轻烃分离装置回收压力能量的方法与流程

本发明涉及一种轻烃分离装置回收压力能量的方法。
背景技术：
：目前，原油加工过程中石油炼制行业的催化裂化fcc装置、催化裂解dcc装置、延迟焦化装置、加氢裂化装置等炼油工艺生产装置是将开采出来的原油，经过一系列加工处理制备燃料用的汽油、煤油、柴油和溶剂油以及润滑油等石油产品，并副产各种工艺炼厂气。这些工艺炼厂气含丰富乙烯、丙烯等轻烃气体，也含酸性杂质硫化氢h2s和二氧化碳co2，其中硫化氢h2s含量为0.3～1.9vol％之间，二氧化碳co2含量为0.0～4.1vol％之间。为了回收轻烃气体所含丰富乙烯、丙烯，制备聚合级乙烯和聚合级丙烯，通常要求将这些轻烃气体中的酸性杂质硫化氢h2s和二氧化碳co2加以脱除。现有技术通常采用可再生的乙醇胺法吸收剂吸收脱除轻烃气中的酸性杂质硫化氢h2s和二氧化碳co2，保证轻烃气中酸性杂质硫化氢h2s和二氧化碳co2脱除至工艺要求的质量标准。乙醇胺法在吸收酸性杂质硫化氢h2s和二氧化碳co2时，工艺参数采用低温高压，吸收剂能够吸收溶解大量酸性杂质，成为富液吸收剂；在解吸酸性杂质硫化氢h2s和二氧化碳co2时，工艺参数采用高温低压，吸收剂能够解吸释放大量酸性杂质，成为贫液吸收剂。由此，通过不同工艺参数的吸收剂分离轻烃分离装置轻烃气中的酸性杂质硫化氢h2s和二氧化碳co2，而吸收剂可以反复循环使用。现有技术中，cn03153659.x一种分离液态烃类混合物的分馏方法，公开了采用脱轻过程、脱重及精馏过程二步工艺流程分离烃类混合物的技术方案。cn200910212788.1从气体混合物中深度脱除二氧化碳的方法，公开了一种从气体混合物中深度脱除二氧化碳的方法。采用一种复合胺水溶液作为吸收剂，将含22vol％的原料气进行脱除二氧化碳的吸收处理，净化后的混合气二氧化碳含量降至0.04～0.80vol％。cn201310149170.1二氧化碳的纯化，公开了采用热泵循环的方法从粗二氧化碳中去除硫化氢的方法。cn201410526096.5一种提高油田伴生气分离效率并回收二氧化碳的方法，公开了采用双膜分离器分别对不凝气中轻烃和二氧化碳进行提纯，在同一装置内实现提高轻烃回收效率、降低二氧化碳带来的装置操作负荷和天然气实现脱碳三种作用，轻烃收率可以到达30％以上，天然气二氧化碳浓度降至2％以下，天然气损失率小于0.5％。cn201410573730.0二氧化碳的纯化，公开了采用热泵循环的工艺分离二氧化碳“轻质”杂质和硫化氢“重质”杂质的方法。在轻烃分离装置脱除轻烃气中酸性杂质的单元操作中，采用不同压力、温度工艺参数的吸收剂脱除轻烃气中酸性杂质硫化氢h2s和二氧化碳co2时，吸收剂反复循环使用。在循环使用时，高压吸收塔塔底出口的高压富液吸收剂通过减压阀减压后送入低压解吸塔塔顶入口，富液吸收剂这部分压力能量被白白浪费了；而低压解吸塔塔底出口的低压贫液吸收剂需要通过外部输入能量增压后才能送入高压吸收塔塔顶入口，由此贫液吸收剂增压必须通过外部输入能量来实现。cn03153659.x和cn200910212788.1和cn201310149170.1和cn201410526096.5以及cn201410573730.0仅仅公开了完成轻烃分离以及脱除酸性杂质硫化氢h2s和二氧化碳co2的技术方案，没有轻烃分离装置脱除酸性杂质过程中压力回收的技术方法，也没有将现有的压力能量通过压力回收装置进行压力回收的技术手段；由此，现有技术轻烃分离装置脱除轻烃气酸性杂质单元操作运行过程中，存在运行能耗大、动力电费高的问题。