专利名称：采用中冷油吸收法分离炼厂催化干气的方法
技术领域：
本发明涉及一种用于分离炼厂催化干气的方法，具体地说，涉及一种采用中冷油吸收法分离回收炼厂催化干气中的烯烃和烷烃的方法。
背景技术：
炼厂催化干气来源于催化裂化过程，通常干气中的乙烯含量约为12～20摩尔％，乙烷含量约为15～24摩尔％，还含有丙烯、丙烷、丁烷等烯、烷烃。目前炼厂催化干气主要作为燃料烧掉，利用价值较低。如果将催化干气中烯烃、烷烃回收，送往乙烯工厂作为生产乙烯的原料，则可节省大量的裂解原料油，使乙烯生产成本大幅度下降，从而使企业获得较好的经济效益。
目前从炼厂催化干气中回收乙烯的方法主要有深冷分离法、中冷油吸收法、络合分离法、变压吸附法等，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；络合分离法，乙烯回收率较高，但对原料中的杂质要求严格，预处理费用较高，需要特殊的络合吸收剂；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。
中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及C2以上的重组分，分离出甲烷、氢气等不凝性气体，再用精馏法分离吸收剂中的各组分。该方法具有规模小、适应性强、投资费用低等特点，可用于从裂解气中分离烯烃、从天然气中回收轻烃等工艺。中冷油吸收法可用于催化裂化干气中低浓度乙烯的回收，但传统的常规中冷油吸收工艺吸收剂损失大、乙烯回收率较低，回收率通常只有85％左右。
CN 1640992提出了一种以装置自产稳定轻烃为吸收剂的冷冻油吸收方法，适用于从油田伴生气或天然气中回收液化气，且C3收率要求较高的回收工艺。采用这种冷冻油的吸收方法，能用较少的吸收剂，获得较高的轻烃回收率，且工艺简单，减少能耗，提高经济效益。但该方法只适用于从油田伴生气或天然气中回收液化气，并不能回收C2馏分，无法用于炼厂催化干气的回收。
CN 1414067提出了一种在天然气浅冷工艺后嫁接油吸收工艺，从而提高轻烃回收率的方法。该方法在天然气浅冷工艺后使所得物进入二级三相分离器内进行气液分离，使气体进入吸收塔的底部与吸收剂进行气液交换得到C3、C4组份后回收；液体与二级三相分离器内的轻烃混合后进入脱吸塔内脱出甲烷与乙烷，使形成的脱吸液进入解析塔切割出C3、C4组份后回收。该方法可以提高天然气中的轻烃回收率，增加轻烃产量。但该方法只适用于从天然气中回收轻烃，并不适用于炼厂催化干气的回收。
US 5502971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，改而采用低压技术，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。
US 6308532提出了一种从炼厂干气中回收乙烯和丙烯的工艺，该工艺包括从吸收塔釜抽出C3、C4、C5、C6液体并将部分塔釜液相物料循环至塔顶，从而保持塔顶冷凝器的冷冻温度不低于-95℃，同时在吸收塔中富含丙烯或乙烯-丙烯区域抽出气相侧线。尽管该工艺将部分塔釜物料循环至塔顶以保持塔顶温度不致于过低，但塔顶温度仍低达-95℃，仍属于深冷分离工艺的一种，因此投资较大，能耗较高。
综上所述，现有的从炼厂干气中回收乙烯和丙烯的工艺都属于深冷分离工艺，存在投资大和能耗高的问题。
发明内容
本发明为了解决现有的从炼厂干气中回收乙烯和丙烯的工艺存在投资大和能耗高的问题，提出一种高效的采用中冷油吸收法分离炼厂催化干气的方法，该方法以炼厂液化气作为吸收剂，保持吸收温度为中冷，采用膨胀机和冷箱回收冷量，使乙烯和丙烯的回收率大幅提高，同时减少了吸收剂的循环量和损失量，降低了能耗。
