本发明涉及气体有机物回收领域，具体地，涉及一种从催化干气中回收碳二的装置和方法。
背景技术：
：催化干气来源于原油二次加工，如催化裂化、延迟焦化等过程。干气中通常含有大量的乙烯和乙烷组分，如催化干气中乙烷摩尔含量约为10-24％，乙烯摩尔含量约为12-20％。目前催化干气主要作为燃料烧掉，利用价值较低。如果将干气中的碳二组分提浓，回收利用其中的乙烯或乙烷，经济效益和社会效益都十分明显。经过提浓得到的产品碳二提浓气的利用途径之一是作为乙苯装置原料，但乙苯装置要求原料气中丙烯含量小于0.1体积％。目前从催化干气中回收碳二组分的方法主要有深冷分离法、变压吸附法、浅冷油吸收法等，各种方法各具特点。深冷分离法工艺成熟，乙烯回收率高、纯度高，但投资大，用于稀乙烯回收能耗较高；变压吸附法操作简单，能耗较低，但产品纯度低，乙烯回收率低，占地面积大。浅冷油吸收法主要是利用吸收剂对气体中各组分的溶解度不同来分离气体混合物，一般先利用吸收剂吸收碳二以上的重组分，分离出甲烷、氢气等不凝气，再用精馏法分离吸收剂中的各组分。该方法具有碳二碳三回收率高，生产安全，运行可靠，对原料气的适应性强等特点，是目前具有竞争力的技术之一。但是经过浅冷油吸收法分离得到的产品碳二提浓气中丙烯含量受原料气组成影响，一般超过了0.1体积％。如果要进一步降低产品气中的丙烯含量，需要采用精馏的方法将丙烯分离出去。部分工艺物流的操作温度将低于0℃，需要丙烯制冷压缩机提供低温位冷量，同时也需要对产品气进行干燥防止冻堵，设备投资和装置能耗都较高。cn101063048a公开了一种采用中冷油吸收法分离炼厂干气的方法，该工艺由压缩、脱除酸性气体、干燥及净化、吸收、解吸、冷量回收和粗分等步骤组成，具有吸收剂成本低廉，损失低等优点。但该工艺中需将干气冷却到-30℃至-40℃，属于中冷分离工艺，因此投资较大，能耗较高。cn103087772a公开了一种油吸收法分离干气的装置及方法，该方法由碳四吸收、碳四解吸、汽油吸收等步骤组成，采用碳四作为吸收剂，回收干气中的碳二碳三馏分。再采用汽油吸收剂回收尾气中的碳四。该工艺碳二回收率高，但产品气中丙烯浓度受原料中丙烯相对含量影响。cn103588604a公开了一种组合吸收法回收炼厂干气中碳二的系统和方法，包括压缩机、预处理单元、炼厂干气冷却单元、组合吸收单元和精馏单元。该工艺以混合碳四或混合碳五作为吸收剂进行碳二吸收，解吸出的碳二提浓气送入乙烯精馏塔分离，得到乙烯产品和乙烷产品。工艺中可以控制乙烯产品中的碳三及以上组分含量，但需要上一套丙烯制冷压缩机以提供-40℃丙烯冷量，且由于工艺物流温度低于-35℃，需要上一套干燥系统脱除干气中的水分防止冻堵。综上所述，在回收催化干气中的碳二及碳三组分时，为了降低产品碳二提浓气中的丙烯含量，现有的回收催化干气工艺需要丙烯制冷压缩机以提供低温位冷量，并需要一套干燥系统脱除干气中的水分防止冻堵，投资大、能耗高。此外，循环吸收剂中含有的碳六以上重组分在不断积累后，会对吸收剂和装置的性能造成严重的影响。技术实现要素：本发明的目的是克服现有技术从催化干气中回收的碳二产品的丙烯含量较高，且需要其它设备及条件使得投资大、能耗高，以及循环吸收剂中含有的碳六以上重组分在不断积累后，会对吸收剂和装置的性能造成严重的影响的缺陷，提供一种从催化干气中回收碳二的装置和方法。为了实现上述目的，一方面，本发明提供了一种从催化干气中回收碳二的装置，该装置包括依次连接的第一吸收塔、第二吸收塔和第二解吸塔，所述第一吸收塔用于吸收催化干气中的碳三以上组分，所述第二吸收塔用于吸收来自第一吸收塔的未被吸收的碳二以下组分中的碳二，所述第二解吸塔用于将来自第二吸收塔的含碳二的组分进行解吸。另一方面，本发明提供了一种从催化干气中回收碳二的方法，该方法包括以下步骤：(1)将吸收剂和催化干气接触，以吸收催化干气中碳三以上的重组分；(2)将另外的吸收剂和步骤(1)中未被吸收的轻组分接触，以吸收轻组分中的碳二；(3)将步骤(2)所得吸收剂和碳二的混合物进行精馏，以分离碳二和吸收剂。本发明的装置结构简单，操作方便，使用本发明的方法可以有效地从催化干气中回收碳二，且碳二产品中丙烯含量小于0.1体积％，特别适用于作为乙苯装置原料。