技术实现要素：本发明所要解决的技术问题是现有技术中能耗大、动力电费高的问题，提供一种新的轻烃分离装置回收压力能量的方法，具有能耗小、动力电费低的优点。为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种轻烃分离装置回收压力能量的方法，包括如下步骤：(a)来自界外的轻烃气11进入吸收塔1塔底，同时经过温度降低、压力增加后的高压贫液吸收剂26进入吸收塔1塔顶，在吸收塔1内，轻烃气11与高压贫液吸收剂26逆流接触，轻烃气11中的酸性杂质被高压贫液吸收剂26吸收，脱除酸性杂质的净化轻烃气12从吸收塔1塔顶流出送到界外；(b)吸收酸性杂质的高压富液吸收剂13从吸收塔1塔底流出，进入到压力回收装置3减压端入口；在正常工况条件下，阀门2关闭，无物料通过旁路管线。在压力回收装置3内，高压富液吸收剂13的压力从高压转换成低压并从压力回收装置3流出，低压富液吸收剂14流到低压富液吸收剂15进入闪蒸罐5；(c)低压富液吸收剂15在闪蒸罐5内闪蒸，烃类有机物气化并从闪蒸罐5罐顶流出，烃类有机物16送到界外；未气化的低压富液吸收剂从闪蒸罐5罐底流出为低压富液吸收剂17；(d)低压富液吸收剂17进入到贫富吸收剂热交换器6，经过贫富吸收剂热交换器6换热升温为高温富液吸收剂18后进入到解吸塔7；(e)高温富液吸收剂18送入解吸塔7，在解吸塔7塔底设置再沸器8，解吸塔塔底循环液20进入再沸器8加热并部分气化，返回到解吸塔7；在解吸塔7内，再沸器8提高高温富液吸收剂的温度并使之部分气化，气体与高温富液吸收剂逆流接触进行气提再生，高温富液吸收剂中的酸性杂质被解吸，酸性杂质19从解吸塔7塔顶流出送到界外；脱除酸性杂质的低压贫液吸收剂21从解吸塔7塔底流出；(f)从解吸塔7塔底流出的低压贫液吸收剂21进入到贫富吸收剂热交换器6换热降低温度；在正常工况条件下，备用增压泵4关闭，无物料通过旁路管线25；降温之后的低温贫液吸收剂22流到低温贫液吸收剂23进入到压力回收装置3；(g)低温贫液吸收剂23进入压力回收装置3升压端入口，在压力回收装置3内，低温贫液吸收剂23的压力从低压转换成高压；在正常工况条件下，从压力回收装置3流出的高压贫液吸收剂24流到高压贫液吸收剂26返回进入吸收塔1塔顶反复循环使用，再次吸收轻烃气11中的酸性杂质；压力回收装置3为采用液力透平原理的在线回收压力设备，该设备在同一个泵体内通过转轴将减压端高压侧叶轮与升压端低压侧叶轮直接相连，减压端的高压富液吸收剂驱动减压端高压侧叶轮，并通过转轴驱动升压端低压侧叶轮转动，增加升压端低压贫液吸收剂的压力，由此将减压端高压侧的“压力能”转化为转轴的“机械能”，再转化为升压端低压侧的“压力能”，而且压力回收装置3中的转轴是唯一运转部件，因此压力回收装置3无轴密封、无额外润滑系统。上述技术方案中，优选地，高压富液吸收剂13进入压力回收装置3减压端高压侧入口，同时低温贫液吸收剂23进入压力回收装置3升压端低压侧入口；在压力回收装置3内，减压端高压侧的高压富液吸收剂13“压力能”首先转化为转轴的“机械能”，然后再转化为升压端低压侧的低温贫液吸收剂23“压力能”，由此，低温贫液吸收剂23的压力增高，转变成高压贫液吸收剂24；同时，开启压力回收装置3附属电机以补充不足部分的压力能，使流出压力回收装置3升压端高压侧的高压贫液吸收剂24压力满足吸收塔1吸收操作运行要求的压力，从而降低了外部电机总的动力消耗。上述技术方案中，优选地，当压力回收装置3出现故障工况时，同时开启压力回收装置3正常工况时处于旁路关闭状态的阀门2并打开备用增压泵4，高压富液吸收剂通过开启的阀门2进入闪蒸罐5，低温贫液吸收剂22通过备用增压泵4增压和管线25进入到吸收塔1塔顶；在没有压力回收装置3运行的条件下，保证吸收剂在吸收塔1与解吸塔7之间反复循环运行使用。