一种NMP分离富含碳二碳三干气的装置与方法

一种nmp分离富含碳二碳三干气的装置与方法
技术领域
1.本发明涉及炼厂干气回收技术领域，尤其涉及一种nmp分离富含碳二碳三干气的装置与方法。


背景技术：

2.干气的来源为炼厂中的炼油装置与化工装置，其中炼油装置干气主要来源于原油的一次和二次加工过程，如常减压蒸馏装置、催化裂化装置、催化裂解装置、延迟焦化装置等，化工装置干气主要来源有烷烃脱氢装置、psa装置、轻烃回收装置、乙苯-苯乙烯装置等。目前，我国大部分炼厂产生的干气作为燃料烧掉，有些甚至放入火炬燃烧掉，利用价值较低，造成了资源的严重浪费和环境污染。
3.炼厂干气主要成分为甲烷、乙烷、乙烯、丙烯、丙烷、丁烷等，其中碳二组分含量最多，经过干气回收的碳二中乙烯可作为乙苯、环氧乙烷等装置的生产原料，而乙烷是非常理想的裂解原料，将炼厂中的乙烷回收送往乙烯生产装置，降低了裂解原料的成本。经过干气回收的碳三组分可送去烷烃脱氢装置进一步回收利用，极大提高了经济效益。
4.目前从炼厂干气中回收碳二组分的方法主要有深冷分离法、冷油吸收法、变压吸附法psa等，各种方法各有其优势和劣势。深冷分离法经过数十年的发展与改进，技术成熟、工艺完善，而且产品纯度和回收率都很高，是以前提纯裂解乙烯常用方法。但该方法一般需在-100℃左右的低温下进行气体分离，冷量负荷大且制冷流程复杂，还需对原料气进行预处理，导致装置投资大。此外，深冷分离法通常适合于炼厂集中、干气副产量大的地区，针对我国炼厂规模相对较小且较为分散的情况，采用该方法经济性较差。变压吸附法可实现常温操作，自动化程度高、操作简单、能耗较低且环境友好，但采用该方法设备庞大、控制系统比较复杂，得到的乙烯纯度较低且回收率不高，要得到聚合级乙烯通常需要采用多级变压吸附，占地面积及设备投资增加。
5.冷油吸收法属于物理吸收，利用干气中各组分在吸收剂中的溶解度差异实现干气分离，吸收剂一般为混合碳四、混合碳五和液化气等，首先通过吸收脱除甲烷和氢气等不凝气体组分，再通过解吸的方法回收c2、c3组分。冷油吸收法有中冷油吸收法-40～-20℃与浅冷油吸收法0℃以上，目前的冷油吸收法技术存在着贫溶剂循环量大、解吸全部由热解吸分离、能耗较高等问题。
6.专利cn 109553504 a提出了一种采用浅冷油吸收技术回收炼厂饱和干气的方法及装置，该工艺由压缩、吸收、解吸，再吸收解吸等步骤组成，吸收温度为5～15℃，操作条件温和，但由于吸收温度较高，导致溶剂循环量高，装置能耗高，且吸收后的甲烷氢中c3及重组分含量高，导致需要两套吸收-解吸系统，使得流程复杂。
7.专利cn 109912379 a、cn 111320522 a、cn 111320523 a、cn 111320521 a、cn 111320524a在专利cn 109553504a的基础上通过扩展后续产物分离序列，得到碳二、碳三等各组分产品，实现了各个组分的有效利用，但其核心依旧是浅冷油吸收加热解吸的方式，并没有解决溶剂用量大，装置能耗高的问题。
8.专利cn 105273757 a提出了一种nmp吸收分离炼厂干气的方法，炼厂干气经压缩冷却后，以nmp为吸收剂，经过两次吸收和解吸，在第二吸收塔塔顶得到富乙烷气产品，第二解吸塔塔顶得到富乙烯气产品。其虽然能够降低后续乙烯分离单元的负荷和能耗，但未将干气中同样具有利用价值的碳三组分进行回收处理；且其方法本质上仍然是浅冷油吸收加热解吸，故同样存在溶剂用量大、装置能耗高的问题。
