一种分离煤制芳烃副产干气的方法与流程

本发明涉及干气处理领域，涉及一种分离煤制芳烃副产干气的方法，具体地，涉及一种从煤制芳烃副产干气中回收甲烷、乙烯、乙烷的方法。
背景技术：
：煤制芳烃副产干气(简称MTA干气)来自于煤制芳烃装置，其中通常含有大量的甲烷、乙烯、乙烷组分，不宜销售，利用较为困难。如果将MTA干气中的碳一、碳二组分回收，乙烯提纯返回至MTA装置作反应原料，甲烷、乙烷提纯作为生产合成气原料，可以充分利用干气资源，降低甲醇、芳烃生产成本，经济效益和社会效益十分明显。目前，从干气中回收乙烷、乙烯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，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C2和C2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C2C3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，现有方法无法有效回收甲烷乙烷产品，甲烷氢气中含有芳烃，同时乙烷产品中含有一定量的丙烯、丁烯，无法保证达到合成气原料中不饱和烃含量小于1％(v)的要求。US5502971公开了一种回收C2及更重烃类的低压低温工艺。该工艺取消了传统的高压方案，采用低压技术，这样回收温度就可以保持在硝酸树脂 生成的温度之上，避免了危险的潜在可能性，同时还可以保持较高的烯烃收率。虽然该工艺采用了低压方案，但温度仍低达-100℃，仍属于深冷分离工艺的一种，因此投资较大，能耗较高。CN101063048A公开了一种采用中冷油吸收法分离干气的方法，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。但该工艺中需要将干气冷却到-30℃至-40℃进行吸收，属于中冷分离工艺，投资较大，能耗较高。综上所述，现有的分离干气中碳一、碳二组分的方法，存在着投资大、能耗高、甲烷乙烷产品不饱和烃含量高的问题。技术实现要素：本发明的目的是为了克服现有分离干气的方法中存在的投资大、能耗高、甲烷乙烷产品不饱和烃含量高的问题，提供一种分离煤制芳烃副产干气的方法，该方法流程简单，投资小，能耗低，乙烯组分回收率高，富甲烷气和富乙烷气中不饱和烃含量少，可以满足合成气原料要求。为了实现上述目的，本发明提供了一种分离煤制芳烃副产干气的方法，该方法包括：将煤制芳烃副产干气依次进行压缩处理、冷却处理和碳四吸收剂吸收处理，将碳四吸收剂吸收处理得到的气相物料和液相物料分别进行汽油吸收剂吸收处理和碳四解吸处理；将碳四解吸处理得到的气相物料进行粗分处理，将碳四解吸处理得到的液相物料返回至碳四吸收剂吸收处理，回收粗分处理得到的富乙烯气，并将粗分处理得到的贫乙烯物料进行催化加氢处理，回收催化加氢处理得到的富乙烷气；将汽油吸收剂吸收处理得到的气相物料依次进行冷凝处理和气液分离处理，回收气液分离处理得到的富甲烷气，并将气液分离处理得到的液相物料返回至汽油吸收剂吸收处理。本发明的分离煤制芳烃副产干气的方法，具有以下优点：(1)本发明的方法，通过碳四吸收剂吸收处理、碳四解吸处理、汽油吸收剂吸收处理、冷凝处理及气液分离处理、粗分处理和催化加氢处理，干气中的甲烷、乙烯、乙烷都得到了分离回收，乙烯回收率高，且富甲烷气、富乙烷气可作为合成气原料，富乙烯气可作为乙烯产品送出界区。(2)本发明的方法中，通过在汽油吸收塔塔顶设置汽油吸收塔冷凝器和汽油吸收塔回流器，降低了富甲烷气中的芳烃含量；通过对粗分塔塔釜物料(即贫乙烯物料)进行催化加氢处理，降低了富乙烷气中的丙烯、丁烯等不饱和烃的含量，富甲烷气和富乙烷气中的不饱和烃含量都能够达到合成气原料要求。