低乙烯损失率，能耗较低，但仍然存在以下缺点：（1)增加了一 套膨胀机系统和冷箱，且流程较复杂，丙烯冷剂用量也很大；(2)由于经过膨胀温度降到一 120~一 90°C，这需要用到大量的低温钢，投资较大；（3)采用顺序分离流程，所有的物流都 经过脱甲烷塔，脱甲烷塔负荷大，尤其不适用于组成较重的烃类产品分离。
[0007] 因此，本发明希望一种新的工艺，在中冷条件下实现混合烃类、尤其是C2和C3烃 类的有效分离，同时避免所有的物流都通过脱甲烷塔或脱乙烷塔，使得工艺适于较重烃类 产品的分离，简化工艺设备，节约成本，降低目标产品的损失率。
【发明内容】
[0008] 为了实现上述技术目的，本发明开发了一种新型的精馏一吸收相结合、主吸收和 辅助吸收相结合的中冷分离流程。该方法具有产品回收率高、投资小、流程简单和操作简单 等诸多优点，尤其适用于产品组成较重的烃类产品的分离。
[0009] 本发明的第一个方面提供了一种用来从包含乙烯的混合物中回收乙烯的方法，该 方法包括：使所述包含乙烯的混合物从吸收塔底部的入口进入吸收塔；所述吸收塔包括下 部的主吸收段和上部的辅助吸收段，在所述主吸收段中，使得主吸收剂与所述混合物接触， 从而将乙烯从所述混合物中分离，在所述辅助吸收段中，使得辅助吸收剂与所述混合物接 触，从所述混合物中回收主吸收剂；包含乙烯的主吸收剂和辅助吸收剂从吸收塔底部排出， 而分离乙烯之后的混合物从吸收塔顶部排出；所述主吸收剂选自以下烃类的任意一种或多 种：C3烃类、C4烃类、C5-C8烃类；所述辅助吸收剂选自以下烃类的任意一种或多种：C2烃 类、C3烃类。
[0010] 在本发明的一个优选的实施方式中，所述主吸收剂选自以下烃类中的任意一种或 多种：C3烃类、C4烃类和C5烃类；更优选所述主吸收剂选自以下烃类中的任意一种或多 种：C3烃类和C4烃类；更优选所述主吸收剂选自以下烃类中的任一种或多种：丙烷、丙烯、 丁烷、丁烯、戊烷和戊烯；所述辅助吸收剂选自以下组分的一种或多种：乙烷和丙烷。
[0011] 在本发明的另一个优选的实施方式中，以所述包含乙烯的混合物的总重量为基准 计，所述包含乙烯的混合物中乙烯的含量为20-80重量％，优选为30-70重量％，更优选为 40-65重量％，更优选为50-60重量％ ;所述包含乙烯的混合物中另外包含选自以下的一种 或多种的物质：氢气、甲烷、乙烷、乙烯、丙烯、丙烷、丁烯、丁烷、戊烯、戊烷、己烯、己烷、醚、 醇；优选所述包含乙烯的混合物中另外包含选自以下的一种或多种的物质：氢气、甲烷、乙 烷、乙烯、丙烯、丙烷、丁烯、丁烷；更优选所述包含乙烯的混合物中另外包含选自以下的一 种或多种的物质：氢气、甲烷、乙烷、乙烯、丙烯、丙烷；更优选所述包含乙烯的混合物中另 外包含选自以下的一种或多种的物质：甲烷、乙烷、乙烯、丙烯、丙烷。
[0012] 在本发明的另一个优选的实施方式中，所述吸收塔的辅助吸收段与主吸收段的塔 径之比为0. 1~0.8:1，所述吸收塔为板式塔或填料塔；当所述吸收塔为板式塔时，所述辅 助吸收段和主吸收段的塔板数之比为〇. 1~〇. 5:1，其中辅助吸收段的塔板数为5~30。
[0013] 在本发明的另一个优选的实施方式中，在所述主吸收段设置有1-3个中冷器，所 述中冷器将一部分物料从所述主吸收段采出，降低该物料的温度，然后再将其返回至所述 主吸收段，以所述吸收塔内的物料总流量为基准计，采出的物料的比例占10-80 %，所述中 冷器的冷却温度为一 40°C~一 10°C。
[0014] 在本发明的另一个优选实施方式中，所述包含乙烯的混合物从吸收塔底部的入口 进入吸收塔时的温度为一 40°C~一 10°C，优选为一 40°C~一 20°C;所述主吸收剂进入所述 吸收塔时的温度为一 40°C~一 10°C，优选为一 40°C~一 20°C;所述辅助吸收剂进入所述吸 收塔时的温度为一 40°C~一 10°C，优选为一 40 °C~一 20°C;吸收塔内的压力为10-50巴， 优选为15-40巴，更优选为25-35巴。
[0015] 本发明的第二个方面提供了一种对包含烃类的混合物进行分离的方法，所述包含 烃类的混合物包含以下组分：C1烃、C2烃、C3烃；所述包含烃类的混合物还任选地包含以 下任选组分中的一种或多种：氢气、C4烃、C5烃、C6烃、C7烃、C8烃、C9烃、C10烃、醇、醚、 炔；优选地，所述包含烃类的混合物还任选地包含以下任选组分中的一种或多种：氢气、C4 烃、C5烃、C6烃、甲醇、二甲醚、乙炔、丙炔；更优选地，所述包含烃类的混合物还任选地包含 以下任选组分中的一种或多种：氢气、C4烃、C5烃、C6烃、甲醇、二甲醚；