9.专利cn 107987885 a提出了一种从催化干气中回收碳二及碳三的装置和方法，该装置包括第一吸收塔、第一解吸塔、第二吸收塔和第二解吸塔，该方法是第一吸收塔吸收c3+，第一解吸塔回收c3，第二吸收塔吸收c2，第二解吸塔回收c2，从而实现了从催化干气中回收碳二和碳三组分。该工艺具有装置结构简单，碳二碳三回收率高，不需要丙烯制冷系统等优点，但是该工艺需要大量的吸收剂在系统内吸收再生循环，并且第一解吸塔和第二解吸塔回收c3c2全部用热解吸分离，导致该工艺四个设备塔处理量较大，设备投资高，能耗较高。
10.专利cn 112279746b提出了一种以碳四为吸收剂回收干气中碳二和碳三组分的方法，其吸收剂以闪蒸加热再生的方式再生循环，通过闪蒸和半贫溶剂循环实现降低热再生能耗，得到的碳二碳三混合气在碳二精馏塔中进一步分离为碳二提浓产品和碳三提浓产品。该工艺虽然实现了碳二和碳三组分的分别回收，也克服了吸收剂完全热解吸工艺的溶剂循环量大和能耗高的问题，但以精馏的方法分离碳二与碳三，精馏塔能耗高、设备投资大。
11.综上所述，现有的从炼厂干气中回收碳二碳三的工艺或是无法分别回收干气中的碳二和碳三组分，或是存在能耗高问题。因此，为解决上述问题，开发了一种nmp分离富含碳二碳三干气的装置及方法，作为回收炼厂干气中碳二和碳三的节能新工艺。


技术实现要素：

12.为实现对炼厂干气进行可靠的回收利用，同时解决投资大、能耗高等问题，本发明提供了一种nmp分离富含碳二碳三干气的装置及方法。该方法外引nmp为吸收剂，通过nmp选择性吸收碳三、高低压区多级闪蒸的方式，从炼厂干气中回收碳二及碳三组分，得到的碳二提浓气可直接送往乙烷裂解炉，得到的碳三提浓产品可送往烷烃脱氢装置或丙烷裂解炉，实现了碳二和碳三组分的分别回收利用，提高了产品经济效益。
13.本发明的技术方案如下：
14.一种nmp分离富含碳二碳三干气的装置，包括干气压缩预冷系统1、nmp吸收塔2、nmp高压闪蒸罐3、nmp低压闪蒸罐4、nmp解吸富碳二气压缩机系统5、碳三解吸塔6、nmp再生塔7、轻烃吸收塔8、轻烃高压闪蒸罐9、轻烃低压闪蒸罐10、轻烃解吸富碳二气压缩机系统11和重组分回收塔12；nmp高压闪蒸罐3、nmp低压闪蒸罐4、nmp解吸富碳二气压缩机系统5、轻烃高压闪蒸罐9、轻烃低压闪蒸罐10、轻烃解吸富碳二气压缩机系统11均设有一级或多级。
15.炼厂干气a管路与干气压缩预冷系统1入口相通，干气压缩预冷系统1出口与nmp吸收塔2下部入口连通，nmp吸收塔2塔顶出口为脱碳三干气h的采出管线与轻烃吸收塔8下部连通，nmp吸收塔2塔釜出口为nmp富吸收剂b的采出管线与第一级nmp高压闪蒸罐3中部入口连通。
16.各级nmp高压闪蒸罐3罐顶出口分别与干气压缩预冷系统1的入口连通，上一级nmp
高压闪蒸罐3罐底出口与下一级nmp高压闪蒸罐3中部入口连接，最后一级nmp高压闪蒸罐3罐底出口与第一级nmp低压闪蒸罐4中部入口连接。
