本发明属于炼厂干气分离回收
技术领域：
，更具体地，涉及一种油吸收及精馏法回收炼厂干气中碳二碳三的装置和方法。
背景技术：
：炼厂干气来源于原油二次加工，如延迟焦化装置干气、芳烃联合装置干气等。干气中通常含有大量的碳二碳三组分，如焦化干气中乙烷摩尔含量约为10～24％，芳烃联合装置干气，如px装置干气中乙烷摩尔含量较高时可达到25-70％，丙烷含量约为5～25％。目前炼厂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碳三组分回收，回收得到的富乙烷气送入乙烯装置乙烷裂解炉做原料，回收得到的以丙烷为主的轻烃送入丙烷脱氢装置做原料，经济效益和社会效益十分明显。由于乙烯装置乙烷裂解炉的原料中乙烷组分的裂解性能优于丙烷组分，因此应尽可能提高富乙烷气中的乙烷纯度，降低氢气、甲烷、碳三以上组分含量，丙烷脱氢装置需要控制原料中碳二浓度(小于3％mol)。目前从炼厂干气中回收碳二碳三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，碳二回收率低，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。但是经过浅冷油吸收法分离得到的产品碳二提浓气中碳三含量受原料气组成影响，一般较高。如果要进一步将产品气中的碳二和碳三分离，采用精馏的方法，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，同时也需要在工艺流程中设置干燥器防止发生冻堵，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，但产品气中碳三浓度受原料中碳三相对含量影响。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，在回收炼厂干气中的碳二碳三组分时，为了将产品气中的碳二碳三分离，现有的回收炼厂干气工艺需要丙烯制冷压缩机组以提供低温位冷量，并需要一套干燥系统脱除干气中的水分以防止冻堵，投资大、能耗高。技术实现要素：为了解决现有回收炼厂干气工艺在回收干气中的碳二碳三时为分离产品气中的碳二碳三组分导致的投资大、能耗高的问题，本发明提出了一种高效的采用油吸收及精馏法回收炼厂干气中碳二碳三的装置和方法。本发明提供一种油吸收及精馏法回收炼厂干气中碳二碳三的装置，该装置包括芳烃干气处理系统和焦化干气处理系统；所述芳烃干气处理系统包括依物料流动方向依次设置的芳烃干气压缩机、乙烷塔和轻烃塔，所述芳烃干气压缩机包括至少两段，所述乙烷塔塔顶连有富乙烷气出料管线，塔釜与轻烃塔连接，所述轻烃塔塔顶连有轻烃出料管线，塔釜连有重烃出料管线；所述焦化干气处理系统包括依物料流动方向依次设置的焦化干气压缩机、焦化干气冷却器、吸收塔和解吸塔，所述吸收塔塔顶连有甲烷氢尾气出料管线，塔釜连接至解吸塔，所述解吸塔塔顶通过碳二提浓气管线连接至芳烃干气压缩机段间，所述解吸塔塔釜连接吸收塔上部。根据本发明，所述芳烃干气压缩机可以为二段压缩或三段压缩，所述解吸塔塔顶通过碳二提浓气管线连接至二段压缩入口或三段压缩入口。优选地，所述芳烃干气压缩机段间设置有芳烃干气压缩机段间缓冲罐，此时，所述解吸塔塔顶通过碳二提浓气管线可连接至所述芳烃干气压缩机段间缓冲罐。