一种炼厂饱和干气的分离方法与流程

1.本发明涉及一种饱和干气分离方法，具体是一种炼厂饱和干气的分离方法。


背景技术：

2.炼厂饱和干气主要来源于原油的一次加工和二次加工，如常减压蒸馏、加氢裂化、延迟焦化、重整、歧化等过程中副产的气体，主要包含有氢气、甲烷、乙烷、丙烷等组分。目前，炼厂饱和干气大多直接用于工业或民用燃料，造成资源的严重浪费。乙烷、丙烷可作为乙烯裂解装置的原料，用于生产乙烯、丙烯，可以有效降低乙烯裂解原料成本，提高企业经济效益。
3.目前炼厂饱和干气的分离方法主要有深冷分离法、中冷油吸收法、变压吸附法及浅冷油吸收法等，各种方法各具特点。深冷分离法回收率高，工艺成熟，但设备投资大，能耗较高；中冷油吸收法投资低、适应性强，但回收率较低，吸收剂循环量和损失大，能耗较高；变压吸附能耗低，操作简单，但占地面积大，吸收效果较差，产品纯度低、回收率低。
4.专利公告号cn106609161a提出了一种分离炼厂饱和干气的方法，该方法采用c4作为吸收剂，在主吸收塔中吸收经压缩、冷却后的饱和干气中的c2馏分及更重组分，主吸收塔的塔底物流送至解吸塔，解吸塔顶得到回收的c2浓缩气。吸收塔压力约3.0～4.5mpag，吸收塔塔顶温度约5℃～25℃，塔底温度100℃～160℃。解吸塔塔顶温度55℃～65℃，塔底温度100℃～160℃。该方法设有再吸收塔和稳定塔，采用稳定汽油作为吸收剂，吸收主吸收塔顶气体中带出的c4吸收剂，富吸收油进入稳定塔，稳定塔塔顶温度40℃～80℃，塔底温度150℃～200℃。该方法c2回收率约97％，c2和c3总回收率约94％，但吸收剂循环量及损失量大，吸收塔、解吸塔、稳定塔塔底温度高，能耗相对较高。
5.专利公告号cn104560194a提出了一种炼厂饱和干气回收系统及回收方法，该方法采用碳四或碳五作为吸收剂，设有凝液汽提塔，压缩机段间凝液送往凝液汽提塔，汽提后产品直接送往乙烯装置裂解炉。该方法另设有再吸收塔，再吸收剂为汽油。该方法的c2和c3总回收率约96％，但吸收剂循环量及损失量较大，吸收塔、解吸塔塔底温度均较高，能耗较高。
6.专利公告号cn109553504a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，该方法采用c4作为吸收剂，吸收塔塔顶温度约5℃～25℃，塔底温度100℃～160℃。解吸塔塔顶温度55℃～65℃，塔底温度100℃～160℃，解吸塔底液相大部分作为循环吸收剂返回吸收塔，小部分送至汽油稳定塔处理。再吸收塔采用稳定汽油作为吸收剂，吸收主吸收塔顶气体中带出的c4吸收剂，富吸收油进入稳定塔，稳定塔塔顶温度40℃～80℃，塔底温度120℃～150℃。该方法c2回收率约98％，c2和c3总回收率约95％，但吸收剂循环量及损失量大，吸收塔、解吸塔、稳定塔塔底温度高，能耗相对较高，且氢气无法得到回收。
7.综上所述，目前炼厂气体回收利用主要针对催化干气，饱和干气回收利用研究较少。现有的从饱和干气中分离c2/c3的工艺存在能耗高、投资大、塔及其它设备规模大、c2/c3回收率低、氢气无法回收及干气不干等问题。


