一种乙腈吸收分离炼厂焦化干气的方法
【技术领域】
[0001] 本发明涉及焦化干气回收领域，进一步地说，是涉及一种乙腈吸收分离炼厂焦化 干气的方法。
【背景技术】
[0002] 炼厂焦化干气来源于炼厂延迟焦化装置，通常干气中的乙烷摩尔含量约占20%， 乙烯摩尔含量在2%以上，其余组份为甲烷、氢气、丙烷、饱和水等。目前炼厂焦化干气主要 作为燃料烧掉，利用价值较低。如果将焦化干气中的烷烃、烯烃回收，送往乙烯工厂作为生 产乙烯的原料，可以节省裂解原料油，降低乙烯生产成本，经济效益和社会效益十分明显。
[0003] 目前从炼厂干气中回收乙烷、乙烯组份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。
[0004] 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以上的重组份，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。但对于单一的焦化干气原料，回收得到的富乙 烷气中含有一定的烯烃，无法直接进乙烯裂解炉。因此一般采用将焦化干气和其他饱和干 气一起处理的方法，使产品富乙烷气中烯烃含量达到裂解炉进料要求。
[0005] CN103450941提出了 一种由焦化干气生产乙烯裂解原料的方法，通过对焦化干气 进行胺洗和加氢处理，除去干气中的硫化氢和烯烃组份，得到的混合气再进行变压吸附过 程。该方法得到的富乙烷气不含烯烃，可直接用作乙烯装置的原料，而无须经过低温分离烯 烃的过程。
[0006] US5502971公开了一种回收C2及更重烃类的低压低温工艺，适用于炼厂干气的回 收。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-KKTC，仍属于深冷分离工艺的一种，因此投资较大，能耗 较高.
[0007] 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。但该工艺中仍需将干气冷却到_30°C至_40°C，属于中冷分离工艺，因 此投资较大，能耗较高。
[0008] 对于单一焦化干气原料，现有的炼厂干气回收工艺中，主要侧重于保证碳二碳三 回收率，但是为了使产品富乙烷气达到裂解炉进料要求，最终都需要采用深冷分离或者加 氢处理的方法降低产品气中的烯烃含量，制冷（或反应）系统投资大、能耗高。
【发明内容】
[0009] 为解决现有技术中回收单一炼厂焦化干气工艺存在制冷（或反应）系统投资大和 能耗高的问题，本发明提供了一种乙腈吸收分离炼厂焦化干气的方法。本发明以乙腈作为 吸收剂，通过两次吸收-解吸，从焦化干气中回收碳二组份，并初步分离乙烷和乙烯，得到 烯烃含量很少的富乙烷气和富含烯烃的富乙烯气。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度以 上，不需要乙烯制冷剂和膨胀机，降低了制冷系统的投资和能耗。
[0010] 本发明的目的是提供一种乙腈吸收分离炼厂焦化干气的方法。
[0011] 包括：
[0012] 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。
[0013] 包括以下步骤：
[0014] (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；
[0015] (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；
[0016] (3)第一解吸塔塔顶得到解吸气，返回压缩机入口，解吸塔釜物流送至第二吸收 塔；
[0017] (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；
[0018] (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，第二解析塔塔釜 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；
[0019] (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。
[0020] 其中优选，
[0021] 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；优选采用三段压缩逐级提高所述的焦化干气的压力。
[0022] 步骤（3)中第一解吸塔塔顶气体返回压缩机二段入口。
[0023] 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；
[0024] 第二解吸塔塔釜引入一股新鲜乙腈作为补充。
[0025] 步骤出）中水洗塔顶得到的富乙烯气可进一步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。
[0026] 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;
[0027] 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;
[0028] 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;
[0029] 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;
[0030] 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~KKTC，塔釜温度为40°C~120°C。
[0031] 本发明具体可采用以下技术方案：
[0032] (1)压缩：将来自炼厂延迟焦化装置的焦化干气的压力提高到4. 0~6.OMPa;
[0033] (2)冷却：将所述的步骤1)得到的压缩后的焦化干气冷却至5°C~15°C;
[0034] (3)第一次吸收：采用乙腈为吸收剂，吸收剂从第一吸收塔顶部喷入，吸收焦化干 气中的C2馏分及更重组分；第一吸收塔的塔釜物流送至第一解吸塔处理；
[0035] (4)第一次解吸：来自第一吸收塔的塔釜物流进入第一解吸塔，利用精馏的方法 进一步脱除溶解在乙腈中的甲烷和氢气，塔顶气体返回压缩机入口，塔釜得到含有乙烯和 乙烷的乙腈溶剂，进入第二吸收塔；
[0036] (5)第二次吸收：来自第一解吸塔釜的物流进入第二吸收塔中部，经冷却后的乙 腈从塔顶喷入，在第二吸收塔塔顶得到基本不含乙烯的富乙烷气，在第二吸收塔塔釜得到 含有碳二组份的富乙腈溶剂，经冷却后进入第二解吸塔；
[0037] (6)第二次解吸：来自第二吸收塔的富乙腈溶剂经过冷却后进入第二解吸塔中 部，在第二解吸塔塔顶得到夹带少量乙腈的富乙烯气，进入水洗塔；在第二解吸塔釜得到乙 腈吸收剂，冷却后返回第一吸收塔和第二吸收塔循环使用；
[0038] (7)水洗：来自第二解吸塔的富乙烯气进入水洗塔，水从水洗塔塔顶喷入，进一步 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。
[0039] 在本发明的方法中，步骤5)得到的富乙烷气中主要含有85~99%wt的乙烷、 0. 1~5%wt的乙烯，各组分含量之和不超过100%。
[0040] 在本发明的方法中，步骤7)得到的富乙烯气中主要含有0. 1~15%wt的乙烷、 15~60%wt的乙烯，30~70%wt的碳三等重组份，各组分含量之和不超过100%。
[0041] 来自炼厂延迟焦化装置的焦化干气的压力一般在0. 4~0. 8MPa，一般需要逐级提 高压力至4. 0~6.OMPa，对压缩的段数没有特别的规定，优选采用三段压缩。
[0042] 在本发明的方法中，优选将压缩后的焦化干气冷却至5°C~15°C。制冷剂可选用 5°C左右的冷水，由溴化锂吸收式制冷机提供。溴化锂制冷机采用的是吸收制冷工艺，以炼 厂的废热蒸汽为热源，具有能耗低的优点。
[0043] 在本发明的方法中，按照第一吸收塔、第一解吸塔、第二吸收塔、第二解吸塔、水洗 塔的顺序，操作压力依次下降，各塔物流依靠压差即可进入下游设备。
[0044] 优选所述的第一吸收塔塔顶气体送入燃料系统或者制氢系统。
[0045] 在本发明的方法中，所述的第一吸收塔和第二吸收塔的吸收剂用量没有特别的要 求，本领域技术人员可以根据现有技术的常识确定。
[0046] 在本发明的方法中，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利用，有少量乙腈会随富乙烯气进入水洗塔，被水吸收后进 入水回收系统。因此，在本发明的方法中优选在第二解吸塔塔釜引入一股新鲜乙腈作为补 充，以保证系统中第一吸收塔和第二吸收塔吸收剂流量。