具体技术方案如下本发明的采用中冷油吸收法分离炼厂催化干气的方法，包括以下步骤(1)压缩将炼厂催化裂化装置来的催化干气的压力提高到2.8～3.8MPa；(2)冷却将干气逐级冷却至-30℃～-40℃；(3)吸收采用炼厂生产的液化气作为吸收剂，从吸收塔顶部喷入，吸收干气中C2馏分以上的组份，塔项未被吸收的气体进入冷量回收系统，塔釜液送至解吸塔处理；(4)冷量回收吸收塔顶未被吸收的气体进入由膨胀机和冷箱组成的系统中，利用自身的压力膨胀制冷，膨胀机的出口温度为-90℃～-100℃，回收尾气中未被吸收的C2馏分和部分夹带出的吸收剂，不含C2馏分的尾气经膨胀机驱动的压缩机升压后排放；(5)解吸来自吸收塔釜的釜液靠压差进入解吸塔上部，塔项得到回收的C2馏分，塔釜再生后的吸收剂返回吸收塔循环使用。
来自炼厂催化裂化装置的催化干气的压力一般约为0.7～0.9MPa，一般需要逐级提高压力，尽管对压缩的段数没有特别的限定，但是一般优选采用两段压缩，从经济效益的角度分析，采用两段压缩是比较合理的。
如果需要，本发明的方法还包括脱除酸性气体步骤在步骤(1)的压缩机段间进行胺洗、碱洗脱除酸性气体。所述酸性气体例如为H2S、CO2等。由于在变压吸附、深冷分离等方法也需要进行胺洗、碱洗脱除酸性气体，因此对该步骤的具体工艺条件没有特别的限定，本领域的技术人员可以根据其它方法合适地确定其具体操作条件和方法。
如果需要，本发明的方法还包括干燥和净化步骤将步骤(1)中得到的压缩催化干气中的水和微量杂质脱除。和上述脱除酸性气体步骤一样，在变压吸附、深冷分离等方法也需要进行干燥和净化步骤，因此对该步骤的具体工艺条件没有特别的限定，本领域的技术人员可以根据其它方法合适地确定其具体操作条件和方法。举例来说，可以采用3A分子筛作为干燥剂脱除水分和微量杂质；采用保护床脱除砷等微量杂质。
根据本发明的方法，在解析塔塔顶得到回收的C2馏分。在该C2馏分中主要含有乙烯和乙烷，通过分离可以得到粗乙烯，也可以直接得到聚合级乙烯。粗乙烯通过以下步骤获得将步骤(5)中解吸塔顶的C2馏分送入粗分塔，塔顶得到以乙烯为主的馏分，塔釜得到以乙烷为主的馏分。在塔顶得到的乙烯馏分中，乙烯含量一般不低于84摩尔％，可以直接作为一股进料送到乙烯工厂的C2加氢反应器。塔釜得到99％左右的乙烷，可以直接作为裂解原料进入乙烷炉裂解。
在所述步骤(2)中，优选将干燥和净化后的干气逐级冷却至-35℃。
在步骤(3)中，所述吸收塔的理论板数优选为25～40，溶剂比以重量计为1～2，操作压力优选为2.5～3.5MPa，更优选为3.0MPa，塔顶温度优选为-25℃～-35℃，更优选为-30℃，塔釜温度优选为40～60℃，更优选为45～50℃。塔中优选采用1～2个中间冷却器，使吸收段的温度保持在-25～-35℃之间。所述溶剂比是指溶剂和干气的重量比。
在步骤(5)中，所述解析塔的理论板数优选为35～50，操作压力为2.0～3.0MPa，更优选为2.5MPa，塔顶温度优选为-5℃～-20℃，更优选为-11℃，塔釜温度优选为50～85℃，更优选为73℃，回流比优选为2.0～5.0，更优选为3.5。
所述粗分塔的理论板数优选为55～70，操作压力优选为1.5～3.0MPa，更优选为2.2MPa，塔顶温度为-15℃～-30℃，更优选为-23℃，塔釜温度优选为10～-15℃，更优选为-3℃，回流比优选为2.0～6.0，更优选为4。
在步骤(3)中，所述液化气是C3和C4混合馏分。
在步骤(4)中，不含C2馏分的尾气经膨胀机驱动的压缩机升压后，例如排放至炼油厂的燃料气系统。
本发明的中冷油吸收法分离炼厂催化干气工艺具有以下特点(1)用炼厂液化气作为吸收剂，原料容易获得，成本低廉；(2)用中冷油吸收流程脱除甲烷、氢，吸收温度在-35℃左右，不需要乙烯制冷压缩机，操作简单、投资少；(3)采用膨胀机和冷箱回收冷量，乙烯、丙烯回收率提高，可以达到95％以上，同时减少了吸收剂的循环量和损失量，降低了能耗；(4)除膨胀机系统外，其它系统的最低操作温度不低于-40℃，因此这些系统的设备和管线可采用普通低温钢，节省了大量投资；(5)设置了粗分塔，塔项C2馏分可以满足乙烯精馏塔进料的要求，塔釜乙烷可直接进乙烷炉裂解，流程合理。