[0016] 所述方法包括以下步骤：（1)所述包含烃类的混合物在高压脱丙烷塔中进行分离 操作，得到高压脱丙烷塔顶物流和高压脱丙烷塔釜物流，其中所述高压脱丙烷塔顶物流不 含碳数等于或大于四的烃，所述高压脱丙烷塔釜物流不含碳数等于或小于二的烃；（2)所 述高压脱丙烷塔釜物流在低压脱丙烷塔中进行分离操作，得到低压脱丙烷塔顶物流和低压 脱丙烷塔釜物流，其中所述低压脱丙烷塔顶物流包含碳数等于三的烃，所述低压脱丙烷塔 釜物流包含碳数等于或大于四的烃；（3)所述高压脱丙烷塔顶物流任选地进行加氢脱除炔 烃和降温冷凝，然后一部分输送返回所述高压脱丙烷塔，一部分输送至脱甲烷塔进行分离 操作，得到脱甲烷塔顶物流和脱甲烷塔釜物流，所述脱甲烷塔顶物流包含C1烃、C2烃和任 选的氢气，所述脱甲烷塔釜物流包含C2烃和C3烃；(4)所述脱甲烷塔釜物流在脱乙烷塔中 进行分离操作，得到脱乙烷塔顶物流和脱乙烷塔釜物流，所述脱乙烷塔顶物流包含C2烃， 所述脱乙烷塔釜物流包含C3烃；（5)所述脱乙烷塔顶物流在乙烯精馏塔中进行分离操作， 得到分离的乙烷和乙烯，任选地将乙烷输送至吸收塔作为辅助吸收剂；所述脱乙烷塔釜物 流在丙烯精馏塔中进行分离操作，得到分离的丙烷和丙烯，任选地将丙烷输送至吸收塔作 为辅助吸收剂；(6)脱甲烷塔顶物流从吸收塔底部的入口进入吸收塔，所述吸收塔包括下 部的主吸收段和上部的辅助吸收段，在所述主吸收段中，使得主吸收剂与所述混合物接触， 从而将乙烯从所述脱甲烷塔顶物流中分离，在所述辅助吸收段中，使得辅助吸收剂与所述 脱甲烷塔顶物流接触，从所述脱甲烷塔顶物流中回收主吸收剂，包含乙烯的主吸收剂和辅 助吸收剂作为吸收塔釜物流从吸收塔底部排出，输送至所述高压脱丙烷塔或脱甲烷塔，而 分离乙烯之后的脱甲烷塔顶物流作为吸收塔顶尾气从吸收塔顶部排出，输送至燃气管网； 所述主吸收剂选自以下烃类的任意一种或多种：C3烃类、C4烃类、C5-C8烃类；所述辅助吸 收剂选自以下烃类的任意一种或多种：C2烃类、C3烃类；(7)所述低压脱丙烷塔顶物流一部 分输送返回至所述高压脱丙烷塔，一部分输送至所述丙烯精馏塔进行分离得到分离的丙烷 和丙烯，一部分任选地输送至所述吸收塔作为主吸收剂或辅助吸收剂；(8)所述低压脱丙 烷塔釜物流输送至脱丁烷塔进行分离操作，得到脱丁烷塔顶物流和脱丁烷塔釜物流，所述 脱丁烷塔顶物流包含C4烃，所述脱乙烷塔釜物流包含碳数等于或大于五的烃，任选地将所 述脱丁烷塔顶物流和脱丁烷塔釜物流中的一种或两种输送至所述吸收塔作为主吸收剂。
[0017] 在本发明的另一个优选的实施方式中，在所述步骤（1)中，以所述包含烃类的混 合物中C3烃的总重量为基准计，至少60重量％的C3烃进入高压脱丙烷塔釜物流。
[0018] 在步骤（2)中，以所述低压脱丙烷塔顶物流的总重量为基准计，所述低压脱丙烷 塔顶物流包含至少99. 5重量％的03烃；在步骤（7)中，以所述低压脱丙烷塔顶物流的总重 量为基准计，0-50重量％，优选5-40重量％，更优选10-30重量％的所述低压脱丙烷塔顶物 流输送返回所述高压脱丙烷塔；50-80重量％，优选50-60重量％的所述低压脱丙烷塔顶物 流输送至所述丙烯精馏塔；10-40重量％，优选20-30重量％的所述低压脱丙烷塔顶物流输 送至吸收塔的主吸收段；在步骤（4)中，任选地将至少一部分所述脱乙烷塔釜物流输送至 所述吸收塔的主吸收段作为主吸收剂。
[0019] 在本发明的另一个优选的实施方式中，（1)所述高压脱丙烷塔的塔釜温度为 40-60°C，塔顶温度为-5°C至15°C，压力为10-15巴，塔板数为35-60 ;(2)所述低压脱丙 烷塔的塔釜温度为60-90°C，塔顶温度为0_15°C，压力为5-9巴，塔板数为30-50 ; (3)所 述脱甲烷塔的塔釜温度为0-20°C，塔顶温度为-40°C至-20°C，压力为25-35巴，塔板数为 40-70 ; (4)所述脱乙烷塔的塔釜温度为40-60°C，塔顶温度为_40°C至-15°C，压力为17-24 巴，塔板数40-70 ; (5)所述乙烯精馏塔的塔釜温度为0-20 °C，塔顶温度为-40至-34°C， 压力为11-17巴，塔板数60-90 ;所述丙烯精馏塔的塔釜温度为40-80°C，塔顶温度为 35-50 °C，压力为15-20巴，优选双塔结构；（6)所述吸收塔的塔釜温度为一 40 °C~一 20 °C， 优选为一 40°C~一 30°C，压力为10-50巴，优选为15-40巴，更优选为25-35巴；（7)所述 脱丁烷塔的塔釜温度为90-120°C，塔顶温度为38-45°C，压力为3-6巴，塔板数40-55。
【附图说明】
[0020] 本发明结合以下附图对本发明的一些实施方式进行描述。
[0021] 图1显示了根据本发明一个实施方式的吸收塔；
[0022] 图2显示了根据本发明一个实施方式的烃类分离流程图，其中将C3烃作为主吸收 剂输送至吸收塔；
[0023] 图3显示了根据本发明一个实施方式的烃类分离流程图，其中将C4烃作为主吸收 剂输送至吸收塔；