17.各级nmp低压闪蒸罐4罐顶出口与nmp解吸富碳二气压缩机系统5连通，nmp解吸富碳二气压缩机系统5出口为nmp解吸富碳二气d的采出管线；上一级nmp低压闪蒸罐4罐底出口与下一级nmp低压闪蒸罐4中部入口连接，最后一级nmp低压闪蒸罐4罐底出口为nmp半贫吸收剂c的采出管线与碳三解吸塔6上部入口连接；碳三解吸塔6塔顶为富碳三气f的采出管线，其塔釜出口为含重nmp吸收剂e的采出管线与nmp再生塔7中部入口连通；nmp再生塔7上部出口为轻烃重组分贫吸收剂i的采出管线与轻烃吸收塔8上部入口连通，其塔釜出口为nmp贫吸收剂g的采出管线与nmp吸收塔2上部入口连通；轻烃吸收塔8塔釜出口为轻烃重组分富吸收剂j的采出管线与第一级轻烃高压闪蒸罐9连通；轻烃吸收塔8塔顶出口为甲烷氢气体k的采出管线；各级轻烃高压闪蒸罐9罐顶出口汇集后与轻烃吸收塔8下部入口连通；上一级轻烃高压闪蒸罐9罐底与下一级轻烃高压闪蒸罐9中部入口连接，最后一级轻烃高压闪蒸罐9罐底出口为脱甲烷氢轻烃重组分吸收剂l的采出管线与第一级轻烃低压闪蒸罐10中部入口连接；各级轻烃低压闪蒸罐10罐顶出口与轻烃解吸富碳二气压缩机系统11连通，上一级轻烃低压闪蒸罐10罐底出口与下一级轻烃低压闪蒸罐10中部入口连接，最后一级轻烃低压闪蒸罐10罐底出口为轻烃重组分半贫吸收剂m的采出管线与重组分回收塔12上部入口连接；轻烃解吸富碳二气压缩机系统11出口为轻烃解吸富碳二气q的采出管线；重组分回收塔12塔顶出口为热解吸富碳二气p的采出管线；重组分回收塔12塔釜管线分为两路，一路为再生轻烃重组分贫吸收剂o的采出管线与轻烃重组分贫吸收剂i的采出管线汇合，另一路为外排重组分n的采出管线。
18.一种nmp分离富含碳二碳三干气的方法，包括步骤如下，
19.步骤1、炼厂干气a经干气压缩预冷系统1压缩预冷后，送入nmp吸收塔2处理；nmp吸收塔2塔顶出口的脱碳三干气h送入轻烃吸收塔8，nmp富吸收剂b从nmp吸收塔2塔底出口送入nmp高压闪蒸区处理；所述nmp吸收塔2的理论板数为30～60，操作压力为3～5mpag，塔釜温度为-20℃～-40℃，塔顶温度为-15℃～-35℃；炼厂干气a进入nmp吸收塔2温度为-20℃～-40℃，nmp贫吸收剂g进入nmp吸收塔2的温度为-20℃～-40℃；该部分技术应理解为，经过预处理和加压后的炼厂干气进行预冷处理后，进入nmp吸收塔2底部与nmp贫吸收剂g逆流接触,利用吸收剂对碳二和碳三组分的吸收选择性，更多地吸收物料中碳三及重组分，在nmp吸收塔塔顶主要得到未被吸收的氢气、甲烷、碳二和少量碳三气体，得到的气体送入轻烃吸收塔进一步处理。
20.步骤2、nmp高压闪蒸区设置多级高压区闪蒸罐3，依次减压串联；高压区闪蒸罐3罐顶出口的气相返回干气压缩预冷系统1的压缩工段，最后一级nmp高压闪蒸罐3罐底出口的液相送入nmp低压闪蒸区处理；通过减压闪蒸分离出吸收下来的甲烷、氢气和碳二等轻组分，送入干气压缩系统与进料混合后返回nmp吸收塔2再次吸收，可以提高碳二的回收率，最终提高碳三提浓气中碳三含量，通过闪蒸压力可以调控碳二的回收率。
21.步骤3、nmp低压闪蒸区设置多级低压区闪蒸罐4，依次减压串联；低压区闪蒸罐4罐顶出口的气相送入nmp解吸富碳二气压缩机系统5进行升压，nmp半贫吸收剂c从低压区闪蒸罐4罐底出口送入碳三解吸塔6处理；通过减压闪蒸部分代替热解吸实现nmp吸收剂的再生，同时将碳三组分中夹带的碳二组分进一步分离。通过调控闪蒸压力来控制碳二产品气中碳
三组分含量。通过吸收剂部分闪蒸再生降低后续碳三解吸塔6的处理量，从而降低能耗。