(3)本发明的方法中，用于回收煤制芳烃副产干气中C2C3馏分的碳四吸收剂以及用于回收碳四吸收塔塔顶尾气中夹带的碳四吸收剂的汽油吸收剂，原料容易获得，成本低廉，且对于吸收剂中的不饱和烃含量没有要求。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。附图说明图1是本发明中分离煤制芳烃副产干气采用的装置的结构示意图。附图标记说明1干气压缩机；2加氢反应器；3干气冷却器；4碳四吸收塔；5碳四解吸塔；6碳四冷却器；7汽油吸收塔；8粗分塔；9汽油吸收塔冷凝器；10汽油吸收塔回流器。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。本发明提供了一种分离煤制芳烃副产干气的方法，该方法包括：将煤制芳烃副产干气依次进行压缩处理、冷却处理和碳四吸收剂吸收处理，将碳四吸收剂吸收处理得到的气相物料和液相物料分别进行汽油吸收剂吸收处理和碳四解吸处理；将碳四解吸处理得到的气相物料进行粗分处理，将碳四解吸处理得到的液相物料返回至碳四吸收剂吸收处理，回收粗分处理得到的富乙烯气，并将粗分处理得到的贫乙烯物料进行催化加氢处理，回收催化加氢处理得到的富乙烷气；将汽油吸收剂吸收处理得到的气相物料依次进行冷凝处理和气液分离处理，回收气液分离处理得到的富甲烷气，并将气液分离处理得到的液相物料返回至汽油吸收剂吸收处理。本发明的方法中，煤制芳烃副产干气可以为来自煤制芳烃装置的MTA干气，其中含0-60mol％的氢气、15-60mol％的甲烷、10-50mol％的碳二组分、0.5-15mol％的芳烃组分，各组分含量之和不超过100mol％，未注明组分为杂质，如氮气等。为了方便进行后续处理，优选情况下，压缩处理的方法包括：将煤制芳烃副产干气的压力提高至3-5MPaG；进一步优选地，压缩处理为多段压缩处理。其中，对于压缩处理的段数没有特别的规定，例如可以为二段压缩处理或三段压缩处理。本发明的方法中，优选情况下，冷却处理的条件包括：将压缩处理得到的物料冷却至0-20℃，进一步优选为5-15℃。更进一步优选地，冷却处理采用的制冷剂为冷水、丙烯或液氨。再进一步优选地，冷水为溴化锂吸收式制冷机制备的冷水，温度可以为5℃或7℃。本发明的方法中，优选情况下，将碳四解吸处理得到的液相物料冷却至0-20℃，进一步优选为5-15℃后返回至碳四吸收剂吸收处理。另外，有少量碳四吸收剂会随汽油吸收塔釜物料送出界区。本发明的方法中，优选情况下，碳四吸收剂吸收处理的方法包括：将冷却处理得到的物料供给至碳四吸收塔内使其与碳四吸收剂接触，碳四吸收塔 的理论板数为25-50，操作压力为3-5MPaG，塔顶温度为10-40℃，塔釜温度为90-160℃。本领域技术人员应该理解的是，将冷却处理得到的物料供给至碳四吸收塔内使其与碳四吸收剂接触的实施方式可以为：将碳四吸收剂从碳四吸收塔顶部喷入，与从碳四吸收塔中部进入的干气物料逆流接触，碳四吸收剂吸收物料中的C2馏分及更重组分，然后将来自碳四吸收塔塔顶的气相物料(主要为未被吸收的甲烷氢气体)供给至汽油吸收塔回收其中夹带的碳四吸收剂，将来自碳四吸收塔塔釜的液相物料(即富碳四吸收剂)供给至碳四解吸塔进行碳四解吸处理。由于有少量碳四吸收剂会随汽油吸收塔釜物料送出界区，为了以保证系统中碳四吸收塔的碳四吸收剂流量，优选地，在进行碳四吸收剂吸收处理时，向碳四吸收塔内补充新鲜碳四吸收剂。对补充的新鲜碳四吸收剂本身的温度没有特别要求，只要供给至碳四吸收塔时的温度为0-20℃，优选为5-15℃即可。