[0024] 图4显示了根据本发明一个实施方式的烃类分离流程图，其中将C5+烃作为主吸 收剂输送至吸收塔；
[0025] 附图中编号的含义如下：
[0026] T-01A-高压脱丙烷塔 T-01B-低压脱丙烷塔
[0027] T-02-脱甲烷塔 T-03-脱乙烷塔
[0028] T-04-乙烯精馏塔 T-05-丙烯精馏塔
[0029] T-06-吸收塔 T-07-脱丁烷塔
[0030] E-01 -加热器 E-02-冷却水冷却器
[0031] E-03-冷却器 E-04-冷却器
[0032] E-05-中冷器 E-06-辅助吸收剂冷却器
[0033] E-07-主吸收剂冷却器 C-01 -第四级压缩机
[0034] R-01 -块经加氛反应器 V-01-闪蒸罐
【具体实施方式】
[0035] 本文所公开的"范围"以下限和上限的形式。可以分别为一个或多个下限，和一个 或多个上限。给定范围是通过选定一个下限和一个上限进行限定的。选定的下限和上限 限定了特别范围的边界。所有可以这种方式进行限定的范围是包含和可组合的，即任何下 限可以与任何上限组合形成一个范围。例如，针对特定参数列出了 60-120和80-110的范 围，理解为60-110和80-120的范围也是预料到的。此外，如果列出的最小范围值1和2， 和如果列出了最大范围值3,4和5,则下面的范围可全部预料到：1-3、1-4、1-5、2-3、2-4和 2-5 〇
[0036] 在本发明中，除非有其他说明，数值范围"a-b"表示a到b之间的任意实数组合的 缩略表示，其中a和b都是实数。例如数值范围"0-5"表示本文中已经全部列出了 "0-5" 之间的全部实数，" 0-5 "只是这些数值组合的缩略表示。
[0037] 如果没有特别指出，本说明书所用的术语"两种"指"至少两种"。
[0038] 在本发明中，如果没有特别的说明，本文所提到的所有实施方式以及优选实施方 式可以相互组合形成新的技术方案。
[0039] 在本发明中，如果没有特别的说明，本文所提到的所有技术特征以及优选特征可 以相互组合形成新的技术方案。
[0040] 在本发明中，如果没有特别的说明，本文所提到的所有步骤可以顺序进行，也可以 随机进行，但是优选是顺序进行的。例如，所述方法包括步骤（a)和（b)，表示所述方法可 包括顺序进行的步骤（a)和（b)，也可以包括顺序进行的步骤（b)和（a)。例如，所述提到 所述方法还可包括步骤（c)，表示步骤（c)可以任意顺序加入到所述方法，例如，所述方法 可以包括步骤（a)、（b)和（c)，也可包括步骤（a)、（c)和（b)，也可以包括步骤（c)、（a)和 (b)等。
[0041 ] 在本发明中，如果没有特别的说明，本文所提到的"包括"表示开放式，也可以是封 闭式。例如，所述"包括"可以表示还可以包含没有列出的其他元件，也可以仅包括列出的 元件。
[0042] 在本发明中，为了简化起见，用碳数限定的"烃"或"烃类"表示具有所述碳数的直 链和支链的烷烃和烯烃的组合，但是其中不包括环烷烃、环烯烃、芳烃和炔烃。本发明所述 的某种碳数的"烃"可以包括具有所述碳数的直链和支链的烷烃和烯烃的任意异构体。例 如，C1烃表示甲烷，C2烃表示乙烷和乙烯，C3烃表示丙烷和丙烯，例如正丙烷、异丙烷、正丙 烯和异丙烯，C4表示正丁烷、仲丁烷、异丁烷、叔丁烷、正丁烯、中丁烯、异丁烯和叔丁烯。在 本发明中，用特定碳数带加号（+)的方式表示碳数在该特定碳数以上的烃类，例如C5+烃 表示包含至少五个碳的烃类，C6+表示包含至少六个碳的烃类。在本发明的一个实施方式 中，C5+烃表示C5-C10烃。在本发明的另一个实施方式中，C5+烃表示C5-C8烃。在本发 明的一个实施方式中，C6+经表不C6-C10经。在本发明的另一个实施方式中，C6+经表不 C6-C8 经。
[0043] 本发明的方法可以用来对包含烃类的混合物中的C2和C3烃类组分进行理想的回 收，优选是对乙烯和丙烯实现理想的回收效果。所述包含烃类的混合物可以是本领域制备 轻质烃类产品的工艺的混合产物，例如甲醇制烯烃（MT0)、甲醇制丙烯（MTP)、石脑油裂解 制乙烯等工艺的产物，根据工艺种类以及具体工艺条件的不同，本发明的方法用来处理的 包含烃类的混合物中可能包含C1-C10烃类、氢气、醇、醚、炔、环烷烃、芳烃、杂环化合物等。 但是，在一些实施方式中，本发明的方法所处理的对象也可能是包含乙烯或丙烯的其它混 合物。在本发明中除非另外说明，所有的压力均为"绝对压力"。