22.步骤4、碳三解吸塔6塔顶出口的富碳三气f产品送出界区，塔釜出口的含重nmp吸收剂e送入nmp再生塔7处理；所述碳三解吸塔6的理论塔板数为20～60，操作压力0.5mpag～1mpag，塔顶无冷凝器，塔底设再沸器，液体于塔顶进料，进料温度-10℃～-30℃，塔顶温度-5℃～10℃，塔釜温度140℃～170℃；在减压闪蒸进一步分离碳二产品后，剩余的碳二碳三组分通过碳三解吸塔热解吸的方式来回收，在塔顶得到富碳三气。塔釜得到的液相送去nmp再生塔进一步处理。低压闪蒸区来的液相经泵加压后在该塔的操作压力下为过冷液体，因此其在塔顶进料时碳三解吸塔无需设置冷凝器，进而也无需用于冷凝器的冷剂。回流量通过进料进塔前的冷回收换热器进行调控，必要时也可调整塔压以改变进塔液相的过冷度。
23.步骤5、将nmp再生塔7塔顶出口的轻烃重组分贫吸收剂i与重组分回收塔12塔底出口的再生轻烃重组分贫吸收剂o混合后经冷却作为轻烃吸收剂送入轻烃吸收塔8；nmp再生塔7塔釜出口的nmp贫吸收剂g经冷却后循环回nmp吸收塔2；通过nmp再生塔7将其他轻烃组分与nmp分离，实现吸收剂的再生和轻烃重组分的分离，所述nmp再生塔7的理论塔板数为20～60，操作压力0.1mpag～0.2mpag，塔顶设全凝器，塔底设再沸器，进料位置为第3～10块理论塔板，塔顶温度15℃～35℃，塔釜温度220℃～260℃；通过热解吸实现nmp吸收剂的完全再生，塔釜得到的nmp贫吸收剂g循环回nmp吸收塔2，塔顶分离出的轻烃重组分可以用作轻烃吸收塔8回收碳二组分的吸收剂，从而实现无需外引第二种吸收剂便完成两次吸收分离的过程。
24.步骤6、将轻烃吸收塔8塔顶出口的甲烷氢气体k送去燃料气管网或psa装置，将塔釜出口的轻烃重组分富吸收剂j送入轻烃高压闪蒸区处理；所述轻烃吸收塔8的理论板数为30～60，操作压力为2.5～4.5mpag，气相进塔温度-15℃～-35℃，轻烃吸收剂进塔温度为-20℃～-40℃，塔顶温度为-20℃～-40℃，塔釜温度为-20℃～-40℃；轻烃吸收塔8塔中部设有两个中间冷却器，第一冷却器入口距塔顶7～10块理论板，第二冷却器入口距塔底7～10块理论板；中间冷却器入口所在理论板上向下流动的液相全部采出进入中间冷却器，液相温度在中间冷却器中冷却至-35℃～-45℃，冷却后再全部于中间冷却器入口所在理论板与中间冷却器入口所在理论板的下一块理论板间送回轻烃吸收塔8内；冷却介质为nmp半贫吸收剂c和轻烃重组分半贫吸收剂m。将进入装置的干气中自身所带有的轻烃重组分主要是碳四、碳五、碳六分离并作为吸收剂，吸收分离脱碳三干气中的碳二组分，塔顶为甲烷氢气体k，塔釜为吸收了碳二组分的轻烃重组分富吸收剂j。通过设置中间冷却器，充分回收利用低压闪蒸区出口液相的高品位过剩冷量以降低吸收温度，提高了对碳二组分的吸收效果，减少了所需的轻烃重组分循环量，从而降低了热再生能耗。
25.步骤7、轻烃高压闪蒸区设置多级轻烃高压闪蒸罐9，依次减压串联，轻烃高压闪蒸罐9罐顶出口的气相返回轻烃吸收塔8，最后一级轻烃高压闪蒸罐9罐底出口的脱甲烷氢轻烃重组分吸收剂l送入轻烃低压闪蒸区处理；通过减压闪蒸分离出吸收下来的甲烷、氢气轻组分，从塔釜返回轻烃吸收塔再次吸收，可以提高甲烷、氢气的回收率，最终提高碳二提浓气中碳二含量，通过闪蒸压力可以调控碳二的回收率。
26.步骤8、轻烃低压闪蒸区设置多级轻烃低压区闪蒸罐10，依次减压串联，轻烃低压区闪蒸罐10罐顶出口的气相送入轻烃解吸富碳二气压缩机系统11进行升压，最后一级轻烃低压闪蒸罐10罐底出口的轻烃重组分半贫吸收剂m送入重组分回收塔12处理；通过减压闪