为了方便操作，优选地，将补充的新鲜碳四吸收剂与来自碳四解吸塔塔釜的液相物料混合后一并进行冷却，然后送至碳四吸收塔。本领域技术人员应该理解的是，本发明中的碳四吸收剂为在碳四吸收塔中在进行碳四吸收剂吸收处理时用于吸收干气物料中的C2馏分及更重组分的各种吸收剂。具体地，对于碳四吸收剂没有特别的限定，可以为本领域常用的各种碳四馏分，优选情况下，碳四吸收剂为来自炼厂的含有碳四馏分的物料(包括混合碳四馏分、醚后碳四馏分或其他以碳四为主的馏分)，进一步优选为来自炼厂的正丁烷、醚后碳四和混合碳四中的一种或多种。对于碳四吸收剂的用量及其中的不饱和烃含量没有特别的限定，本领域技术人员可以根据实际情况确定，此为本领域技术人员所公知，在此不再赘述。本发明的方法中，优选情况下，碳四解吸处理的方法包括：将碳四吸收剂吸收处理得到的液相物料供给至碳四解吸塔内，碳四解吸塔的理论板数为 20-50，操作压力为1.5-2.8MPaG，塔顶温度为15-70℃，塔釜温度为100-200℃。本领域技术人员应该理解的是，将碳四吸收剂吸收处理得到的液相物料供给至碳四解吸塔内的实施方式可以为将来自碳四吸收塔塔釜的液相物料供给至碳四解吸塔中部，在碳四解吸塔塔顶得到的气相物料为碳二提浓气，供给至粗分塔进行粗分处理；在碳四解吸塔塔釜得到的液相物料为贫碳四吸收剂，返回至碳四吸收塔循环使用。本发明的方法中，优选情况下，粗分处理的方法包括：将碳四解吸处理得到的气相物料供给至粗分塔内，粗分塔的理论板数为30-100，操作压力为0.5-4Mpa，塔顶温度为-40～0℃，塔釜温度为-10～20℃。本领域技术人员应该理解的是，将碳四解吸处理得到的气相物料供给至粗分塔的实施方式可以为：将来自碳四解吸塔塔顶的气相物料(即碳二提浓气)供给至粗分塔中部，通过精馏方式将碳二提浓气中的乙烯和乙烷分离，在粗分塔塔顶得到富乙烯气，作为富乙烯产品送出界区，在粗分塔塔釜得到贫乙烯物料，将其供给至加氢反应器进行催化加氢处理。富乙烯气中主要含有60-99mol％的乙烯、0.5-10mol％的乙烷，0.5-20mol％的甲烷，各组分含量之和不超过100％。本发明的方法中，催化加氢处理可以为气相反应或者液相反应，优选情况下，催化加氢处理的方法包括：将粗分处理得到的贫乙烯物料与加氢催化剂接触，温度为40-200℃，进一步优选为60-100℃；压力为1-4MPaG，进一步优选为1.3-2MPaG；体积空速为0.5-40h-1，进一步优选为2-8h-1。对于加氢催化剂没有特别的限定，可以为本领域常用的各种加氢催化剂，优选地，加氢催化剂为含有Co、Mo、Ni和W系金属中至少一种金属的加氢催化剂，进一步优选为Co-Mo-Ni系加氢催化剂。本发明的催化加氢处理用于将粗分塔塔釜得到的贫乙烯物料中的烯烃 (包括乙烯、丙烯、丁烯)加氢饱和成烷烃，经过上述催化加氢处理得到的物料(即富乙烷气)中烯烃含量不大于0.1摩尔％。富乙烷气中主要含有0.01-5mol％的氢气、60-99mol％的乙烷、0.01-0.9mol％的乙烯，1-15mol％的丙烷和丁烷，0.01-0.5mol％的丙烯和丁烯，不饱和烃含量小于1mol％,各组分含量之和不超过100mol％。将催化加氢处理得到富乙烷气作为合成气原料，送出界区。本发明的方法中，优选情况下，汽油吸收剂吸收处理的方法包括：将碳四吸收剂吸收处理得到的气相物料供给至汽油吸收塔内使其与汽油吸收剂接触，汽油吸收塔的理论板数为15-30，操作压力为2.5-4.5MPaG(操作压力低于碳四吸收塔)，塔顶温度为10-40℃，塔釜温度为20-60℃。