[0044] 如图1所示，本发明提供了一种用来吸收分离乙烯的吸收塔T-06,该吸收塔包括 上下两段，下段为主吸收段，上段为辅助吸收段。在操作过程中，包含乙烯的混合物从吸收 塔的底部进入吸收塔中，在向上移动通过主吸收段的同时与主吸收剂接触，从而主吸收剂 将该混合物中的乙烯吸收。吸收了乙烯之后的物料继续上升进入辅助吸收段中，在其中与 辅助吸收剂接触，使得其中包含的主吸收剂被该辅助吸收剂吸收。包含乙烯、吸收剂和辅助 吸收剂的吸收塔釜物流输送至下游的处理工艺。在图1所示的实施方式中，输入该吸收塔 中的包含乙烯的混合物是脱甲烷塔顶物流，而吸收塔釜物流输送至高压脱丙烷塔T-01A。但 是在本发明的其它实施方式中，所述吸收塔可以与其他的设备相连接，用来从其他的包含 乙烯的混合物中回收乙烯，而将回收到的乙烯作为吸收塔釜物流输送至其他的工艺。
[0045] 在本发明的一个实施方式中，所述主吸收剂选自以下物质中的至少一种：C3、C4 和C5+烃类。所述辅助吸收剂选自以下物质中的至少一种：C2烃和C3烃，优选是乙烷和丙 烷中的至少一种。本发明的主吸收剂和辅助吸收剂可以是彼此相同的或者是彼此不同的。 在本发明的一个实施方式中，所述主吸收剂不同于所述辅助吸收剂，具体来说，当所述主吸 收剂为C3烃或包含C3烃的混合物时，所述辅助吸收剂不含C3烃。根据本发明的另一个 实施方式，所述主吸收剂和所述辅助吸收剂可均为C3烃。在本发明中所使用的主吸收剂和 辅助吸收剂中的至少一部分可以是由该吸收塔所处的体系中的至少一个另外的设备所提 供的。例如在以下图2-4的实施例中，由整个混合烃分离体系中不同的分离塔提供C3、C4 或C5+烃作为主吸收剂。
[0046] 在本发明的一个实施方式中，在所述吸收塔的主吸收段设置1-3个中冷器。中冷 器是本领域已知的热交换装置，其将吸收塔主吸收段中的一部分物料引出，在该中冷器中 进行冷却，优选冷却至_55°C至-10°C，然后再将冷却后的物料返回至主吸收段中，在本发 明中，将这部分流经中冷塔的物料称为"中冷塔采出的物料"。在本发明的一个实施方式 中，所述中冷器采出的物料的量占塔内物料流量的10-80重量％，优选15-75重量％。在 本发明的一个实施方式中，所述中冷器中使用丙烯冷剂提供制冷效果。在本发明的一个实 施方式中只用到丙烯冷剂，由丙烯制冷压缩机提供，丙烯冷剂的温度为分别为7°C、-24°C 和-4(TC〇
[0047] 在本发明的一个实施方式中，所述吸收塔为板式塔或填料塔，优选为板式塔。在本 发明的另一个实施方式中，所述吸收塔为板式塔，其中辅助吸收段和辅助吸收段和主吸收 段塔板数之比为〇. 1~〇. 5:1，辅助吸收段塔板数为5~30,塔径之比为0. 1~0. 8:1。
[0048] 在本发明的另一个实施方式中，所述主吸收剂的进料温度为-60°C至-10°C，优选 为-40°C至-KTC，优选为-40°C至-20°C，所述辅助吸收剂的进料温度为-60°C至-KTC，优 选为-40°C至-10°C，优选为-40°C至-20°C。在本发明的另一个实施方式中，吸收塔内的压 力为10-50巴，优选15-40巴，更优选25-35巴。
[0049] 本发明还提供了一种对包含烃类的混合物进行分离的方法，所述包含烃类的混合 物可以是用来制备烃类产物的任意工艺，例如石脑油裂解制乙烯、MTO、MTP等工艺的产物， 其中包含以下组分：C1烃、C2烃、C3烃；所述包含烃类的混合物还任选地包含以下任选组分 中的一种或多种：氢气、C4烃、C5烃、C6烃、C7烃、C8烃、C9烃、C10烃、醇、醚、炔；优选地， 所述包含烃类的混合物还任选地包含以下任选组分中的一种或多种：氢气、C4烃、C5烃、C6 烃、甲醇、二甲醚、乙炔、丙炔；更优选地，所述包含烃类的混合物还任选地包含以下任选组 分中的一种或多种：氢气、W经、C5经、C6经、甲醇、二甲醚。
[0050] 该方法包括以上所述的在吸收塔中分离乙烯的步骤。根据本发明的一个实施方 式，在以下所述的各个塔前后以及塔之内可以任选地设置有一个或多个冷凝器、温度检测 器、温度控制器、压力检测器、压力控制器、纯化器等。如图2-4所示，所述方法包括以下步 骤：
[0051] (1)所述包含烃类的混合物首先任选地进行预处理和压缩操作。所述预处理可以 是用来除去该混合物中任意固体颗粒或副产物的操作，例如溶剂吸附、脱酸、脱碱、脱硫、固 体颗粒去除等操作。所述压缩操作可以使用本领域常规的栗或压缩机来进行。经过预处理 和压缩操作之后的包含烃类的混合物首先在高压脱丙烷塔T-01A中进行分离操作，得到高 压脱丙烷塔顶物流和高压脱丙烷塔釜物流，其中所述高压脱丙烷塔顶物流不含碳数等于或 大于四的烃，所述高压脱丙烷塔釜物流不含碳数等于或小于二的烃，由此实现C2烃和C4烃 的清晰分割。所述高压脱丙烷塔顶物流输送至后续的脱甲烷塔和脱乙烷塔，而高压脱丙烷 塔釜物流输送至低压脱丙烷塔。