蒸部分代替热解吸回收部分碳二组分。通过调控闪蒸压力来控制碳二产品气中重组分含量及碳二闪蒸量。通过吸收剂部分闪蒸再生降低后续重组分回收塔的处理量，从而降低能耗。
27.步骤9、将重组分回收塔12塔顶出口的热解吸富碳二气p、nmp解吸富碳二气压缩机系统5出口的nmp解吸富碳二气d和轻烃解吸富碳二气压缩机系统11出口的轻烃解吸富碳二气q混合作为富碳二气r产品送出界区；重组分回收塔12塔釜出口的另一外排重组分n作为重组分采出；所述重组分回收塔12理论塔板数为20～60，操作压力0.5mpag～1.5mpag，塔顶无冷凝器，塔底设再沸器，液体于塔顶进料，进料温度-20℃～-40℃，塔顶温度-5℃～10℃，塔釜温度75℃～110℃。在减压闪蒸部分分离回收碳二产品后，剩余的碳二组分通过重组分回收塔以热解吸的方式来回收，在塔顶得到富碳二气q。塔釜得到的液相一部分作为装置重组分排放，一部分作为贫吸收剂循环回轻烃吸收塔。低压闪蒸区来的液相经泵加压后在该塔的操作压力下为过冷液体，因此其在塔顶进料时重组分回收塔12无需设置冷凝器，进而也无需用于冷凝器的冷剂。回流量通过进料进塔前的冷回收换热器进行调控，必要时也可调整塔压以改变进塔液相的过冷度。
28.上游装置中对碳三含量控制不严格的经过干气预处理系统的脱酸干燥的富含碳二碳三的炼厂干气，所述炼厂干气a中碳二组分含量为10mol％～50mol％，碳三组分含量为2mol％～20mol％。
29.所述步骤2中，nmp高压闪蒸区中最后一级高压区闪蒸罐3压力为0.1～0.3mpag；步骤3中，nmp低压闪蒸区中最后一级低压区闪蒸罐4压力为0～0.1mpag，nmp解吸富碳二气压缩机系统5升压为将气相压力提高至0.5～2mpag；步骤7中，轻烃高压闪蒸区中最后一级轻烃高压闪蒸罐9压力为0.2～0.3mpag；步骤8中，轻烃低压闪蒸区中最后一级轻烃低压区闪蒸罐10压力为0.1～0.2mpag，轻烃解吸富碳二气压缩机系统11升压为将气相压力提高至0.5～2mpag。
30.所述步骤5中，轻烃重组分贫吸收剂i、再生轻烃重组分贫吸收剂o和nmp贫吸收剂g冷却处理方法采用丙烯制冷，丙烯制冷采用一级至三级制冷。
31.所述nmp解吸富碳二气压缩机系统5、轻烃解吸富碳二气压缩机系统11为多段压缩。
32.所述nmp吸收塔2和轻烃吸收塔8为板式塔或填料塔。
33.具体工作原理如下：
34.本发明的前端流程与深冷工艺和中冷油吸收工艺一致，干气经过预处理、干燥、加压后进入分离单元。本工艺是处理经过预处理、干燥和加压后3～5mpag的炼厂干气，其中干气中碳二组分含量为10mol％～50mol％，碳三组分含量为2mol％～20mol％，特别指上游装置中对碳三含量控制不严格的干气。
35.本发明选择nmp作为吸收剂，循环吸收剂组成nmp大于99.95mol％，其余为少量轻烃。本发明利用吸收剂nmp对碳二和碳三组分的吸收选择性在第一次吸收时将这两种难分离的组分分离，而后分别与其他较易分离的组分分离，其中碳三组分的分离依次经过闪蒸解吸和热解吸，碳二组分的分离依次经过回收轻烃吸收、闪蒸解吸和热解吸。本发明对于吸收剂的用量没有特别的限定，本领域的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。
36.在本发明中，得到的碳二提浓气中主要含有70mol％～95mol％的碳二，碳三含量