本领域技术人员应该理解的是，将碳四吸收剂吸收处理得到的气相物料供给至汽油吸收塔内使其与汽油吸收剂接触的实施方式可以为：将来自碳四吸收塔塔顶的气相物料(主要为未被吸收的甲烷氢气体)供给至汽油吸收塔底部，将汽油吸收剂从塔顶进入，使气相物料与汽油吸收剂接触，汽油吸收剂吸收气相物料中夹带的碳四吸收剂，汽油吸收塔塔顶和塔釜分别得到气相物料和液相物料(即富汽油吸收剂)，将气相物料依次供给至汽油吸收塔冷凝器和汽油吸收塔回流器进行冷凝处理和气液分离处理，以降低气相物料中的芳烃含量。将汽油吸收塔塔釜液相物料供给至界区外的汽油稳定塔进行碳四馏分和芳烃馏分的分离以循环使用。本领域技术人员应该理解的是，本发明中的汽油吸收剂为在汽油吸收塔中在进行汽油吸收剂吸收处理时用于吸收来自碳四吸收塔塔顶的气相物料中夹带的碳四吸收剂等组分的各种吸收剂。对于汽油吸收剂没有特别的限定，可以为本领域常用的各种汽油吸收剂，优选地，汽油吸收剂为汽油、重石脑油、芳烃抽余油、苯和甲苯中的一种或多种，进一步优选为含有苯和甲苯的芳烃。对于汽油吸收剂的用量没有特别的限定，本领域技术人员可以根 据实际情况确定，此为本领域技术人员所公知，在此不再赘述。本发明的方法中，优选情况下，冷凝处理的方法包括：将汽油吸收剂吸收处理得到的气相物料冷却至5-15℃；进一步优选地，冷凝处理在汽油吸收塔冷凝器中进行。本发明的方法中，优选情况下，气液分离处理的方法包括：将冷凝处理得到的物料供给至汽油吸收塔回流器，将来自汽油吸收塔回流器的液相物料全部返回至汽油吸收剂吸收处理。富甲烷气中主要含有10-70mol％的氢气、10-80mol％的甲烷，1-20mol％的碳二及碳二以上重组分，不饱和烃含量小于1mol％，各组分含量之和不超过100mol％。将气液分离处理得到的富甲烷气作为合成气原料，送出界区。本发明的方法中，碳四吸收塔塔釜和碳四解吸塔塔釜均设置有再沸器，其中，碳四吸收塔塔釜设置有再沸器以保证碳四吸收塔塔釜甲烷、氢气等轻组分降到设定要求以下。碳四吸收塔塔釜再沸器和碳四解吸塔塔釜再沸器的加热介质可以采用低压蒸汽(温度为150℃以上、压力为0.4MPaG以上)，也可以采用热油或者热水，优选采用来自MTA装置的140℃以上的热油或者110℃以上热水加热，既能充分利用MTA装置富裕热量，也能降低工艺能耗。实施例以下将结合图1并通过实施例对本发明进行详细描述，但并不因此限制本发明。以下实施例和对比例中，来自煤制芳烃装置的MTA干气的组成如表1所示(MTA干气中剩余组分为杂质，如氮气、一氧化碳等，未示出)。表1MTA干气温度，℃40压力，MPaG1.5质量流量，t/h28.8组成，mol％H211.08CH447.09C2H627.27C2H46.33C3H62.82C3H42.31C4H60.35C6H60.42C7H80.35H2O0.00实施例1本实施例用于说明本发明的分离煤制芳烃副产干气的方法。将来自煤制芳烃装置的压力为1.5MPaG的MTA干气供给至干气压缩机1，经过二段压缩处理将干气压力提高至4MPaG。然后将增压后的干气经干气冷却器3用溴化锂吸收式制冷机制备的5℃冷水冷却到15℃，并供给至碳四吸收塔4的中部。在碳四吸收塔4中，采用来自炼厂的正丁烷作为碳四吸收剂(流量为98t/h)，从碳四吸收塔4的塔顶喷入与干气逆流接触。其中，碳四吸收塔4的理论板数为40，操作压力为3.8MPaG，塔顶温度为21℃，塔釜温度为120℃。碳四吸收塔4采用低压(压力为0.4MPaG，温度为150℃)蒸汽加热。将来自碳四吸收塔4塔釜的液相物料(即富碳四吸收剂)供给至碳四解吸塔5处理，将来自碳四吸收塔4塔顶的气相物料(气相物料主要为未被吸收的甲烷氢气体)供给至汽油吸收塔7。将来自碳四吸收塔4塔釜的液相物料靠压差供给至碳四解吸塔5中部。 