[0052] 本发明的一个优点在于，所述包含烃类的混合物中至少60重量％的C3烃没有经 过脱甲烷塔和脱乙烷塔的处理，也即是说，以所述包含烃类的混合物中C3烃的总重量计， 输送至后续的脱甲烷塔和脱乙烷塔的所述高压脱丙烷塔顶物流中包含的C3的量小于40 重量％。在本发明的一个实施方式中，所述高压脱丙烷塔的塔釜温度为40-60°C，塔顶温度 为-5°C至15°C，压力为10-15巴，塔板数为35-60。根据本发明的一个实施方式，高压脱丙 烷塔T-01A无塔顶冷凝器，塔顶气进第四级压缩后冷凝，凝液返回部分液相作为回流。
[0053] (2)所述高压脱丙烷塔釜物流在低压脱丙烷塔T-01B中进行分离操作，得到低压 脱丙烷塔顶物流和低压脱丙烷塔釜物流，其中所述低压脱丙烷塔顶物流包含碳数等于三的 烃，而不含碳数等于或大于四的烃，所述低压脱丙烷塔釜物流包含碳数等于或大于四的烃， 而不含碳数小于四的烃，由此实现C3和C4+的清晰分割。在本发明的一个实施方式中，所述 低压脱丙烷塔的塔釜温度为60-80°C，塔顶温度为0_15°C，压力为5-9巴，塔板数为30-50。
[0054] (3)所述高压脱丙烷塔顶物流任选地经第四级压缩至压力为25-35巴，任选地 进行加氢脱除炔烃和降温冷凝，然后一部分作为塔顶回流输送返回所述高压脱丙烷塔， 一部分输送至脱甲烷塔T-02进行分离操作，得到脱甲烷塔顶物流和脱甲烷塔釜物流，所 述脱甲烷塔顶物流包含C1烃、C2烃和任选的氢气，所述脱甲烷塔釜物流包含C2烃和C3 烃。所述脱甲烷塔的塔釜物流中的甲烷含量控制在不高于100ppm(重量比），塔顶温度不 低于-40°C。根据本发明的一个实施方式，所述脱甲烷塔的塔釜温度为0-20°C，塔顶温度 为-40 °C至-20 °C，压力为25-35巴，塔板数为40-70。
[0055] (4)所述脱甲烷塔釜物流在脱乙烷塔T-03中进行分离操作，得到脱乙烷塔顶物流 和脱乙烷塔釜物流，所述脱乙烷塔顶物流包含C2烃，所述脱乙烷塔釜物流包含C3烃，由此 实现C2和C3的清晰分割。根据本发明的一个实施方式，脱乙烷塔顶物流和脱乙烷塔釜物 流中的任意一种或两种可任选地输送至吸收器用作主吸收剂或辅助吸收剂。所述根据本发 明的一个实施方式，所述脱乙烷塔的塔釜温度为40-60°C，塔顶温度为-40°C至-15°C，压力 为17-24巴，塔板数为40-70。
[0056] (5)所述脱乙烷塔顶物流在乙烯精馏塔T-04中进行分离操作，得到分离的乙烷 和乙烯。当吸收塔中的辅助吸收剂是乙烷或乙烷和丙烷的混合物的时候，任选地将乙烷输 送至吸收塔作为辅助吸收剂。所述脱乙烷塔釜物流在丙烯精馏塔T-05中进行分离操作， 得到分离的丙烷和丙烯。当吸收塔中的辅助吸收剂是丙烷或乙烷和丙烷的混合物的时候， 任选地将丙烷输送至吸收塔作为辅助吸收剂。根据本发明的一个实施方式，所述乙烯精馏 塔的塔釜温度为-20-0°C，塔顶温度为-40至-30°C，压力为11-18巴，优选13-17巴，塔板 数为60-90。根据本发明的一个实施方式，所述丙烯精馏塔的塔釜温度为40-80°C，优选 45-65 °C，塔顶温度为35-50 °C，优选35-45 °C，压力为15-20巴。
[0057] (6)在图2-4所示的实施方式中，脱甲烷塔T-02的塔顶物流主要包含氢气、014和 C 2H4，从吸收塔底部的入口进入吸收塔T-06,所述吸收塔如以上结合图1所述，包括下部的 主吸收段和上部的辅助吸收段，在所述主吸收段中，使得主吸收剂与所述混合物接触，从而 将乙烯从所述脱甲烷塔顶物流中分离，在所述辅助吸收段中，使得辅助吸收剂与所述脱甲 烷塔顶物流接触，从所述脱甲烷塔顶物流中回收主吸收剂，包含乙烯的主吸收剂和辅助吸 收剂作为吸收塔釜物流从吸收塔底部排出，输送至所述高压脱丙烷塔或脱甲烷塔（当使 用C3烃作为主吸收剂时），而分离乙烯之后的脱甲烷塔顶物流作为吸收塔顶尾气从吸收塔 顶部排出，输送至燃气管网。所述主吸收剂选自以下烃类的任意一种或多种：C3烃类、C4 烃类、C5+烃（优选C5-C8烃类）；所述辅助吸收剂选自以下烃类的任意一种或多种：C2烃 类、C3烃类，优选乙烷和丙烷中的至少一种；并且所述主吸收剂的种类不同于所述辅助吸 收剂。
[0058] (7)所述低压脱丙烷塔T-01B塔顶出来的塔顶物流一部分输送返回至所述高压脱 丙烷塔T-01A，一部分输送至所述丙烯精馏塔T-05进行分离得到分离的丙烷和丙烯，当吸 收塔T-06中使用C3烃作为主吸收剂或辅助吸收剂的时候，一部分所述低压脱丙烷塔顶物 流任选地输送至所述吸收塔。根据本发明的一个实施方式，以所述低压脱丙烷塔顶物流的 总重量为基准计，输送至高压脱丙烷塔T-01A的比例为0-50重量％，优选5-40重量％，更 优选10-30重量％的所述低压脱丙烷塔顶物流输送返回所述高压脱丙烷塔；50-80重量％， 优选50-60重量％的所述低压脱丙烷塔顶物流输送至所述丙烯精馏塔；10-40重量％，优选 20-30重量％的所述低压脱丙烷塔顶物流输送至吸收塔的主吸收段。根据本发明的一个实 施方式，以所述低压脱丙烷塔顶物流的总重量为基准计，所述低压脱丙烷塔顶物流包含至 少99. 5重量％的C3烃。