图1是表示本发明的采用中冷油吸收法分离炼厂催化干气的方法的流程示意图。
具体实施例方式
下面参考附图进一步解释本发明的方法。
在图1中，将炼厂催化裂化装置来的催化干气的压力经过两段压缩提高到2.8～3.8MPa；在两段压缩机段间进行胺洗、碱洗脱除酸性气体，例如脱除硫化氢和二氧化碳等酸性气体；经过两段压缩后的气体进行干燥和净化步骤，脱除其中的水和微量杂质；将干燥和净化后的干气逐级冷却至-30℃～-40℃，优选-35℃；冷却后的气体采用炼厂生产的液化气(C3和C4馏分)作为吸收剂，从吸收塔顶部喷入，吸收干气中C2馏分以上的组份，塔项未被吸收的气体进入冷量回收系统，塔釜液送至解吸塔处理；吸收塔顶未被吸收的气体进入由膨胀机和冷箱组成的系统中，利用自身的压力膨胀制冷，膨胀机的出口温度为-90℃～-100℃，回收尾气中未被吸收的C2馏分和部分夹带出的吸收剂，不含C2馏分的尾气经膨胀机驱动的压缩机升压后排放至炼油厂的燃料气系统；来自吸收塔釜的釜液靠压差进入解吸塔上部，塔项得到回收的C2馏分，塔釜再生后的吸收剂返回吸收塔循环使用；解吸塔顶得到的C2馏分送入粗分塔，塔顶得到以乙烯为主的馏分，塔釜得到以乙烷为主的馏分。
下面以实施例的方式进一步解释本发明，但是本发明不局限于这些实施例。
实施例1某炼厂催化干气组成如下所示。
组成 体积％ NM3/hrH2 18.065418N2 14.524366O2 0.53 159CO2 1.76 528CH4 32.009600
C2H416.34 4902C2H614.53 4359C3 1.70510C4 0.36108C5 0.2060H2O 0.026总计100.00 30000采用本发明的中冷油吸收法分离炼厂催化干气工艺对上述催化干气进行分离。具体工艺过程为从炼厂催化裂化装置来的催化干气，压力0.7MPa，经过两段压缩，将压力提高至3.5MPa，压缩机段间经过碱洗脱除酸性气体。增压后的干气经干燥后逐步冷却到-35℃，再送入吸收塔内。吸收塔的理论板数优选为30，溶剂比以重量计为1.5，操作压力为3.0MPa，塔顶温度为-30℃，塔釜温度为48℃。在吸收塔中，采用炼厂生产的液化气(C3和C4混合馏分)作为吸收剂，从塔顶喷入，吸收干气中C2以上的组份。在塔釜，采用循环溶剂加热，以控制塔釜出料中甲烷的含量小于规定值，塔釜物料送至解吸塔处理。未被吸收的H2、N2、CH4等从吸收塔顶排出，进入膨胀机-冷箱系统，利用自身的压力膨胀制冷，膨胀机的出口温度为-95℃，回收尾气中未被吸收的C2馏分和部分夹带出的吸收剂。不含C2馏分的催化干气经膨胀机驱动的压缩机升压后排放至炼油厂的燃料气系统。
来自吸收塔釜的富含C2的吸收剂靠压差进入解吸塔上部。解析塔的理论板数为42，操作压力为2.5MPa，塔顶温度为-11℃，塔釜温度为73℃，回流比为3.0～4.0。解吸塔塔釜采用低压蒸汽加热，控制一定的回流比，从塔顶得到混合C2馏分。解吸塔釜的贫溶剂经过循环水冷却降温后，一部分排出系统，送至炼油厂气体分馏装置分离丙烯，另一部分经逐级换热冷却至-35℃后送入吸收塔顶部作为吸收剂循环使用。
为了使C2馏分满足乙烯精馏塔进料的要求，在流程中设置一台粗分塔，粗分塔的理论板数为60，操作压力为2.2MPa，塔顶温度为-23℃，塔釜温度为-3℃，回流比为4，粗分塔可将解吸塔顶的C2馏分分离成乙烯含量≥84％的馏分，直接作为一股进料送到乙烯工厂的C2加氢反应器。粗分塔釜的产品为99％左右的乙烷，可直接进乙烷炉裂解。
分离后的产品组成见表1。
表1 分离后的产品