碳四解吸塔5的理论板数为40，操作压力为2.1MPaG，塔顶温度为42℃，塔釜温度为122℃。碳四解吸塔5采用低压(压力为0.4MPaG，温度为150℃)蒸汽加热，碳四解吸塔5塔顶得到碳二提浓气，供给至粗分塔8。将来自碳四解吸塔5塔釜的液相物料经碳四冷却器6冷却至15℃后返回至碳四吸收塔4循环使用，同时在碳四解吸塔5塔釜的液相物料中引入新鲜的来自炼厂的正丁烷供给至碳四吸收塔4作为补充。将来自碳四解吸塔5塔顶的碳二提浓气供给至粗分塔8中部。粗分塔8的理论板数为60，操作压力为1.8MPaG，塔顶温度为-31℃，塔釜温度为-2℃。粗分塔8塔顶得到富乙烯气，送出界区。将来自粗分塔8塔釜的贫乙烯物料经过泵升压后供给至加氢反应器2。在加氢反应器2中，来自粗分塔8塔釜的贫乙烯物料与加氢催化剂Co-Mo-Ni系催化剂(购自中国石油化工股份有限公司北京化工研究院，型号为BY-5)接触发生催化加氢反应，控制反应温度为60℃，反应压力为1.8MPaG，体积空速为5h-1。将加氢反应器2的出口物料作为富乙烷气产品送出界区作为合成气原料。将来自碳四吸收塔4塔顶的气相物料靠压差供给至汽油吸收塔7底部，与从塔顶喷入的汽油吸收剂(流量16t/h)接触，该汽油吸收剂为来自MTA装置的含有苯和甲苯的混合芳烃。其中，汽油吸收塔7的理论板数为20，操作压力为3.5MPaG，塔顶温度为24℃，塔釜温度为37℃。将来自汽油吸收塔7塔釜的液相物料(即富汽油吸收剂)供给至界区外的汽油稳定塔回收碳四馏分和芳烃馏分用于循环使用，将来自汽油吸收塔7塔顶的气相物料(主要为未被吸收的甲烷氢气体)供给至汽油吸收塔冷凝器9。在汽油吸收塔冷凝器9中，将来自汽油吸收塔7塔顶的气相物料冷却至8℃，然后供给至汽油吸收塔回流器10进行气液分离，将气液分离得到的气相物料作为富甲烷气产品送出界区，将气液分离得到的液相物料全部返回至 汽油吸收塔7。本实施例的方法中，富乙烯气、富甲烷气、富乙烷气的组成见表2(富甲烷气中剩余组分为杂质，如一氧化碳、氮气等，未示出)，乙烯回收率为90％，甲烷回收率为95％。表2富乙烯气富甲烷气富乙烷气温度，℃-34.08.040.0压力，MPaG1.803.441.8质量流量，t/h2.2812.2212.12组成，mol％H20.0018.030.04CH48.3373.450.00C2H60.611.5987.43C2H491.060.640.01C3H60.000.040.01C3H80.000.368.42C4H80.000.000.00C4H100.000.014.09C6H60.000.210.00C7H80.000.030.00实施例2本实施例用于说明本发明的分离煤制芳烃副产干气的方法。将来自煤制芳烃装置的压力为1.5MPaG的MTA干气供给至干气压缩机1，经过二段压缩处理将干气压力提高至3MPaG。然后将增压后的干气经干气冷却器3用丙烯制冷压缩机制备的2℃丙烯冷却到5℃，并供给至碳四吸收塔4的中部。在碳四吸收塔4中，采用来自炼厂的混合碳四作为碳四吸收剂(流量为120t/h)，从碳四吸收塔4的塔顶喷入与干气逆流接触。其中，碳四吸收塔4 的理论板数为50，操作压力为3MPaG，塔顶温度为11℃，塔釜温度为100℃。碳四吸收塔4采用来自MTA装置的110℃热水加热。将来自碳四吸收塔4塔釜的液相物料(即富碳四吸收剂)供给至碳四解吸塔5处理，将来自碳四吸收塔4塔顶的气相物料(气相物料主要为未被吸收的甲烷氢气体)供给至汽油吸收塔7。将来自碳四吸收塔4塔釜的液相物料靠压差供给至碳四解吸塔5中部。碳四解吸塔5的理论板数为50，操作压力为1.5MPaG，塔顶温度为46℃，塔釜温度为100℃。