此外，不需要上丙烯制冷系统和干燥系统，降低了装置投资和能耗，且将循环吸收剂中含有的碳六以上重组分及时分离并送出界区，避免不断积累后对吸收剂和装置的性能造成严重的影响。本发明的其它特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。附图说明附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：图1为根据本发明一种优选实施方式的装置的结构示意图。附图标记说明1催化干起供给单元2干气压缩机3第一吸收塔4压缩机5第二吸收塔6解吸塔7干气冷却器8吸收剂循环泵9吸收剂冷却器10甲烷氢出料口11碳二出料口12含芳烃吸收剂出料口13富吸收剂出料口14吸收剂循环管具体实施方式以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。在本发明中，在未作相反说明的情况下，使用的术语“碳二”指的是碳原子数为两个的烃类化合物(主要包括乙烯、乙烷)的统称；术语“碳三”指的是碳原子数为三个的烃类化合物(主要包括丙烯、丙烷)的统称；术语“碳四”指的是碳原子数为四个的烃类化合物(主要包括丁烯、丁烷)的统称；术语“碳五”指的是碳原子数为五个的烃类化合物(主要包括戊烯和戊烷)的统称。本发明提供了一种从催化干气中回收碳二的装置，该装置包括依次连接的第一吸收塔3、第二吸收塔5和第二解吸塔6，所述第一吸收塔3用于吸收催化干气中的碳三以上组分，所述第二吸收塔5用于吸收来自第一吸收塔3的未被吸收的碳二以下组分中的碳二，所述第二解吸塔6用于将来自第二吸收塔5的含碳二的组分进行解吸。根据本发明，为了提高吸收剂的利用率，优选地，所述第二解吸塔6的塔底与第一吸收塔3和第二吸收塔5相连，使得第二解吸塔6的塔底产物作为吸收剂(通过吸收剂循环管14)部分或全部回用于第一吸收塔3和第二吸收塔5中。根据本发明，可以对待与吸收剂接触的第一吸收塔3的塔顶产物进行预处理。优选地，该装置还包括设置于第一吸收塔3和第二吸收塔5之间的压缩机4和干气冷却器7，使得第一吸收塔3的塔顶产物进行压缩和冷却后再进入第二吸收塔5中。此外，如图1所示，本发明的装置还可以包括一些本领域常用的设备或部件，例如，还包括与第一吸收塔3相连的催化干气供给单元1，用于提供催化干气。优选地，催化干气供给单元1和第一吸收塔3之间设置有干气压缩机2，用于对催化干气进行压缩的预处理。本发明中，催化干气经过干气压缩机升压，进入第一吸收塔，第一吸收塔顶气返回该干气压缩机，升压后进入第二吸收塔，也即，干气压缩机2和压缩机4可以为同一台压缩机。例如，解吸塔6和第二吸收塔5之间设置有吸收剂循环泵8和吸收剂冷却器9，依次用于将解吸塔6塔底的重组分产物进行加压和冷却，再送入第二吸收塔5。例如，第一吸收塔3上设置有含芳烃吸收剂出料口12，用于将含芳烃的吸收剂从第一吸收塔3塔底排出界区；第二吸收塔5上设置有甲烷氢出料口10，用于将甲烷与氢从第二吸收塔5塔顶流出，还可以设置有富吸收剂出料口13，将富含吸收剂的重组分物料从第二吸收塔5塔底流出；解吸塔6上设置有碳二出料口，用于将碳二从解吸塔6塔顶流出。在实际使用时，可以使用催化干气供给单元1提供催化干气，催化干气经过干气压缩机2的压缩后，进入第一吸收塔3中与吸收剂接触，以吸收碳三以上的重组分，被吸收的碳三以上的重组分从第一吸收塔3塔底排出界区；第一吸收塔3中未被吸收的轻组分经过压缩机4和干气冷却器7的压缩和冷却后，进入第二吸收塔5中与另外的吸收剂接触，以吸收轻组分中的碳二，被吸收的碳二进入解吸塔6中进行精馏以分离碳二和吸收剂，第二解吸塔塔底得到的吸收剂部分或全部回用于第一吸收塔3和第二吸收塔5中。本发明还提供了一种从催化干气中回收碳二的方法，该方法包括以下步骤：(1)将吸收剂和催化干气接触，以吸收催化干气中碳三以上的重组分(包括碳六以上重组分)；(2)将另外的吸收剂和步骤(1)中未被吸收的轻组分接触，以吸收轻组分中的碳二；(3)将步骤(2)所得吸收剂和碳二的混合物进行精馏，以分离碳二和吸收剂。