本发明的第二方面提供一种油吸收及精馏法回收炼厂干气中碳二碳三的方法，该方法包括：焦化干气经升压、冷却后，进入吸收塔和解吸塔，以碳四馏分为吸收剂，通过吸收-解吸过程，回收焦化干气中的碳二碳三组分，解吸塔顶的碳二提浓气与芳烃干气一起经升压后，送入乙烷塔分离其中的乙烷和碳三以上组分，乙烷塔顶得到富乙烷气，乙烷塔釜液送入轻烃塔分离其中的碳三和碳五以上重组分，或作为轻烃产品送出界区。根据本发明一种优选实施方式，该方法包括以下步骤：(1)焦化干气压缩、冷却：将焦化干气的压力提高至3.0～5.0mpag，然后冷却至5℃～15℃；(2)碳四吸收：将步骤(1)得到的焦化干气送入吸收塔中部，与从顶部喷入的碳四馏分吸收剂逆流接触；吸收塔塔顶气相送出界区，塔釜物流送至解吸塔；(3)碳四解吸：吸收塔塔釜物流进入解吸塔中部，在解吸塔顶得到碳二提浓气；在解吸塔釜得到贫吸收剂，返回吸收塔循环使用；(4)芳烃干气压缩：将芳烃干气和来自步骤(3)的碳二提浓气的压力提高至3.0～4.5mpag，送至乙烷塔；(5)乙烷分离：来自步骤(4)的干气进入乙烷塔中部，在乙烷塔顶得到富乙烷气；乙烷塔釜液送至轻烃塔处理或者作为轻烃产品送出界区；所述轻烃塔处理包括：(6)轻烃分离：来自步骤(5)的乙烷塔釜液进入轻烃塔中部，在轻烃塔顶得到轻烃产品，轻烃塔釜重烃送出界区。本发明的方法中，步骤(1)中干气一般需要逐级提高压力，即需要多段压缩。本发明对压缩的段数没有特别的限定，只要最终提高至所需压力即可，优选采用二段压缩或者三段压缩。根据本发明，步骤(1)中，优选将干气冷却至10℃～15℃。制冷剂优选用7℃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，以炼厂的废热蒸汽或者98℃左右的热水为热源，具有能耗低的优点。根据本发明，优选地，吸收塔的理论板数为25～50，操作压力为3.0～5.0mpag，塔顶温度为10℃～30℃，塔釜温度为80℃～130℃。本发明的方法中，碳四馏分吸收剂用于吸收干气中碳二馏分及更重组分，进一步优选采用炼厂的正丁烷或异丁烷或醚后碳四，本发明对吸收剂的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。根据本发明，优选地，芳烃干气升压所用的芳烃干气压缩机包括至少两段，解吸塔顶的碳二提浓气送入压缩机段间；压缩机段间优选设置有段间缓冲罐，此时，解吸塔顶的碳二提浓气送入段间缓冲罐。根据本发明，优选地，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110℃～200℃。根据本发明，优选地，乙烷塔的理论板数为30～60，操作压力为3.0～4.5mpag，塔顶温度为10℃～40℃，塔釜温度为70℃～130℃。根据本发明，优选地，乙烷塔顶设置有冷凝器，冷凝器出口温度优选为5～15℃，制冷剂优选为由溴化锂吸收式制冷机提供的冷水。根据本发明，优选地，轻烃塔的理论板数为10～40，操作压力为0.5～1.5mpag，塔顶温度为10℃～60℃，塔釜温度为90℃～130℃。在本发明的方法中，所述的步骤(5)得到的富乙烷气可送往乙烯装置乙烷裂解炉做原料，其中主要含有0～20％(v)的氢气和甲烷、75～95％(v)的乙烷、0～10％(v)的乙烯、0～1.5％(v)的碳三以上重组分，各组分含量之和不超过100％。