小于5mol％，甲烷含量低于5mol％，且可控，可直接作为乙烯裂解的原料；得到的碳三提浓气主要含有50％～70％的碳三组分，碳二含量小于30mol％。
37.在本发明中，将处理压缩后的干气、循环贫nmp吸收剂和循环贫轻烃重组分吸收剂冷却至-15℃～-40℃进塔，冷却处理采用丙烯制冷，结合工艺其他设备操作温度，丙烯制冷采用一级至三级制冷。
38.本发明的有益效果：与现有技术相比，具有以下优点：
39.(1)以两次吸收的方式分别实现干气中碳二碳三的分离利用，富碳二气中的甲烷和碳三组分含量低且可控，可直接作为乙烯裂解原料；
40.(2)以从干气中回收的轻烃重组分作为碳二吸收剂，使干气的第二次吸收处理无需外引第二种吸收剂；
41.(3)利用低压闪蒸取代部分热解吸，降低了后续碳三解吸塔和重组分回收塔塔顶采出量，从而降低了碳三解吸塔负荷，同时闪蒸产生的高品位冷量一方面可以供给轻烃吸收塔中冷器，另一方面使得低温解吸塔无需冷凝器，从而降低了装置能耗和设备投资；
42.(4)碳二组分和碳三组分实现了分别处理和回收利用的目的，提高了产品的经济效益；
43.(5)除装置产品中夹带的nmp吸收剂量极少，而轻烃重组分吸收剂是由干气所含组分分离而来，因此无需设置冷箱—膨胀机系统或再吸收系统以回收吸收剂，大幅度降低了设备投资。
附图说明
44.图1为本发明的一种nmp分离富含碳二碳三干气的装置结构示意图；
45.图2为本发明实施例中的nmp分离富含碳二碳三干气的装置结构示意图。
46.图中：1-干气压缩预冷系统；2-nmp吸收塔；3-nmp高压闪蒸罐；4-nmp低压闪蒸罐；5-nmp解吸富碳二气压缩机系统；6-碳三解吸塔；7-nmp再生塔；8-轻烃吸收塔；9-轻烃高压闪蒸罐；10-轻烃低压闪蒸罐；11-轻烃解吸富碳二气压缩机系统；12-重组分回收塔；a-炼厂干气；b-nmp富吸收剂；c-nmp半贫吸收剂；d-nmp解吸富碳二气；e-含重nmp吸收剂；f-富碳三气；g-nmp贫吸收剂；h-脱碳三干气；i-轻烃重组分贫吸收剂；j-轻烃重组分富吸收剂；k-甲烷氢气体；l-脱甲烷氢轻烃重组分吸收剂；m-轻烃重组分半贫吸收剂；n-外排重组分；o-再生轻烃重组分贫吸收剂；p-热解吸富碳二气；q-轻烃解吸富碳二气；r-富碳二气；3a-nmp一级高压闪蒸罐；3b-nmp二级高压闪蒸罐；4a-nmp一级低压闪蒸罐；4b-nmp二级低压闪蒸罐；5a-nmp解吸富碳二气压缩机系统一级压缩机；5b-nmp解吸富碳二气压缩机系统二级压缩机；9a-轻烃一级高压闪蒸罐；9b-轻烃二级高压闪蒸罐；13a-第一中间冷却器a；13b-第二中间冷却器a；14a-第一中间冷却器b；14b-第二中间冷却器b。
具体实施方式
47.下面将本发明的技术方案进行清楚、完整的描述。显然，所描述的实施例仅仅是本发明的一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明的实施例，本领域普通技术人员经改进或调整的所有其他实施例，都属于本发明的保护范围。
48.以图2为例描述本发明提供的一种nmp分离富含碳二碳三干气的装置及方法，其中
富碳二气压缩机级数、两处高压区闪蒸罐、两处低压区闪蒸罐可根据需求设置多个，本实施例中nmp高压闪蒸罐3、nmp低压闪蒸罐4、轻烃高压闪蒸罐9设置分别两个，轻烃低压闪蒸罐设置一个，nmp解吸富碳二气压缩机设置两级，轻烃解吸富碳二气压缩机设置一级：