上述技术方案中，优选地，吸收塔1操作压力范围1.7～2.5mpa，塔顶操作温度范围56～72℃，塔底操作温度范围58～74℃。上述技术方案中，优选地，吸收塔1采用摩尔分数为15～20％一乙醇胺mea或摩尔分数为25％～35％二乙醇胺dea或摩尔分数为20％～25％二异丙醇胺dipa或摩尔分数为25％～30％甲基二乙醇胺mdea为吸收剂。上述技术方案中，优选地，解吸塔7操作压力范围0.3～1.1mpa，塔顶操作温度范围106～112℃，塔底操作温度范围108～114℃。上述技术方案中，优选地，采用外供蒸汽加热解吸塔7塔底再沸器8内的物料，并使质量分数为5％～25％的物料气化。上述技术方案中，优选地，压力回收装置3减压端入口操作压力范围1.7～2.5mpa，出口操作压力范围0.4～1.2mpa；升压端入口操作压力范围0.1～0.9mpa，出口操作压力范围1.9～2.7mpa。本发明涉及一种轻烃分离装置回收压力能量的方法，在吸收塔1与解吸塔7之间增设压力回收装置3，将来自吸收塔1塔底高压富液吸收剂13的压力从高压转换成低压富液吸收剂14，同时将来自解吸塔7塔底低温贫液吸收剂23的压力从低压转变成高压贫液吸收剂24，由此节省电力费用16.29～35.54万元/年以上，能量回收效率60.00～65.45％以上，取得较好的技术效果。附图说明图1为本发明所述方法的流程示意图。图1中，1-吸收塔；2-减压阀；3-压力回收装置；4-备用增压泵；5-闪蒸罐；6-贫富吸收剂热交换器；7-解吸塔；8-再沸器；11-轻烃气；12-净化轻烃气；13-高压富液吸收剂；14-低压富液吸收剂；15-低压富液吸收剂；16-烃类有机物；17-低压富液吸收剂；18-高温富液吸收剂；19-酸性杂质硫化氢h2s和二氧化碳co2；20-解吸塔塔底循环液；21-低压贫液吸收剂；22-低温贫液吸收剂；23-低温贫液吸收剂；24-高压贫液吸收剂；25-高压贫液吸收剂；26-高压贫液吸收剂。下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。具体实施方式【对比例1】分别以生产规模180万吨/年催化裂化fcc装置、60万吨/年催化裂解dcc装置、240万吨/年延迟焦化装置、320万吨/年加氢裂化装置为例，轻烃分离装置采用现有技术，在脱除酸性杂质硫化氢h2s和二氧化碳co2过程中，没有采用压力回收技术，也没有考虑通过压力回收装置回收压力能量，吸收剂输送泵的电力消耗和经济效益，见表1。表1输送泵电力消耗和经济效益汇总表工艺装置名称催化裂化fcc装置催化裂解dcc装置延迟焦化装置加氢裂化装置生产规模(万吨/年)18060240320输送泵消耗功率(kw)67.444.281.793.7输送泵电机功率(kw)805596110年电力消耗(kwh)640000440000768000880000计算电机效率(％)84.280.385.185.2年电力费用(万元)39.4927.1547.3954.30【实施例1】在石油炼制行业中，以生产规模180万吨/年催化裂化fcc装置为例，该fcc装置副产工艺炼厂气含有丰富乙烯，需要脱除酸性杂质硫化氢h2s后，分离加以回收乙烯并制备聚合级乙烯。fcc工艺炼厂气的组成，见表2。