一种炼厂干气回收系统及干气回收方法

摘要

本发明公开了一种炼厂干气回收系统及方法。所述系统包括：压缩机、吸收塔、再吸收塔、解析塔、液化冷却器和闪蒸罐；压缩机连接换热器后连接吸收塔，吸收塔顶部连接再吸收塔，吸收塔底部连接解析塔，解析塔顶部依次连接液化冷却器和闪蒸罐，闪蒸罐顶部连接压缩机入口。方法包括：炼厂干气经压缩、冷却、吸收、解析、液化后得到富碳二产品。本发明方法设备少，能耗低，流程简单，回收率高，产品易于储存和运输。

说明书

技术领域

本发明涉及炼厂干气处理领域，更进一步说，涉及一种炼厂干气回收系统 及干气回收方法。

背景技术

炼厂干气主要来源于原油的二次加工过程，如催化裂化、热裂化、延迟焦 化、加氢裂化等。一般催化干气中乙烯含量较高，而焦化干气中乙烷含量较高， 在15%～25%左右，此外，炼厂干气中还含有丙烯、丙烷、丁烷等烯烷烃。目前， 我国大部分炼厂仍将炼厂干气作为燃料气烧掉，利用价值较低，并造成极大的 资源浪费和环境污染。

乙烷是非常理想的裂解原料，在蒸汽裂解过程中，相当大的部分转化成为 乙烯。若将炼厂干气中的乙烷回收，送往乙烯生产装置，不仅充分利用了炼厂 尾气资源，而且降低了裂解原料成本，体现了炼化一体化优势。然而，对于纯 炼油型企业来讲，由于无乙烯生产装置，回收的富乙烷气如何运输和储存是急 需要解决的问题。

目前从炼厂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。

CN1640992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，能耗较低，经济效益较好。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。

US5502971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。该工艺采用了低压方案，温度低达-100℃，属于深冷 分离工艺的一种，投资较大，能耗较高。

US6308532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。

CN101063048A公开了一种采用中冷油吸收法分离炼厂催化干气的方法， 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。然而，该方法吸收剂循环量 大，设备尺寸大，流程比较复杂，产品纯度不高。此外，该工艺回收所得产品 为气相碳二馏分和乙烷，只能采用管道输送，导致该方案的适用性受到较大限 制。

综上所述，现有的炼厂干气回收利用工艺存在投资大、能耗高、适用性受 限等问题。

发明内容

为解决现有技术中现有炼厂干气回收利用工艺存在投资大、能耗高、工艺 适用性受限等问题，本发明提供了一种炼厂干气回收系统及干气回收方法。本 发明中以吸收剂来回收干气中的碳二组分，保持吸收温度在15度左右，吸收塔 顶气通过再吸收的方式回收，吸收塔釜液通过解吸得到碳二浓缩气，再进行冷 却液化。本发明方法设备少，能耗低，流程简单，回收率高，产品易于储存和 运输。