49.以某炼厂干燥后的干气回收为例解释本发明，炼厂干气的组成如表1所示：
50.表1炼厂干气组分表
51.名称炼厂干气温度，℃40压力，mpag0.35质量流量，kg/hr27390组成，mol％ 氢气39.66一氧化碳0.76氧气0.92氮6.45甲烷28.81乙烷14.59乙烯2.68丙烷2.04丙烯0.28正丁烷1.21异丁烷0.761-丁烯0.04异丁烯0.01顺丁烯0.00正戊烷0.40异戊烷0.00正己烷0.42
52.采用本发明的一种nmp分离富含碳二碳三干气的装置及其方法对上述炼厂干气进行分离回收碳二、碳三。具体工艺过程为：
53.炼厂中各装置干气在预处理、干燥混合后进入本发明工艺，进入本工艺的干气压力为0.35mpag。干气经过干气压缩预冷系统1加压并冷却到-35℃送入nmp吸收塔2底部，在nmp吸收塔2中，吸收剂为nmp贫吸收剂g，nmp贫吸收剂量g以65t/h从nmp吸收塔2塔顶喷入，与炼厂干气逆流接触吸收。nmp吸收塔2的理论塔板数为30，操作压力为3.6mpag，塔顶温度为-28.2℃，塔釜温度为-33.5℃。将来自nmp吸收塔2塔釜的液相物料送入nmp一级高压闪蒸罐3a、nmp二级高压闪蒸罐3b处理，将来自nmp吸收塔2塔顶的气相物料送至轻烃吸收塔8底部，气相物料为脱碳三干气h。
54.来自nmp吸收塔2塔釜的液相物料优选降压至1mpag送入nmp一级高压闪蒸罐3a，将nmp一级高压闪蒸罐3a罐底液相优选降压至0.26mpag送入nmp二级高压闪蒸罐3b，将nmp一级高压闪蒸罐3a、nmp二级高压闪蒸罐3b罐顶气相富含氢气甲烷气根据压力的不同送入干
气压缩预冷系统1压缩机不同级数，nmp二级高压闪蒸罐3b罐底液相送去nmp一级低压闪蒸罐4a。
55.来自nmp高压区二级闪蒸罐3b的液相优选降压至0.10mpag送入nmp低压区一级闪蒸罐4a，将nmp一级低压闪蒸罐4a罐底液相优选降压至0mpag送入nmp二级低压闪蒸罐4b，将nmp一级低压闪蒸罐4a罐顶气相送入nmp解吸富碳二气压缩机系统二级压缩机5b，将nmp二级低压闪蒸罐4b罐顶气相送入nmp解吸富碳二气压缩机系统一级压缩机5a，经过nmp解吸富碳二气压缩机系统一级压缩机5a、nmp解吸富碳二气压缩机系统二级压缩机5b加压后即为nmp解吸富碳二气d，压力为1mpag。nmp二级低压闪蒸罐4b罐底液相先由泵加压至0.6mpag后经过14a13a轻烃吸收塔8的第一中间冷却器进行冷量回收至-20℃进入6碳三解吸塔顶部。
56.来自nmp二级低压闪蒸罐4b罐底液相进行冷量回收与加压后送入碳三解吸塔6顶部，碳三解吸塔6理论塔板数30，操作压力优选为0.6mpag，塔顶温度为3.0℃，塔釜温度为152.5℃。碳三解吸塔6塔顶不设冷凝器，塔釜再沸器用低压蒸汽或热油加热。碳三解吸塔6塔顶气相为富碳三气f。碳三解吸塔6塔底液相送至nmp再生塔7中部处理。
57.来自碳三解吸塔6塔底液相在塔中部送入nmp再生塔7，理论塔板数30，操作压力优选为0.15mpag，塔顶温度为26.6℃，塔釜温度为245.5℃。塔顶冷凝器先由循环水冷却至40℃再由-5℃丙烯冷剂冷却，塔釜再沸器用热油加热。nmp再生塔7塔顶得到轻烃重组分用-5℃丙烯冷剂冷却至0℃，再用-40℃丙烯冷剂冷却至-35℃后送去轻烃吸收塔8顶部，塔底得到的nmp贫吸收剂g用-5℃丙烯冷剂冷却至0℃，再用-40℃丙烯冷剂冷却至-35℃后送入nmp吸收塔2顶部。