根据本发明，对于吸收剂的种类没有特别的限制，可以为本领域常用的吸收剂。优选地，所述吸收剂为碳四和/或碳五。更优选地，所述吸收剂为炼厂混合碳四、醚后碳四、正丁烷和其它碳四碳五馏分中的至少一种(碳四和/或碳五的纯度为70重量％以上)。根据本发明，可以对步骤(1)中待与吸收剂接触的催化干气进行预处理。优选地，所述方法还包括：步骤(1)中吸收剂与催化干气接触前，将催化干气进行压缩，更优选地，压缩后的压力为1-3mpag。其中，为了避免在压缩过程中出现过高的温度，压缩可以采用分段压缩，优选为二段压缩或者三段压缩。根据本发明，对于吸收剂和催化干气接触的条件没有特别的限制，只要能够吸收催化干气中碳三以上的重组分即可。优选地，吸收剂和催化干气接触的条件包括：理论板数为20-50，压力为1-3mpag，塔顶温度为20-60℃，塔底温度为70-140℃。相对于每吨的催化干气，吸收剂的用量可以为1-5t。根据本发明，在进行步骤(3)之前，可以对步骤(1)中未被吸收的轻组分进行预处理。优选地，在进行步骤(2)之前，对步骤(1)中未被吸收的轻组分进行压缩和冷却，更优选地，压缩后的压力为3-5mpag，冷却后的温度为5-15℃。对冷却时使用的制冷剂的种类没有特别的限制，可以为丙烯或5℃左右的冷水，可以由溴化锂吸收式制冷机提供，或者采用氨制冷等其它冷剂，优选为溴化锂冷剂。其中，不使用丙烯冷剂的好处在于无需使用丙烯制冷压缩机系统和干燥系统，可以节省投资和能耗。如前所述，可以采用同一压缩机对步骤(1)中待与吸收剂接触的催化干气和步骤(1)中未被吸收的轻组分进行压缩。根据本发明，对于另外的吸收剂和未被吸收的轻组分接触的条件没有特别的限制，只要能够吸收轻组分中的碳二即可。优选地，另外的吸收剂和未被吸收的轻组分接触的条件包括：理论板数为25-50，压力为3-5mpag，塔顶温度为10-30℃，塔底温度为80-160℃。相对于每吨的催化干气，吸收剂的用量可以为1-8t。根据本发明，对于精馏的条件没有特别的限制，只要能够分离碳二和吸收剂即可。优选地，所述第二精馏的条件包括：理论板数为20-50，压力为1.5-2.8mpag，塔顶温度为15-70℃，塔底温度为110-200℃。根据本发明，为了提高吸收剂的利用率，优选地，该方法还包括将步骤(3)中得到的吸收剂部分或全部回用于步骤(1)和步骤(2)中。根据本发明，优选地，该方法在前述的装置中进行。具体地，步骤(1)可以在第一吸收塔3中进行，步骤(2)可以在第二吸收塔5中进行，步骤(3)可以在解吸塔6中进行。以下将通过实施例对本发明进行详细描述。以下实施例中，催化干气的组成和参数见表1；吸收剂为炼厂正丁烷，来自炼厂轻烃装置，碳四纯度为98重量％。以下实施例中，从催化干气中回收碳二的方法包括：(1)将吸收剂和催化干气接触，以吸收催化干气中碳三以上的重组分；(2)将另外的吸收剂和步骤(1)中未被吸收的轻组分接触，以吸收轻组分中的碳二；(3)将步骤(2)所得吸收剂和碳二的混合物进行精馏，以分离碳二和吸收剂，得到的吸收剂全部回用于步骤(1)和步骤(2)中。原料以及产物中各组分含量的检测方法参照astmd1945；乙烯回收率的计算方法为：碳二回收率＝解吸塔顶塔顶产物(乙烯+乙烷)的重量/催化干气(乙烯+乙烷)的重量×100％。表1实施例1将催化干气压缩至2mpag，再与吸收剂(流量为23t/h(通过步骤(3)中回用的吸收剂和新补加的吸收剂维持流量恒定))接触，吸收剂和催化干气接触的条件包括：理论板数为35，压力为1.9mpag，塔顶温度为28℃，塔底温度为100℃；将步骤(1)中未被吸收的轻组分压缩至4mpag再冷却至15℃后，再与进行步骤(2)，吸收剂(流量为40t/h(通过步骤(3)中回用的吸收剂和新补加的吸收剂维持流量恒定))和未被吸收的轻组分接触的条件包括：理论板数为40，压力为3.8mpag，塔顶温度为19℃，塔底温度为116℃；精馏的条件包括：理论板数为40，压力为2.1mpag，塔顶温度为67℃，塔底温度为120℃。