表2fcc工艺炼厂气组成一览表组分名称氢气甲烷乙烯乙烷硫化氢合计产率/vol％40.426.615.516.11.4100.0采用本发明一种轻烃分离装置回收压力能量的方法，如图1所示，工艺流程如下：来自界外的轻烃气11进入吸收塔1塔底，同时经过温度降低、压力增加后的高压贫液吸收剂26也进入吸收塔1塔顶，在吸收塔1内，轻烃气11与高压贫液吸收剂26逆流接触，轻烃气11中的酸性杂质硫化氢h2s和二氧化碳co2被高压贫液吸收剂26吸收，脱除酸性杂质的净化轻烃气12从吸收塔1塔顶流出送到界外。吸收酸性杂质硫化氢h2s和二氧化碳co2的高压富液吸收剂13从吸收塔1塔底流出，进入到压力回收装置3减压端入口。在压力回收装置3内，高压富液吸收剂13的压力从高压转换成低压从压力回收装置3流出，低压富液吸收剂14流到低压富液吸收剂15进入闪蒸罐5。低压富液吸收剂15在闪蒸罐5内闪蒸，烃类有机物气化并从闪蒸罐5罐顶流出，烃类有机物16送到界外。未气化的低压富液吸收剂从闪蒸罐5罐底流出为低压富液吸收剂17。低压富液吸收剂17进入到贫富吸收剂热交换器6，经过贫富吸收剂热交换器6换热升温为高温富液吸收剂18后进入到解吸塔7。高温富液吸收剂18送入解吸塔7，在解吸塔7塔底设置再沸器8，解吸塔塔底循环液20进入再沸器8加热并部分气化，返回到解吸塔7。在解吸塔7内，再沸器8提高高温富液吸收剂的温度并使之部分气化，气体与高温富液吸收剂逆流接触进行气提再生，高温富液吸收剂中的酸性杂质硫化氢h2s和二氧化碳co2被解吸，酸性杂质19从解吸塔7塔顶流出送到界外。脱除酸性杂质硫化氢h2s和二氧化碳co2的低压贫液吸收剂21从解吸塔7塔底流出。从解吸塔7塔底流出的低压贫液吸收剂21进入到贫富吸收剂热交换器6换热降低温度。降温之后的低温贫液吸收剂22流到低温贫液吸收剂23进入到压力回收装置3。低温贫液吸收剂23进入压力回收装置3升压端入口，在压力回收装置3内，低温贫液吸收剂23的压力从低压转换成高压。从压力回收装置3流出的高压贫液吸收剂24流到高压贫液吸收剂26返回进入吸收塔1塔顶反复循环使用，再次吸收轻烃气11中的酸性杂质硫化氢h2s和二氧化碳co2。在设置的压力回收装置3正常运行工况条件下，阀门2关闭，无物料通过旁路管线，备用增压泵4关闭，也无物料通过旁路管线25。当设置的压力回收装置3出现故障工况时，可同时开启压力回收装置3正常工况时处于旁路关闭状态的阀门2并打开备用增压泵4，高压富液吸收剂通过开启的阀门2进入闪蒸罐5，低温贫液吸收剂22通过备用增压泵4增压和管线25进入到吸收塔1塔顶。在没有压力回收装置3运行的条件下，保证吸收剂在吸收塔1与解吸塔7之间正常反复循环运行使用。采用本发明一种轻烃分离装置回收压力能量的方法，工艺参数如下：吸收塔1操作压力1.9mpa，塔顶操作温度58℃，塔底操作温度60℃。吸收塔1采用摩尔分数为17％一乙醇胺mea为吸收剂。解吸塔7操作压力0.5mpa，塔顶操作温度108℃，塔底操作温度110℃。采用外供蒸汽加热解吸塔7塔底再沸器8内的物料，并使质量分数为7％的物料气化。压力回收装置3减压端入口操作压力1.9mpa，出口操作压力0.6mpa；升压端入口操作压力0.3mpa，出口操作压力2.1mpa。由于采用本发明一种轻烃分离装置回收压力能量的方法，节省电力费用24.68万元/年以上，能量回收效率62.50％以上，其它取得的技术效果和经济效益，见表8。【实施例2】同【实施例1】，生产规模仍然为180万吨/年催化裂化fcc装置，工艺流程不变，工艺参数不变，仅仅fcc工艺炼厂气的组成改变，见表3。