58.由nmp吸收塔2塔顶来的气相物料送至轻烃吸收塔8底部，轻烃重组分贫吸收剂i从顶部喷入，与干气逆流接触吸收。轻烃吸收塔8的理论塔板数为30，操作压力为3.0mpag，第12～13块理论板之间设有第一中间冷却器14a，第20～21块理论板之间设有第二中间冷却器14b，塔顶温度为-28.5℃，塔釜温度为-28.6℃。将来自轻烃吸收塔8塔釜的液相物料送入轻烃一级高压闪蒸罐9a、轻烃二级高压闪蒸罐9b处理，将来自轻烃吸收塔8塔顶的气相物料送至燃料管网或psa装置，气相物料主要组成为氢气和甲烷。
59.来自轻烃吸收塔8塔釜的液相物料优选降压至1mpag送入轻烃一级高压闪蒸罐9a，将轻烃一级高压闪蒸罐9a罐底液相优选降压至0.26mpag送入轻烃二级高压闪蒸罐9b，将轻烃一级高压闪蒸罐9a、轻烃二级高压闪蒸罐9b罐顶气相富含氢气甲烷气送入轻烃吸收塔8底部进行再吸收，轻烃二级高压闪蒸罐9b罐底液相送去轻烃低压闪蒸罐10。
60.来自轻烃二级高压闪蒸罐9b的液相优选降压至0.13mpag送入轻烃低压闪蒸罐10，将轻烃低压闪蒸罐10罐顶气相送入轻烃解吸富碳二气压缩机系统11，经过轻烃解吸富碳二气压缩机系统11加压后即为轻烃解吸富碳二气q，压力为1mpag。轻烃低压闪蒸罐10罐底液相先由泵加压至1.0mpag后经过13b14b轻烃吸收塔第二中间冷却器进行冷量回收至-35℃进入12重组分回收塔顶部。
61.来自轻烃低压区闪蒸罐10罐底的液相进行冷量回收与加压后送入重组分回收塔12顶部，重组分回收塔12理论塔板数30，操作压力优选为1.0mpag，塔顶温度为0.8℃，塔釜温度为90.1℃。重组分回收塔12塔顶不设冷凝器，塔釜再沸器用低压蒸汽或热媒水加热。重组分回收塔12塔顶气相为热解吸富碳二气p。重组分回收塔12塔底液相分为两路，一路作为外排重组分n外送出装置，另一路作为再生轻烃重组分贫吸收剂o送回至轻烃吸收塔8顶部。
62.nmp解吸富碳二气d、轻烃解吸富碳二气q和热解吸富碳二气p混合后一起作为富碳二气r送去乙烯装置裂解炉。
63.本实施方法中，富碳二气及富碳三气组成见表2，贫nmp吸收剂、贫轻烃重组分吸收剂的组成见表3。
64.表2碳二气及富碳三气组成
65.名称富碳二气富碳三气温度，℃4040压力，mpag1.000.60质量流量，kg/hr84782000组成，mol％
ꢀꢀ
甲烷3.10.0乙烷78.528.3乙烯8.99.0丙烷3.645.3丙烯0.55.2正丁烷2.22.0异丁烷1.62.1正戊烷0.30.2nmp0.00.0
66.在本实施例中，碳二回收率为80.1％，碳三回收率为73.4％。
67.表3贫nmp吸收剂、贫轻烃重组分吸收剂的组成
68.[0069][0070]
以上描述了本发明的实施例，通过nmp对碳二和碳三组分的吸收选择性在nmp吸收塔中部分实现了干气中碳二和碳三组分的分离，通过闪蒸解吸的手段回收了三分之一以上的碳二提浓气，导致主要能耗处的碳三解吸塔和重组分回收塔处理量大大降低，同时充分利用了闪蒸形成的大量高品位冷量，从而大大降低了总能耗，并通过工艺流程优化，达到节能及降低投资的目标。
[0071]
本实施例说明只是示例性的，而不是全部的实施例，本领域普通技术人员经改进或调整的所有其他实施例，都属于本发明的保护范围。