收集精馏的塔顶产物，并检测其中的组分及参数，此外还检测循环吸收剂中碳六以上重组分的增加量，结果见表2，计算得碳二回收率92重量％。实施例2将催化干气压缩至1mpag，再与吸收剂(流量为30t/h(通过步骤(3)中回用的吸收剂和新补加的吸收剂维持流量恒定))接触，吸收剂和催化干气接触的条件包括：理论板数为20，压力为1.1mpag，塔顶温度为21℃，塔底温度为77℃；将步骤(1)中未被吸收的轻组分压缩至5mpag再冷却至10℃后，再与进行步骤(2)，吸收剂(流量为35t/h(通过步骤(3)中回用的吸收剂和新补加的吸收剂维持流量恒定))和未被吸收的轻组分接触的条件包括：理论板数为50，压力为4.5mpag，塔顶温度为19℃，塔底温度为136℃；精馏的条件包括：理论板数为25，压力为1.5mpag，塔顶温度为65℃，塔底温度为134℃。收集精馏的塔顶产物，并检测其中的组分及参数，此外还检测循环吸收剂中碳六以上重组分的增加量，结果见表2，计算得碳二回收率为91重量％。实施例3将催化干气压缩至3mpag，再与吸收剂(流量为20t/h(通过步骤(3)中回用的吸收剂和新补加的吸收剂维持流量恒定))接触，吸收剂和催化干气接触的条件包括：理论板数为50，压力为3mpag，塔顶温度为35℃，塔底温度为133℃；将步骤(1)中未被吸收的轻组分压缩至3mpag再冷却至12℃后，再与进行步骤(2)，吸收剂(流量为52t/h(通过步骤(3)中回用的吸收剂和新补加的吸收剂维持流量恒定))和未被吸收的轻组分接触的条件包括：理论板数为28，压力为3mpag，塔顶温度为20℃，塔底温度为108℃；精馏的条件包括：理论板数为45，压力为2.5mpag，塔顶温度为65℃，塔底温度为131℃。收集精馏的塔顶产物，并检测其中的组分及参数，此外还检测循环吸收剂中碳六以上重组分的增加量，结果见表2，计算得碳二回收率为92重量％。对比例1将催化干气压缩至4mpag再冷却至15℃后，再与流量为40t/h的吸收剂接触，吸收剂和催化干起接触的条件包括：理论板数为40，压力为3.8mpag，塔顶温度为19℃，塔底温度为116℃；再将得到的塔底产物进行精馏，以分离碳二，所述精馏的条件包括：理论板数为40，压力为2.1mpag，塔顶温度为67℃，塔底温度为120℃。收集精馏的塔顶产物，并检测其中的组分及参数，此外还检测循环吸收剂中碳六以上重组分的增加量，结果见表2，计算得碳二回收率为91重量％。表2组成及参数实施例1实施例2实施例3对比例1温度，℃15151515压力，mpag2.11.52.52.1质量流量，t/h5555h2，mol％0.000.000.000.00co，mol％0.000.000.000.00co2，mol％3.893.863.973.56n2，mol％0.000.000.000.00ch4，mol％5.514.724.624.71c2h6，mol％35.7534.8236.9339.24c2h4，mol％47.3445.8748.4843.39c3h8，mol％0.000.000.000.50c3h6，mol％0.070.050.061.96c4，mol％7.4310.685.946.64c6+增加量，kg/h0.00.00.048.9发明人进行了进一步的研究，比较了同样进料条件(参见实施例1)和乙烯回收率要求下，本工艺和现有技术之间一些设备、条件和结果的区别，结果参见表3。典型浅冷油吸收可参见cn103087772a。表3从实施例1-3可以看出，使用本发明的方法可以有效地从催化干气中回收碳二，且产品中丙烯含量极低，特别适用于作为乙苯装置原料；特别地，从实施例1和对比例1可以看出，实施例1的产品中乙烯含量较高，且乙烷和碳四组分含量较低，而且将循环吸收剂中含有的碳六以上重组分及时分离并送出界区，避免不断积累后对吸收剂和装置的性能造成严重的影响。从进一步的研究中可以看出，本发明相比于现有技术，可以在不使用丙烯制冷系统和干燥系统的情况下，实现产品中丙烯的低含量，从而降低了装置投资和能耗。以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。当前第1页12