[0059] (8)所述低压脱丙烷塔釜物流包含C4+烃组分，输送至脱丁烷塔进行分离操作，得 到脱丁烷塔顶物流和脱丁烷塔釜物流，所述脱丁烷塔顶物流包含C4烃，所述脱乙烷塔釜物 流包含碳数等于或大于五的烃，由此实现C4和C5+的清晰分割。根据本发明的一个实施方 式，所述脱丁烷塔的塔釜温度为90-120°C，塔顶温度为38-50°C，压力为3-6巴，塔板数为 40-55〇
[0060] 本发明的图2显示了将低压脱丙烷塔顶物流的C3+输送至吸收塔作为吸收剂，图 3显示了将脱丁烷塔顶物流的C4烃输送至吸收塔作为吸收剂，图4显示了将脱丁烷塔底物 流的C5+烃输送至吸收塔作为吸收剂。但是需要理解的是，本发明的物料循环不仅限于此， 实际上，本发明可以考虑将各个塔的任意C2-C5+烃物质输送至吸收塔作为主吸收剂或辅 助吸收剂。
[0061] 实施例
[0062] 结合以下实施例对本发明的图2至图4所示的实施方式进行进一步的描述。
[0063] 实施例1
[0064] 本实施例使用图2的流程图所示的反应体系。脱甲烷塔T-02塔顶物流送至吸收塔 T-06回收其中富含的C 2H4，吸收塔分为上下两段，下段主吸收段用的是低压脱丙烷塔T-01B 塔顶的C3作为主吸收剂，进料温度一 37°C，主吸收段塔板数30 ;上段为辅助吸收段，用来自 乙烯精馏塔和丙烯精馏塔的乙烷和丙烷作为辅助吸收剂，进料温度一 37°C，辅助吸收段塔 板数10。来自T-02塔顶的气体流量2570kg/hr，温度一 37°C。中冷器E-05数量为1，从第 22板采出，返回至第20板，采出量为720kg/hr，采用一 40°C丙烯冷剂。吸收塔T-06的塔顶 尾气经节流并回收冷量后送至燃料气管网，塔釜吸收液送至高压脱丙烷塔T-01A。具体操作 参数见表1。
[0065] 表1实施例1操作参数
[0067] 使用气相色谱测量仪测量图中编号01至17处的物流组成，各处的组成和流量 见表2,采用C3作为主吸收剂得到的乙烯产品、丙烯产品和碳四纯度分别为99. 98wt. %、 99.7￥七％和99.6￥七％，其回收率分别为99.98%、99.93%和99.58%。62%的03没有经 过脱甲烷塔和脱乙烷塔，直接由低压脱丙烷塔顶部送至丙烯精馏塔，能耗显著降低。
[0068] 表2实施例1运行参数及结果
[0071] 实施例2
[0072] 本实施例使用图3的流程图所示的反应体系。脱甲烷塔T-02塔顶物流送至吸收 塔T-06回收其中富含的C 2H4，吸收塔分为上下两段，下段主吸收段用的是脱丁烷塔T-07塔 顶的C4作为主吸收剂，进料温度一 37°C，主吸收段塔板数30 ;上段辅助吸收段用的来自乙 烯精馏塔T-04和丙烯精馏塔T-05的乙烷和丙烷作为辅助吸收剂，进料温度一 37°C，辅助 吸收段塔板数10。来自T 一 02塔顶的气体流量2662kg/hr，温度一 37°C。中冷器E-05数 量为1，从第22板采出，返回至第20板，采出量为720kg/hr，采用一 40°C丙烯冷剂。吸收 塔的塔顶尾气经节流并回收冷量后送至燃料气管网，塔釜吸收液送至高压脱丙烷塔T-01A。 具体操作参数见表3。
[0073] 表3实施例2操作参数
[0075] 实施例2的具体运行参数见表4,采用C4作为主吸收剂得到的乙烯产品、丙烯 产品和碳四纯度分别为99. 98wt. %、99. 7wt. %和99. 6wt. %，其回收率分别为99. 97%、 99. 90 %和99. 60 %。66 %的C3没有经过脱甲烷塔和脱乙烷塔，直接由低压脱丙烷塔顶部送 至丙烯精馏塔，能耗显著降低。
[0076] 表4实施例2运行参数及结果
[0078] 实施例3
[0079] 本实施例使用图4的流程图所示的反应体系。脱甲烷塔T-02塔顶物流送至吸收 塔T-06回收其中富含的C 2H4，吸收塔分为上下两段，下段主吸收段用的是脱丁烷塔T-07塔 釜的C5+作为主吸收剂，进料温度一 37°C，主吸收段塔板数35 ;上段辅助吸收段用的来自乙 烯精馏塔和丙烯精馏塔的乙烷和丙烷作为辅助吸收剂，进料温度一 37°C，辅助吸收段塔板 数10块。来自T-02塔顶的气体流量2363kg/hr，温度一 37°C。中冷器E-05数量为1，从 第22板采出，返回至第20板，采出量为720kg/hr，采用一 40°C丙烯冷剂。吸收塔T-06的 塔顶尾气经节流并回收冷量后送至燃料气管网，塔釜吸收液送至高压脱丙烷塔T-07。具体 操作参数见表5。
[0080] 表5实施例3操作参数
[0081]