碳四解吸塔5采用来自MTA装置的110℃热水加热，碳四解吸塔5塔顶得到碳二提浓气，供给至粗分塔8。将来自碳四解吸塔5塔釜的液相物料经碳四冷却器6冷却至5℃后返回至碳四吸收塔4循环使用，同时在碳四解吸塔5塔釜的液相物料中引入新鲜的来自炼厂的混合碳四供给至碳四吸收塔4作为补充。将来自碳四解吸塔5塔顶的碳二提浓气供给至粗分塔8中部。粗分塔8的理论板数为40，操作压力为1.7MPaG，塔顶温度为-30℃，塔釜温度为-4℃。粗分塔8塔顶得到富乙烯气，送出界区。将来自粗分塔8塔釜的贫乙烯物料经过泵升压后供给至加氢反应器2。在加氢反应器2中，来自粗分塔8塔釜的贫乙烯物料与加氢催化剂Ni系催化剂(购自中国石油化工股份有限公司北京化工研究院，型号为YN-1)接触发生催化加氢反应，控制反应温度为80℃，反应压力为1.3MPaG，体积空速为2h-1。将加氢反应器2的出口物料作为富乙烷气产品送出界区作为合成气原料。将来自碳四吸收塔4塔顶的气相物料靠压差供给至汽油吸收塔7底部，与从塔顶喷入的汽油吸收剂(流量16t/h)接触，该汽油吸收剂为来自MTA装置的含有苯和甲苯的混合芳烃。其中，汽油吸收塔7的理论板数为25，操作压力为2.5MPaG，塔顶温度为22℃，塔釜温度为26℃。将来自汽油吸收 塔7塔釜的液相物料(即富汽油吸收剂)供给至界区外的汽油稳定塔回收碳四馏分和芳烃馏分用于循环使用，将来自汽油吸收塔7塔顶的气相物料(主要为未被吸收的甲烷氢气体)供给至汽油吸收塔冷凝器9。在汽油吸收塔冷凝器9中，将来自汽油吸收塔7塔顶的气相物料冷却至5℃，然后供给至汽油吸收塔回流器10进行气液分离，将气液分离得到的气相物料作为富甲烷气产品送出界区，将气液分离得到的液相物料全部返回至汽油吸收塔7。本实施例的方法中，富乙烯气、富甲烷气、富乙烷气的组成见表3(富甲烷气中剩余组分为杂质，如氮气等，未示出)，乙烯回收率为92％，甲烷回收率为96％。表3富乙烯气富甲烷气富乙烷气温度，℃30840压力，MPaG1.62.41.8质量流量，t/h2.512.112.0组成，mol％H20.0018.110.04CH48.7674.240.00C2H68.801.3285.72C2H482.440.060.01C3H60.000.040.00C3H80.000.347.70C4H80.000.010.05C4H100.000.046.48C6H60.000.220.00C7H80.000.040.00实施例3本实施例用于说明本发明的分离煤制芳烃副产干气的方法。将来自煤制芳烃装置的压力为1.5MPaG的MTA干气供给至干气压缩机1，经过三段压缩处理将干气压力提高至5MPaG。然后将增压后的干气经干气冷却器3用氨制冷压缩机制备的5℃液氨冷却到10℃，并供给至碳四吸收塔4的中部。在碳四吸收塔4中，采用来自炼厂的醚后碳四作为碳四吸收剂(流量为80t/h)，从碳四吸收塔4的塔顶喷入与干气逆流接触。其中，碳四吸收塔4的理论板数为25，操作压力为4.5MPaG，塔顶温度为18℃，塔釜温度为120℃。碳四吸收塔4采用来自MTA装置的140℃热油加热。将来自碳四吸收塔4塔釜的液相物料(即富碳四吸收剂)供给至碳四解吸塔5处理，将来自碳四吸收塔4塔顶的气相物料(气相物料主要为未被吸收的甲烷氢气体)供给至汽油吸收塔7。将来自碳四吸收塔4塔釜的液相物料靠压差供给至碳四解吸塔5中部。碳四解吸塔5的理论板数为25，操作压力为2.8MPaG，塔顶温度为25℃，塔釜温度为130℃。碳四解吸塔5采用来自MTA装置的140℃热油加热，碳四解吸塔5塔顶得到碳二提浓气，供给至粗分塔8。