技术实现要素：

8.本发明的目的在于提供一种炼厂饱和干气的分离方法，以解决上述背景技术中提出的问题。
9.为实现上述目的，本发明提供如下技术方案：
10.一种炼厂饱和干气的分离方法，包括下述步骤：
11.s1、炼厂饱和干气经过气体压缩机逐级压缩到3～4.5mpag，再经除杂和干燥设备除杂、干燥后，经冷却器冷却到
‑
15～
‑
35℃，进入吸收塔；
12.s2、吸收塔采用丙烷或富含丙烷的c3馏分作为吸收剂，所述吸收剂从塔顶进入吸收塔，在吸收塔中与饱和干气逆流接触，吸收饱和干气中的c2及c2以上组分；所述吸收塔的塔顶温度为
‑
35～0℃；
13.s3、吸收塔的塔顶气相进入冷凝器，经过冷媒水或丙烯冷却至
‑
15～
‑
40℃后进入分液罐；分液罐分离出的气相进入冷箱系统进行冷却分离，得到高纯度氢气和甲烷燃料气；分液罐分离出的液相返回吸收塔；
14.s4、吸收塔的塔底物料送至解吸塔进行后续处理。
15.作为本发明进一步的方案：在步骤s4中的后续处理步骤如下：
16.解吸塔的塔顶得到乙烷、丙烷混合组分，解吸塔的塔底c3 组分进入脱丙烷塔继续分离；
17.脱丙烷塔的塔顶分离得到高纯度丙烷，一部分作为循环吸收剂返回吸收塔，另一部分作为丙烷产品分出装置，塔底得到c4 液相送入后续装置处理。
18.作为本发明进一步的方案：所述吸收塔的理论塔盘20～70层，进料位置10～40层，塔顶压力为3～4.5mpag，塔底温度50～90℃；吸收塔设有多个中段回流。
19.作为本发明进一步的方案：所述解吸塔的理论塔盘15～70层，进料位置5～40层，塔顶压力为1.5～3mpag，塔顶温度为5～30℃，塔底温度60～85℃。
20.作为本发明进一步的方案：所述脱丙烷塔的理论塔盘15～80层，进料位置10～50层，塔顶压力为0.6～1.5mpag，塔顶温度为15～35℃，塔底温度60～90℃。
21.作为本发明进一步的方案：所述冷箱系统分为两段，每段均为多级换热器串联冷却，在两段之间设置一台膨胀机；气体自分液罐的罐顶出来，进入冷箱第一段冷却至
‑
45～
‑
40℃后，再进入冷箱第二段继续冷却到
‑
165～
‑
160℃，分离出甲烷、高纯氢气；
22.冷箱第二段出口的高纯氢气再进入膨胀机，膨胀至0.2～0.8mpag，温度
‑
125～
‑
115℃，再作为冷量返回第二段冷箱的级间继续换热；从冷箱系统出来的甲烷燃料气、高纯氢换热后温度>0℃，氢气加压后进入后续处理设施，甲烷燃料气并入炼厂燃料气管网；
23.其中，在冷箱系统的每一级间均设有气液分离设备，气相进入下一级冷箱继续冷却，而液相经节流膨胀后返回至上一级作为冷量回收。
24.与现有技术相比，本发明的有益效果是：
25.本发明以丙烷作为吸收剂，不使用乙烯机和再吸收塔，采用冷媒水和丙烯机提供冷量，膨胀机和冷箱回收冷量，在中冷(
‑
15～
‑
35℃)的条件下，对炼厂各装置产出的饱和干气进行吸收分离，解决现有炼厂饱和干气中c2、c3分离过程中存在的能耗高、投资大、塔及其它设备规模大、c2/c3回收率低、氢气无法回收及干气不干等问题。
26.本发明采用丙烷或富含丙烷的c3馏分作为吸收剂，在中冷条件下进行吸收，吸收
剂用量大幅降低，塔及其它设备的规模大幅减小，投资低，提高乙烷、丙烷回收率，同时可回收得到纯度较高的氢气。
附图说明
27.图1为一种炼厂饱和干气的分离方法的结构示意图。
28.图中：1、气体压缩机；2、除杂和干燥设备；3、冷却器；4、吸收塔；5、冷凝器；6、分液罐；7、冷箱系统；8、解吸塔；9、脱丙烷塔；10、膨胀机。
具体实施方式
29.下面结合具体实施方式对本专利的技术方案作进一步详细地说明。
30.请参阅图1，一种炼厂饱和干气的分离方法，包括下述步骤：
31.s1、炼厂饱和干气经过气体压缩机1逐级压缩到3～4.5mpag，再经除杂和干燥设备2除杂、干燥后，经冷却器3冷却到
‑
15～
‑
35℃，进入吸收塔4；在中冷(
‑
15～
‑
35℃)的条件下，对炼厂各装置产出的饱和干气进行吸收分离，可大幅降低吸收剂用量，提高乙烷、丙烷回收率，同时可回收得到纯度较高的氢气。
32.s2、吸收塔4采用丙烷或富含丙烷的c3馏分作为吸收剂，所述吸收剂从塔顶进入吸收塔4，在吸收塔4中与饱和干气逆流接触，吸收饱和干气中的c2及c2以上组分；所述吸收塔4的塔顶温度为
‑