在本发明的方法中，所述的步骤(6)得到的轻烃可送往丙烷脱氢装置做原料，其中主要含有0～3％(v)的乙烷和乙烯、90～99％的碳三碳四、0～2％(v)的碳五以上重组分，各组分含量之和不超过100％。本发明的采用油吸收及精馏法回收炼厂干气中碳二碳三的装置和方法具有以下特点：(1)采用精馏法结合油吸收法回收炼厂干气的碳二以上组分并分离碳二和碳三，焦化干气经过油吸收-解吸过程，甲烷、氢气等轻组分随尾气排入燃料气管网，焦化干气中的碳二碳三组分进入解吸塔顶碳二提浓气，之后与芳烃干气一起进入下游乙烷塔，碳二提浓气中氢气甲烷含量之和小于5％mol。与芳烃干气单独进入乙烷塔的方案相比，用于分离碳二碳三组分的乙烷塔的进料中碳二及以上组分含量增加，可将乙烷塔顶冷凝器出口温度控制到10℃以上，可采用冷媒水冷却，避免使用丙烯冷剂。(2)芳烃干气经压缩后直接送入乙烷塔，不经过油吸收-解吸过程，相对于专利cn103087772a干气全部进入吸收塔的典型油吸收工艺，降低了循环碳四量，以及吸收塔再沸器负荷。(3)本发明的方法中，富乙烷气中碳三以上重组分含量低于1.5％，可作为乙烯装置乙烷裂解炉原料。轻烃产品中碳二组分摩尔含量低于3％，可作为丙烷脱氢装置原料。碳二和碳三产品纯度高。(4)本发明的方法中，碳二回收率大于93％，碳三回收率大于90％，达到国内外同类技术的领先水平。(5)碳二提浓气送入芳烃干气压缩机段间，与芳烃干气共用一台压缩机升压，节省了设备投资。(6)工艺流程中吸收和精馏操作最低温度在5～15℃，不需上丙烯制冷压缩机，可选用溴化锂制冷机组提供冷量，不用上干燥系统，投资少、操作简单、能耗低。(7)以碳四馏分作为吸收剂，在吸收塔吸收干气中的碳二，吸收剂原料容易获得，成本低廉。本发明的其它特征和优点将在随后具体实施方式部分予以详细说明。附图说明图1为本发明的油吸收及精馏法回收炼厂干气中碳二碳三方法的流程示意图。附图标记说明1焦化干气；2焦化干气压缩机；3焦化干气冷却器；4芳烃干气；5芳烃干气压缩机一段；6芳烃干气压缩机二段；7芳烃干气压缩机段间缓冲罐；8吸收塔；9解吸塔；10吸收剂循环泵；11吸收剂冷却器；12乙烷塔；13轻烃塔；14甲烷氢尾气；15碳二提浓气；16富乙烷气产品；17轻烃产品；18重烃；19吸收剂。具体实施方式下面将更详细地描述本发明的优选实施方式。下面以实施例的方式进一步解释本发明，但本发明不局限于这些实施例。实施例1某炼厂焦化干气和芳烃干气的组成如表1所示。表1炼厂干气流量组成焦化干气1芳烃干气4温度，℃4010压力，mpag0.800.30质量流量，t/h2010组成，mol％h211.0016.00co0.000.00co20.000.00n20.300.00o20.200.00ch459.802.00c2h622.0070.00c2h43.000.00c3h80.5010.00c3h60.500.00n-c4h100.500.6i-c4h100.500.00c4h80.500.00n-c5h120.250.40i-c5h120.250.00苯0.001.00h2o0.700.00采用本发明的油吸收及精馏法回收炼厂干气中碳二碳三的装置和方法对上述炼厂干气进行分离。