[0082] 实施例3的具体运行参数见表6,采用C5+作为主吸收剂得到的乙烯产品、丙烯 产品和碳四纯度分别为99. 98wt. %、99. 7wt. %和99. lwt. %，其回收率分别为99. 99%、 99. 90 %和99. 86 %。63 %的C3没有经过脱甲烷塔和脱乙烷塔，直接由低压脱丙烷塔顶部送 至丙烯精馏塔，能耗显著降低。
[0083] 表6实施例3运行参数及结果
[0085]与现有技术相比，本发明没有深冷冷箱和专用吸收剂解吸塔，仅使用丙烯冷剂。采 用该方法得到的乙烯产品纯度达99. 96wt. %，乙烯回收率大于99. 97%，丙烯产品纯度达 99. 7wt. %，回收率大于99. 88%，C4+回收率大于99. 6% ;超过60%的C3没有经过脱甲烷 塔和脱乙烷塔，直接由低压脱丙烷塔顶部送至丙烯精馏塔，能耗显著降低。本发明具有投资 少、能耗低、物料回收率高、操作简单和运行稳定等诸多优势，尤其适用于产品分布偏重的 烯烃生产工艺。
【主权项】
1. 一种用来从包含乙烯的混合物中回收乙烯的方法，该方法包括： 使所述包含乙烯的混合物从吸收塔底部的入口进入吸收塔； 所述吸收塔包括下部的主吸收段和上部的辅助吸收段，在所述主吸收段中，使得主吸 收剂与所述混合物接触，从而将乙烯从所述混合物中分离，在所述辅助吸收段中，使得辅助 吸收剂与所述混合物接触，从所述混合物中回收主吸收剂； 包含乙烯的主吸收剂和辅助吸收剂从吸收塔底部排出，而分离乙烯之后的混合物从吸 收塔顶部排出； 所述主吸收剂选自以下烃类的任意一种或多种：C3烃类、C4烃类、C5-C8烃类； 所述辅助吸收剂选自以下烃类的任意一种或多种：C2烃类、C3烃类。2. 如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述主吸收剂选自以下烃类中的任意一种 或多种：C3烃类、C4烃类和C5烃类；更优选所述主吸收剂选自以下烃类中的任意一种或多 种：C3烃类和C4烃类；更优选所述主吸收剂选自以下烃类中的任一种或多种：丙烷、丙烯、 丁烷、丁烯、戊烷和戊烯； 所述辅助吸收剂选自以下组分的一种或多种：乙烷和丙烷。3. 如权利要求1所述的方法，其特征在于，以所述包含乙烯的混合物的总重量为基准 计，所述包含乙烯的混合物中乙烯的含量为20-80重量％，优选为30-70重量％，更优选为 40-65重量％，更优选为50-60重量％ ; 所述包含乙烯的混合物中另外包含选自以下的一种或多种的物质：氢气、甲烷、乙烷、 乙烯、丙烯、丙烷、丁烯、丁烷、戊烯、戊烷、己烯、己烷、醚、醇；优选所述包含乙烯的混合物中 另外包含选自以下的一种或多种的物质：氢气、甲烷、乙烷、乙烯、丙烯、丙烷、丁烯、丁烷； 更优选所述包含乙烯的混合物中另外包含选自以下的一种或多种的物质：氢气、甲烷、乙 烷、乙烯、丙烯、丙烷；更优选所述包含乙烯的混合物中另外包含选自以下的一种或多种的 物质：甲烧、乙烧、乙稀、丙稀、丙烷。4. 如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述吸收塔的辅助吸收段与主吸收段的塔 径之比为0. 1~0. 8:1，所述吸收塔为板式塔或填料塔； 当所述吸收塔为板式塔时，所述辅助吸收段和主吸收段的塔板数之比为〇. 1~〇. 5:1， 其中辅助吸收段的塔板数为5~30。5. 如权利要求1所述的方法，其特征在于， 在所述主吸收段设置有1-3个中冷器，所述中冷器将一部分物料从所述主吸收段采 出，降低该物料的温度，然后再将其返回至所述主吸收段，以所述吸收塔内的物料总流量为 基准计，采出的物料的比例占10-80%，所述中冷器的冷却温度为一 40°C~一 10°C。6. 如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述包含乙烯的混合物从吸收塔底部的入 口进入吸收塔时的温度为一 40°C~一 10°C，优选为一 40°C~一 20°C;所述主吸收剂进入所 述吸收塔时的温度为一 40°C~一 10°C，优选为一 40°C~一 20°C;所述辅助吸收剂进入所述 吸收塔时的温度为一 40°C~一 10°C，优选为一 40°C~一 20°C ; 吸收塔内的压力为10-50巴，优选为15-40巴，更优选为25-35巴。