表3fcc工艺炼厂气组成一览表组分名称氢气氮气甲烷乙烯丙烷丙烯碳四硫化氢二氧化碳合计产率/vol％13.218.532.126.21.02.91.70.34.1100.0由于采用本发明一种轻烃分离装置回收压力能量的方法，节省电力费用24.68万元/年以上，能量回收效率62.50％以上，其它取得的技术效果和经济效益，见表8。【实施例3】同【实施例1】，工艺流程不变，工艺参数不变，仅仅改为石油炼制行业生产规模60万吨/年催化裂解dcc装置，dcc工艺炼厂气的组成，见表4。表4dcc工艺炼厂气组成一览表组分名称氢气甲烷乙烯乙烷丙烯丙烷硫化氢合计产率/vol％23.832.727.813.10.50.21.9100.0由于采用本发明一种轻烃分离装置回收压力能量的方法，节省电力费用16.29万元/年以上，能量回收效率60.00％以上，其它取得的技术效果和经济效益，见表8。【实施例4】同【实施例1】，生产规模仍然为60万吨/年催化裂解dcc装置，工艺流程不变，工艺参数不变，仅仅dcc工艺炼厂气的组成改变，见表5。表5dcc工艺炼厂气组成一览表组分名称氢气甲烷乙烷乙烯丙烷丙烯硫化氢合计产率/vol％24.933.812.627.70.10.30.6100.0由于采用本发明一种轻烃分离装置回收压力能量的方法，节省电力费用16.29万元/年以上，能量回收效率60.00％以上，其它取得的技术效果和经济效益，见表8。【实施例5】同【实施例1】，工艺流程不变，仅仅改为石油炼制行业生产规模240万吨/年延迟焦化装置，延迟焦化装置工艺炼厂气的组成，见表6。表6延迟焦化装置工艺炼厂气组成一览表组分名称氢气甲烷乙烷丙烷丙烯碳四碳五硫化氢合计产率/vol％6.131.926.813.17.410.13.01.6100.0工艺参数改变如下：吸收塔1操作压力1.7mpa，塔顶操作温度56℃，塔底操作温度58℃。吸收塔1采用摩尔分数为20％二异丙醇胺dipa为吸收剂。解吸塔7操作压力0.3mpa，塔顶操作温度106℃，塔底操作温度108℃。采用外供蒸汽加热解吸塔7塔底再沸器8内的物料，并使质量分数为5％的物料气化。压力回收装置3减压端入口操作压力1.7mpa，出口操作压力0.4mpa；升压端入口操作压力0.1mpa，出口操作压力1.9mpa。由于采用本发明一种轻烃分离装置回收压力能量的方法，节省电力费用30.60万元/年以上，能量回收效率64.58％以上，其它取得的技术效果和经济效益，见表8。【实施例6】同【实施例1】，工艺流程不变，仅仅改为石油炼制行业生产规模320万吨/年加氢裂化装置，加氢裂化装置工艺炼厂气的组成，见表7。表7加氢裂化装置工艺炼厂气组成一览表组分名称氢气甲烷乙烷丙烷异丁烷正丁烷碳五硫化氢合计产率/vol％3.644.656.2829.9034.6715.443.791.63100.00工艺参数改变如下：吸收塔1操作压力2.5mpa，塔顶操作温度72℃，塔底操作温度74℃。吸收塔1采用摩尔分数为30％甲基二乙醇胺mdea为吸收剂。解吸塔7操作压力1.1mpa，塔顶操作温度112℃，塔底操作温度114℃。采用外供蒸汽加热解吸塔7塔底再沸器8内的物料，并使质量分数为25％的物料气化。压力回收装置3减压端入口操作压力2.5mpa，出口操作压力1.2mpa；升压端入口操作压力0.9mpa，出口操作压力2.7mpa。由于采用本发明一种轻烃分离装置回收压力能量的方法，节省电力费用35.54万元/年以上，能量回收效率65.45％以上，其它取得的技术效果和经济效益，见表8。综上所述，【实施例1】～【实施例6】采用本发明一种轻烃分离装置回收压力能量的技术方案，所取得的技术效果和经济效益，见表8。表8本发明技术效果和经济效益汇总表当前第1页12