本发明的目的之一是提供一种炼厂干气回收系统。

包括：压缩机、吸收塔、再吸收塔、解析塔、液化冷却器和闪蒸罐；

压缩机连接换热器后连接吸收塔，吸收塔顶部连接再吸收塔，吸收塔底部连 接解析塔，解析塔顶部依次连接液化冷却器和闪蒸罐，闪蒸罐顶部连接压缩机 入口。

所述吸收塔设置吸收塔塔釜再沸器；再沸器采用炼厂热油加热。

液化冷却器优选采用：丙烯冷却器和乙烯冷却器。

本发明的目的之二是提供一种干气回收方法。

包括：炼厂干气经压缩、冷却、吸收、解析、液化后得到富碳二产品。

具体包括以下步骤：

1）炼厂干气经压缩压力提高到3.0～5.0MPa；冷却至5～15℃进入吸收塔；

2）吸收剂从吸收塔顶部喷入，吸收炼厂干气中C2馏分及更重组份；吸收 塔的塔釜物流送至解吸塔，塔顶未被吸收的气体物流进入再吸收塔；

3）再吸收剂从再吸收塔顶进入，吸收被带出的吸收剂和未被吸收下来的 C2组分；

4）解吸塔塔顶得到回收的C2浓缩气，塔釜得到的贫溶剂经过冷却降温后， 返回吸收塔顶部；

5）解吸塔塔顶得到的C2浓缩气经冷却液化后得到富碳二产品。

所述吸收剂为含有丙烷的C3馏分，含有正丁烷、异丁烷的碳四馏分，或者 含有正戊烷、异戊烷的碳五馏分；优选为含有正丁烷、异丁烷的碳四馏分；

所述再吸收剂为汽油、重石脑油或芳烃抽余油，优选为汽油，更优选炼厂 的稳定汽油组分。

具体的技术方案如下：

（1）压缩：将来自炼厂催化裂化、热裂化、延迟焦化、加氢裂化等工艺过 程产生的干气，压力提高到3.0～5.0MPa；

（2）冷却：将所述的步骤1）得到的压缩后的干气冷却至5～15℃；

（3）吸收：吸收剂从吸收塔顶部喷入，吸收炼厂干气中C2馏分及更重组 份；吸收塔的塔釜物流送至解吸塔处理；塔顶未被吸收的气体物流进入再吸收 塔回收其中的吸收剂；

（4）解吸：来自吸收塔的塔釜物流进入解吸塔，塔顶得到回收的C2浓缩 气，塔釜得到的贫溶剂经过冷却降温后，返回吸收塔顶部作为吸收剂循环使用。

（5）液化：分别利用丙烯冷剂和乙烯冷剂，将解吸塔塔顶得到的C2浓缩 气经冷却液化后作为产品送往罐区。

在压缩步骤中，炼厂干气一般需要逐级提高压力，优选压力提高到 3.0～5.0MPa，对压缩的段数没有特别的限定，优选采用三段压缩；

在冷却步骤中，优选将炼厂干气冷却至5～15℃，所需冷量由丙烯制冷压缩 机提供相应冷量。

在吸收步骤中，所述吸收剂可以为含有丙烷的C3馏分，含有正丁烷、异丁 烷的碳四馏分，或者含有正戊烷、异戊烷的碳五馏分。优选含有正丁烷、异丁 烷的碳四馏分。

在本发明的方法中，对吸收剂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。

所述吸收塔优选理论板数为25～60，操作压力为3.0～6.0MPa，塔顶温度为 10℃～40℃。

所述吸收塔塔顶的气相物流进入再吸收塔，再吸收剂从塔顶进入，吸收被 带出的吸收剂和未被吸收下来的碳二组分，再吸收塔塔顶气相直接排往燃料气 管网，塔釜液相采出送往界区外；所述再吸收剂为汽油，或者重石脑油、芳烃 抽余油等，优选炼厂的稳定汽油组分。

优选所述再吸收塔的理论板数为10-50，操作压力为1.0-4.0MPa。

在解吸步骤中，由于来自吸收塔的塔釜物流的压力与解吸塔存在压差，因 此依靠压差即可进入解吸塔。解吸塔塔釜得到的解吸后的吸收剂经逐级冷却后 返回吸收塔循环利用。吸收剂会随吸收塔顶气相进入再吸收塔，因此，优选在 解吸塔釜引入一股吸收剂作为补充，以保证系统中吸收塔吸收剂用量。

优选所述解吸塔的理论板数为20-60，操作压力为1.0-4.0MPa。

在液化步骤中，解吸塔顶碳二浓缩气进一步冷却液化，优选先采用0℃和-40℃ 级丙烯冷剂逐级冷却，然后再用-100℃乙烯冷剂冷却，将C2浓缩气进一步冷却， 其中未冷下来的气相返回压缩单元循环，液相作为产品采出。0℃和-40℃级丙烯 冷剂、-100℃乙烯冷剂由丙烯制冷压缩机、乙烯制冷压缩机，或者二元制冷压缩 机提供。

C2浓缩气中主要含有0-40wt%的乙烯、25-80wt%的乙烷和0-20wt%的丙烯。

本发明中，吸收塔塔釜设置再沸器，以保证吸收塔釜甲烷、氢气等轻组分 降到设定要求以下。其中吸收塔塔釜再沸器和解吸塔塔釜再沸器加热介质可以 采用低压蒸汽，也可以采用热油，优选热油加热，既能充分利用炼厂富裕热量， 也能降低工艺能耗。

如果需要，本发明的方法还包括脱除酸性气体步骤，在指进入吸收塔之前 或者在解吸塔之后进行脱酸性气体处理，可以采用胺洗，也可以采用碱洗脱除 酸性气体，优选在解吸之后脱除酸性气体，优选碱洗法脱酸性气体。

本发明的方法还包括干燥步骤。干燥可以设置在进入吸收塔之前，也可以 设置在液化过程中，优选在C2浓缩气液化过程中进行干燥：丙烯制冷压缩机可 以提供两个级别的冷剂，0℃和-40℃。在C2浓缩气液化过程中进行干燥，是指 用0℃丙烯冷剂将提浓气冷却之后进行干燥。