35～0℃；本发明采用丙烷或富含丙烷的c3馏分作为吸收剂，在中冷条件下进行吸收，吸收剂用量大幅降低，塔及其它设备的规模大幅减小，投资低。
33.s3、吸收塔4的塔顶气相进入冷凝器5，经过冷媒水或丙烯冷却至
‑
15～
‑
40℃后进入分液罐6；分液罐6分离出的气相进入冷箱系统7进行冷却分离，得到高纯度氢气和甲烷燃料气；分液罐6分离出的液相返回吸收塔4；
34.s4、吸收塔4的塔底物料送至解吸塔8进行后续处理。
35.其中，在步骤s4中的后续处理步骤如下：
36.解吸塔8的塔顶得到乙烷、丙烷混合组分，解吸塔8的塔底c3 组分进入脱丙烷塔9继续分离；
37.脱丙烷塔9的塔顶分离得到高纯度丙烷，一部分作为循环吸收剂返回吸收塔4，另一部分作为丙烷产品分出装置，塔底得到c4 液相送入后续装置处理。
38.另外，所述吸收塔4的理论塔盘20～70层，进料位置10～40层，塔顶压力为3～4.5mpag，塔底温度50～90℃；吸收塔4设有多个中段回流。所述解吸塔8的理论塔盘15～70层，进料位置5～40层，塔顶压力为1.5～3mpag，塔顶温度为5～30℃，塔底温度60～85℃。所述脱丙烷塔9的理论塔盘15～80层，进料位置10～50层，塔顶压力为0.6～1.5mpag，塔顶温度为15～35℃，塔底温度60～90℃。
39.具体的，所述冷箱系统7分为两段，每段均为多级换热器串联冷却，在两段之间设置一台膨胀机10；气体自分液罐6的罐顶出来，进入冷箱第一段冷却至
‑
45～
‑
40℃后，再进入冷箱第二段继续冷却到
‑
165～
‑
160℃，分离出甲烷、高纯氢气；冷箱第二段出口的高纯氢气再进入膨胀机10，膨胀至0.2～0.8mpag，温度
‑
125～
‑
115℃，再作为冷量返回第二段冷箱的级间继续换热；从冷箱系统7出来的甲烷燃料气、高纯氢换热后温度>0℃，氢气加压后进入后续处理设施，甲烷燃料气并入炼厂燃料气管网；其中，在冷箱系统7的每一级间均设有
气液分离设备，气相进入下一级冷箱继续冷却，而液相经节流膨胀后返回至上一级作为冷量回收。本发明以丙烷作为吸收剂，不使用乙烯机和再吸收塔，采用冷媒水和丙烯机提供冷量，膨胀机和冷箱回收冷量，在中冷(
‑
15～
‑
35℃)的条件下，对炼厂各装置产出的饱和干气进行吸收分离，解决现有炼厂饱和干气中c2、c3分离过程中存在的能耗高、投资大、塔及其它设备规模大、c2/c3回收率低、氢气无法回收及干气不干等问题。
40.在本实施例中，饱和干气和吸收剂的组成如下表所示：
[0041] 饱和干气吸收剂质量流量t/h86.9970摩尔组成(mol％)
ꢀꢀ
氢气56.123 氮气4.247 一氧化碳0.103 氧气0.043 二氧化碳0.640 甲烷18.011 乙烯0.379 乙烷13.7670.168硫化氢
‑ꢀ
丙烯0.0270.275丙烷3.97299.550c41.9540.007c50.472 c6 0.263 水
‑ꢀ
[0042]
炼厂饱和干气自炼厂其它装置来，进入气体压缩机1，经四段压缩后将压力提高到3.85mpag。增压后的饱和干气经过除杂及干燥后，再经冷却器3冷却到
‑
20℃左右，进入吸收塔4。吸收塔4以丙烷为吸收剂，从塔顶进入，吸收气体中的c2及以上组分。吸收塔4的理论板数优选为50层，操作压力为3.72mpag，塔顶温度
‑
25.5℃，塔底温度69.7℃。吸收塔4顶气体进入冷箱系统7处理，分离得到高纯氢和甲烷燃料气。吸收塔4塔底物料送至解吸塔8处理。解吸塔8的理论板数优选为25层，操作压力为2.3mpag，塔顶温度约21℃，塔底温度72.2℃，解吸塔8塔顶分离出乙烷、丙烷混合组分，送往下游乙烯裂解装置，其中丙烷量与炼厂饱和干气中的丙烷量基本相等；解吸塔8塔底c3 组分，进入脱丙烷塔9进一步分离。脱丙烷塔9的理论板数优选为38层，操作压力为0.8mpag，塔顶温度约22.7℃，塔底温度79.8℃，脱丙烷塔9塔顶分离出的高纯度丙烷，本实施例全部作为循环吸收剂返回吸收塔4，丙烷产品无量；脱丙烷塔9塔底出来的c4 液相送入后续装置处理。
[0043]
分离后的产品如下表所示：
[0044][0045]
在本实施例中，乙烷回收率99.63％，丙烷回收率97.39％，c2和c3回收率98.97％，氢气回收率86.93％。
[0046]
上面对本专利的较佳实施方式作了详细说明，但是本专利并不限于上述实施方式，在本领域的普通技术人员所具备的知识范围内，还可以在不脱离本专利宗旨的前提下做出各种变化。