所用装置包括芳烃干气处理系统和焦化干气处理系统；所述芳烃干气处理系统包括依物料流动方向依次设置的芳烃干气压缩机、乙烷塔12和轻烃塔13，所述芳烃干气压缩机包括芳烃干气压缩机一段5和芳烃干气压缩机二段6，二者之间设置有芳烃干气压缩机段间缓冲罐7，所述乙烷塔12塔顶连有富乙烷气出料管线，塔釜与轻烃塔13连接，所述轻烃塔13塔顶连有轻烃出料管线，塔釜连有重烃出料管线；所述焦化干气处理系统包括依物料流动方向依次设置的焦化干气压缩机2、焦化干气冷却器3、吸收塔8和解吸塔9，所述吸收塔8塔顶连有甲烷氢尾气出料管线，塔釜连接至解吸塔9，所述解吸塔9塔顶通过碳二提浓气管线连接至所述芳烃干气压缩机段间缓冲罐7，所述解吸塔9塔釜连接吸收塔8上部。具体的工艺过程为：从炼厂延迟焦化装置来的焦化干气1，压力为0.80mpag，进入焦化干气压缩机2，将压力提高至4.0mpag。增压后的干气经焦化干气冷却器3冷却至15℃后，送入吸收塔8。在吸收塔8中，采用炼厂正丁烷作为吸收剂19(流量50t/h)，从塔顶喷入，吸收干气中碳二馏分及更重组分。吸收塔8理论板数优选为40，操作压力为3.8mpag，塔顶温度为27℃，塔釜温度为108℃。吸收塔8塔釜采用低压蒸汽加热，塔顶未被吸收的尾气排入燃料气管网，塔釜富吸收剂送入解吸塔9处理。来自吸收塔8塔釜的物流靠压差进入解吸塔9中部。解吸塔9的理论板数为40，操作压力2.2mpag，塔顶温度为43℃，塔釜温度为113℃。解吸塔9采用低压蒸汽加热，塔顶得到碳二提浓气15，送入芳烃干气压缩机段间缓冲罐7；解吸塔9釜液经吸收剂循环泵10升压，在吸收剂冷却器11冷却至15℃后，返回吸收塔8循环使用。从炼厂芳烃联合装置来的px芳烃干气5，压力为0.30mpag，进入芳烃干气压缩机一段5，将压力提高至2.2mpag。增压后的芳烃干气与来自解吸塔顶的碳二提浓气15一起进入芳烃干气压缩机段间缓冲罐7，经芳烃干气压缩机二段6升压至4.0mpag，送入乙烷塔12。来自芳烃干气压缩机二段6的出口气体进入乙烷塔12中部，乙烷塔12的理论板数为40，操作压力为4.0mpag，塔顶温度为13℃，塔釜温度为115℃。乙烷塔顶冷凝器采用7℃冷媒水冷却，冷媒水由溴化锂制冷机组提供。乙烷塔釜采用低压蒸汽加热。乙烷塔顶得到富乙烷气产品16，送往乙烯装置乙烷裂解炉；乙烷塔12釜液送往轻烃塔13。乙烷塔12釜液在压差的作用下进入轻烃塔13中部。轻烃塔13的理论板数为30，操作压力为1.1mpag，塔顶温度为40℃，塔釜温度为124℃。轻烃塔釜采用低压蒸汽加热。轻烃塔顶得到轻烃产品17，送往丙烷脱氢装置。轻烃塔釜重烃18送出界区。中间产品及最终产品组成见表2。表2在本实施例中，碳二回收率为96.2％，碳三回收率为90.5％。对比例1以回收从炼厂延迟焦化装置来的焦化干气和芳烃联合装置来的芳烃干气为例，比较了同样进料条件(参见实施例1)和碳二回收率要求下，本发明工艺和专利cn103087772a典型浅冷油吸收工艺、浅冷油吸收+乙烯精馏塔工艺、深冷分离工艺，方案对比数据见表3。表3方案对比数据从表3可知，本发明方法的工艺物流最低温度为5～15℃，不需要低温位的丙烯冷量，也不需要上丙烯制冷系统和干燥系统，产品富乙烷气中碳三以上组份含量较低。与典型的浅冷油吸收工艺相比，降低了碳四吸收剂循环量和吸收塔再沸器负荷，整个工艺能耗低、设备投资少。以上已经描述了本发明的各实施例，上述说明是示例性的，并非穷尽性的，并且也不限于所披露的各实施例。在不偏离所说明的各实施例的范围和精神的情况下，对于本
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的普通技术人员来说许多修改和变更都是显而易见的。当前第1页12