将来自碳四解吸塔5塔釜的液相物料经碳四冷却器6冷却至10℃后返回至碳四吸收塔4循环使用，同时在碳四解吸塔5塔釜的液相物料中引入新鲜的来自炼厂的醚后碳四供给至碳四吸收塔4作为补充。将来自碳四解吸塔5塔顶的碳二提浓气供给至粗分塔8中部。粗分塔8的理论板数为100，操作压力为2.6MPaG，塔顶温度为-15℃，塔釜温度为10℃。粗分塔8塔顶得到富乙烯气，送出界区。将来自粗分塔8塔釜的贫乙烯物料经过泵升压后供给至加氢反应器2。在加氢反应器2中，来自粗分塔8塔釜的贫乙烯物料与加氢催化剂Ni系催化剂(购自中国石油化工股份有限公司北京化工研究院，型号为YN-S)接触发生催化加氢反应，控制反应温度为100℃，反应压力为2MPaG，体积 空速为8h-1。将加氢反应器2的出口物料作为富乙烷气产品送出界区作为合成气原料。将来自碳四吸收塔4塔顶的气相物料靠压差供给至汽油吸收塔7底部，与从塔顶喷入的汽油吸收剂(流量16t/h)接触，该汽油吸收剂为来自MTA装置的含有苯和甲苯的混合芳烃。其中，汽油吸收塔7的理论板数为15，操作压力为4.5MPaG，塔顶温度为20℃，塔釜温度为40℃。将来自汽油吸收塔7塔釜的液相物料(即富汽油吸收剂)供给至界区外的汽油稳定塔回收碳四馏分和芳烃馏分用于循环使用，将来自汽油吸收塔7塔顶的气相物料(主要为未被吸收的甲烷氢气体)供给至汽油吸收塔冷凝器9。在汽油吸收塔冷凝器9中，将来自汽油吸收塔7塔顶的气相物料冷却至15℃，然后供给至汽油吸收塔回流器10进行气液分离，将气液分离得到的气相物料作为富甲烷气产品送出界区，将气液分离得到的液相物料全部返回至汽油吸收塔7。本实施例的方法中，富乙烯气、富甲烷气、富乙烷气的组成见表4(富甲烷气中剩余组分为杂质，如氮气等，未示出)，乙烯回收率为90％，甲烷回收率为95％。表4富乙烯气富甲烷气富乙烷气温度，℃30840压力，MPaG2.54.41.8质量流量，t/h2.612.111.9组成，mol％H20.0018.080.09CH44.1673.580.00C2H66.301.4890.49C2H489.540.660.01C3H60.000.040.01C3H80.000.339.00C4H80.000.000.00C4H100.000.000.40C6H60.000.180.00C7H80.000.040.00对比例1按照实施例1的方法，不同的是，将来自粗分塔8塔釜的贫乙烯物料作为富乙烷气而不再进行催化加氢处理，将来自汽油吸收塔7塔顶的气相物料作为富乙烷气而不再进行冷凝处理和气液分离处理。本对比例的方法中，富乙烯气、富甲烷气、富乙烷气的组成见表5(富甲烷气中剩余组分为杂质，如氮气等，未示出)，乙烯回收率为90％，甲烷回收率为95％。表5富乙烯气富甲烷气富乙烷气温度，℃-3424-2.7压力，MPaG1.83.451.85质量流量，t/h2.2812.3512.9组成，mol％H20.0017.990.00CH48.3373.310.00C2H60.611.5986.96C2H491.060.640.50C3H60.000.040.87C3H80.000.367.57C4H80.000.000.04C4H100.000.014.06C6H60.000.330.00C7H80.000.100.00将实施例1-3和对比例1的得到的富甲烷气和富乙烷气中的不饱和烃含 量进行汇总，结果见表6。表6从表6可知，本发明的分离煤制芳烃副产干气的方法得到的富甲烷气、富乙烷气中的不饱和烃含量都小于1mol％，均能达到合成气原料要求。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1 2 3