备注表1中各组分的含量均为摩尔百分比含量。
在本实施例中，乙烯回收率为98.8％，丙烯回收率96.4％。
权利要求
1.一种采用中冷油吸收法分离炼厂催化干气的方法，其特征在于所述方法包括以下步骤(1)压缩将炼厂催化裂化装置来的催化干气的压力提高到2.8～3.8MPa；(2)冷却将干气逐级冷却至-30℃～-40℃；(3)吸收采用炼厂生产的液化气作为吸收剂，从吸收塔顶部喷入，吸收干气中C2馏分以上的组份，塔顶未被吸收的气体进入冷量回收系统，塔釜液送至解吸塔处理；(4)冷量回收吸收塔顶未被吸收的气体进入由膨胀机和冷箱组成的系统中，利用自身的压力膨胀制冷，膨胀机的出口温度为-90℃～-100℃，回收尾气中未被吸收的C2馏分和部分夹带出的吸收剂，不含C2馏分的尾气经膨胀机驱动的压缩机升压后排放；(5)解吸来自吸收塔釜的釜液靠压差进入解吸塔上部，塔项得到回收的C2馏分，塔釜再生后的吸收剂返回吸收塔循环使用。
2.如权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(1)所述压缩采用两段压缩方法。
3.如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述方法还包括脱除酸性气体步骤在步骤(1)的压缩机段间进行胺洗、碱洗脱除酸性气体。
4.如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述方法还包括干燥和净化步骤将步骤(1)中得到的压缩催化干气中的水和微量杂质脱除。
5.如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述方法还包括粗分步骤将步骤(5)中解吸塔顶的C2馏分送入粗分塔，塔顶得到以乙烯为主的馏分，塔釜得到以乙烷为主的馏分。
6.如权利要求1所述的方法，其特征在于，在所述步骤(2)中，将干燥和净化后的干气逐级冷却至-35℃。
7.如权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤(3)中，所述吸收塔的理论板数为25～40，溶剂比以重量计为1～2，操作压力为2.5～3.5MPa，塔顶温度为-25℃～-35℃，塔釜温度为40～60℃，塔中采用1～2个中间冷却器。
8.如权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤(5)中，所述解析塔的理论板数为35～50，操作压力为2.0～3.0MPa，塔顶温度为-5℃～-20℃，塔釜温度为50～85℃，回流比为2.0～5.0。
9.如权利要求5所述的方法，其特征在于，所述粗分塔的理论板数为55～70，操作压力为1.5～3.0MPa，塔顶温度为-15℃～-30℃，塔釜温度为10～-15℃，回流比为2.0～6.0。
全文摘要
本发明公开的采用中冷油吸收法分离炼厂催化干气的方法属于分离炼厂催化干气的技术领域，为了解决现有的从炼厂干气中回收乙烯和丙烯的工艺存在投资大和能耗高的问题，提出一种由压缩、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的中冷油吸收分离炼厂干气的方法，本发明的方法具有吸收剂成本低廉，损失低，中冷回收乙烯，不需要乙烯制冷压缩机，操作简单，投资少，能耗低等优点，并且可以得到满足乙烯精馏塔进料的要求的C2馏分和直接作为乙烷炉裂解原料的乙烷，流程合理。
文档编号C07C11/04GK101063048SQ20061007663
公开日2007年10月31日 申请日期2006年4月27日 优先权日2006年4月27日
发明者程建民, 茅文星, 李东风, 戴伟, 廖丽华, 王婧 申请人:中国石油化工股份有限公司, 中国石油化工股份有限公司北京化工研究院