本发明的炼厂干气利用方法具有以下特点：

1）产品为液相C2浓缩气，易于贮存和运输，使得该工艺的适用范围更广 阔。

2）本发明采用炼厂低品位的热油加热，能耗大大降低。

3）气相C2浓缩气和炼厂干气可以均使用丙烯制冷压缩机提供的冷量进行 冷却，一套制冷系统不仅液化最终产品，又可以为工艺其他用户提供冷量，设 备使用率最大化，并且降低了能耗和投资。

4）吸收剂选择性较大，并且各个吸收剂吸收效果均较理想，可以根据不同 厂家情况，选择最适宜的吸收剂。

附图说明

图1是本发明的炼厂干气回收系统示意图。

附图标记说明：

1压缩机；2换热器；3吸收塔；4解吸塔；5再吸收塔；6丙烯冷剂冷却器； 7乙烯冷剂冷却器；8闪蒸罐；9炼厂干气；10补充吸收剂；11再吸收剂；12 富碳二产品；13燃料气；14富再吸收剂；15重组分

具体实施方式

下面结合实施例，进一步说明本发明。

实施例：

如图1所示，一种炼厂干气回收系统。包括：压缩机1、吸收塔3、再吸收 塔5、解析塔4、丙烯冷剂冷却器6、乙烯冷剂冷却器7和闪蒸罐8；

压缩机1连接换热器2后连接吸收塔3，吸收塔3顶部连接再吸收塔5，吸 收塔3底部连接解析塔4，解析塔4顶部依次连接丙烯冷剂冷却器6、乙烯冷剂 冷却器7和闪蒸罐8，闪蒸罐8顶部连接压缩机1入口；所述吸收塔2设置吸收 塔塔釜再沸器；解析塔4设置解析塔塔釜再沸器。

干气组成如表1所示，

表1

组成 mol% kmol/h H2 26.18 371.06 N2 9.48 134.37 O2 0.00 0.00 CO 0.00 0.00 CO2 1.37 19.45 H2S 0.00 0.00 CH4 37.75 535.15 C2H6 14.76 209.18 C2H4 2.57 36.42 C3H8 4.60 65.17 C3H6 0.36 5.07 异丁烷 1.97 27.91 正丁烷 0.05 0.72 异丁烯 0.02 0.32 1-丁烯 0.01 0.10 顺-2-丁烯 0.01 0.08 反-2-丁烯 0.01 0.16 1,3-丁二烯 0.00 0.00 正戊烷 0.36 5.07 异戊烷 0.00 0.00 己烷 0.15 2.14 水 0.37 5.22

炼厂干气来料为26700kg/h，选择醚后碳四作为吸收剂，回收炼厂干气中的 乙烷和乙烯。

包括以下步骤：

（1）压缩：炼厂干气被送往压缩系统，经过二段压缩，压力升高至3.9MPa， 冷却至14℃进入吸收塔；

（2）吸收：吸收塔的理论板数为33，操作压力为3.8MPag，塔顶温度20℃； 所用吸收溶剂为醚后碳四，溶剂从吸收塔塔顶进入塔内，干气从第18块塔板进 入。干气中的C2及其重组分被溶剂吸收下来，从塔釜采出，塔顶为甲烷、氢气 等轻组分，并夹带有少量吸收剂。

（3）解吸：解吸塔的理论板数为40，操作压力为2.1MPag，解吸后的C2 浓缩气从塔顶采出，贫溶剂经逐级换热后冷却至13℃返回吸收塔循环使用。

（4）再吸收：吸收塔顶未被吸收的气体进入再吸收塔，再吸收塔的理论板 数为20，操作压力为3.5MPag。再吸收剂采用稳定汽油，从塔顶进入再吸收塔， 吸收碳二组分及碳四吸收剂，再吸收塔塔釜为富汽油，作为产品之一采出，送 往炼厂吸收稳定系统。再吸收塔塔顶气相送往制氢单元，从中分出氢气产品， 其余燃料气送往燃料气管网。

（5）液化：解吸塔塔顶采出的C2浓缩气先用0℃和-40℃级丙烯冷剂进行 冷却，然后用-100℃级乙烯冷剂继续冷却，其中的气相返回压缩单元，液相作为 富碳二产品采出。

所得到的富碳二产品组成见表2。

表2

组成 wt% kg/h 甲烷 1.15 116.39 乙烷 61.29 6187.92 乙烯 7.38 745.06 丙烷 24.74 2498.19 丙烯 1.96 197.44 碳四 3.48 351.33

在本实施例中，碳二回收率为95%。