7. -种对包含烃类的混合物进行分离的方法，所述包含烃类的混合物包含以下组分： C1烃、C2烃、C3烃； 所述包含烃类的混合物还任选地包含以下任选组分中的一种或多种：氢气、C4烃、C5 烃、C6烃、C7烃、C8烃、C9烃、CIO烃、醇、醚、炔；优选地，所述包含烃类的混合物还任选地 包含以下任选组分中的一种或多种：氢气、C4烃、C5烃、C6烃、甲醇、二甲醚、乙炔、丙炔；更 优选地，所述包含烃类的混合物还任选地包含以下任选组分中的一种或多种：氢气、C4烃、 C5烃、C6烃、甲醇、二甲醚； 所述方法包括以下步骤： (1) 所述包含烃类的混合物在高压脱丙烷塔中进行分离操作，得到高压脱丙烷塔顶物 流和高压脱丙烷塔釜物流，其中所述高压脱丙烷塔顶物流不含碳数等于或大于四的烃，所 述高压脱丙烷塔釜物流不含碳数等于或小于二的烃； (2) 所述高压脱丙烷塔釜物流在低压脱丙烷塔中进行分离操作，得到低压脱丙烷塔顶 物流和低压脱丙烷塔釜物流，其中所述低压脱丙烷塔顶物流包含碳数等于三的烃，所述低 压脱丙烷塔釜物流包含碳数等于或大于四的烃； (3) 所述高压脱丙烷塔顶物流任选地进行加氢脱除炔烃和降温冷凝，然后一部分输送 返回所述高压脱丙烷塔，一部分输送至脱甲烷塔进行分离操作，得到脱甲烷塔顶物流和脱 甲烷塔釜物流，所述脱甲烷塔顶物流包含C1烃、C2烃和任选的氢气，所述脱甲烷塔釜物流 包含C2烃和C3烃； (4) 所述脱甲烷塔釜物流在脱乙烷塔中进行分离操作，得到脱乙烷塔顶物流和脱乙烷 塔釜物流，所述脱乙烷塔顶物流包含C2烃，所述脱乙烷塔釜物流包含C3烃； (5) 所述脱乙烷塔顶物流在乙烯精馏塔中进行分离操作，得到分离的乙烷和乙烯，任选 地将乙烷输送至吸收塔作为辅助吸收剂；所述脱乙烷塔釜物流在丙烯精馏塔中进行分离操 作，得到分离的丙烷和丙烯，任选地将丙烷输送至吸收塔作为辅助吸收剂； (6) 脱甲烷塔顶物流从吸收塔底部的入口进入吸收塔，所述吸收塔包括下部的主吸收 段和上部的辅助吸收段，在所述主吸收段中，使得主吸收剂与所述混合物接触，从而将乙烯 从所述脱甲烷塔顶物流中分离，在所述辅助吸收段中，使得辅助吸收剂与所述脱甲烷塔顶 物流接触，从所述脱甲烷塔顶物流中回收主吸收剂，包含乙烯的主吸收剂和辅助吸收剂作 为吸收塔釜物流从吸收塔底部排出，输送至所述高压脱丙烷塔或脱甲烷塔，而分离乙烯之 后的脱甲烷塔顶物流作为吸收塔顶尾气从吸收塔顶部排出，输送至燃气管网；所述主吸收 剂选自以下烃类的任意一种或多种：C3烃类、C4烃类、C5-C8烃类；所述辅助吸收剂选自以 下烃类的任意一种或多种：C2烃类、C3烃类； (7) 所述低压脱丙烷塔顶物流一部分输送返回至所述高压脱丙烷塔，一部分输送至所 述丙烯精馏塔进行分离得到分离的丙烷和丙烯，一部分任选地输送至所述吸收塔作为主吸 收剂或辅助吸收剂； (8) 所述低压脱丙烷塔釜物流输送至脱丁烷塔进行分离操作，得到得到脱丁烷塔顶物 流和脱丁烷塔釜物流，所述脱丁烷塔顶物流包含C4烃，所述脱乙烷塔釜物流包含碳数等于 或大于五的烃，任选地将所述脱丁烷塔顶物流和脱丁烷塔釜物流中的一种或两种输送至所 述吸收塔作为主吸收剂。8. 如权利要求7所述的方法，其特征在于，在所述步骤（1)中，以所述包含烃类的混合 物中C3烃的总重量为基准计，至少60重量％的C3烃进入高压脱丙烷塔釜物流。9. 如权利要求7所述的方法，其特征在于，在步骤（2)中，以所述低压脱丙烷塔顶物流 的总重量为基准计，所述低压脱丙烷塔顶物流包含至少99. 5重量％的C3烃； 在步骤（7)中，以所述低压脱丙烷塔顶物流的总重量为基准计，0-50重量％，优选 5-40重量％，更优选10-30重量％的所述低压脱丙烷塔顶物流输送返回所述高压脱丙烷 塔；50-80重量％，优选50-60重量％的所述低压脱丙烷塔顶物流输送至所述丙烯精馏塔； 10-40重量％，优选20-30重量％的所述低压脱丙烷塔顶物流输送至吸收塔的主吸收段； 在步骤（4)中，任选地将至少一部分所述脱乙烷塔釜物流输送至所述吸收塔的主吸收 段作为主吸收剂。10.如权利要求7所述的方法，其特征在于， (1) 所述高压脱丙烷塔的塔釜温度为40-60°C，塔顶温度为_5°C至15°C，压力为10-15 巴，塔板数为35-60 ; (2) 所述低压脱丙烷塔的塔釜温度为60-90°C，塔顶温度为0-15Γ，压力为5-9巴，塔板 数为30-50 ; (3) 所述脱甲烷塔的塔釜温度为0_20°C，塔顶温度为_40°C至_20°C，压力为25-35巴， 塔板数为40-70 ; (4) 所述脱乙烷塔的塔釜温度为40-60°C，塔顶温度为_40°C至-15°C，压力为17-24 巴，塔板数40-70 ; (5) 所述乙烯精馏塔的塔釜温度为0_20°C，塔顶温度为-40至-34°C，压力为11-17巴， 塔板数60-90 ;所述丙烯精馏塔的塔釜温度为40-80°C，塔顶温度为35-50°C，压力为15-20 巴，优选双塔结构； (6) 所述吸收塔的塔釜温度为一 40 °C~一 20 °C，优选为一 40 °C~一 30 °C，压力为 10-50巴，优选为15-40巴，更优选为25-35巴； (7) 所述脱丁烷塔的塔釜温度为90-120°C，塔顶温度为38-45Γ，压力为3-6巴，塔板数 40-55〇
【文档编号】C07C11/06GK105985214SQ201510045123
【公开日】2016年10月5日
【申请日】2015年1月29日
【发明人】唐登银, 鲍清华, 谢苗苗, 叶厚盈, 罗艳宁
【申请人】上海碧科清洁能源技术有限公司