一种油吸收干气回收乙烯、乙烷的三塔装置与方法
一种油吸收干气回收乙烯、乙烷的三塔装置与方法
【技术领域】
[0001] 本发明涉及催化裂化干气分离工艺，尤其涉及油吸收的工艺来回收乙烯、乙烷的 设备和方法，其主要特点是产品可以直接进入脱乙烷塔获得聚合级乙烯。属于化工技术。
【背景技术】
[0002] 催化裂化干气，是石油炼制过程中产生的一种产生量较大的气体，其主要成分包 括氢气、氮气、氧气、甲烷、乙烯、乙烷等。在大部分情况下，由于干气回收手段的缺乏，干气 都是作为燃料气直接燃烧。这对其中以乙烯、乙烷为代表的有价值的气体是一种极大的浪 费。同时，随着多产烯烃的催化裂解工艺不断开发，干气的量以及其中乙烯的含量都在增 加。因此，回收干气，尤其是回收其中的乙烯就显得非常重要，这也是炼油企业增加乙烯产 量、节约资源的重要途径。
[0003] 回收炼厂干气中的乙烯目前有如下几个方案：深冷分离、吸收、变压吸附等。深冷 回收技术由美国石伟公司为代表，通过分凝器达到回收乙烯的目的。但是由于深冷法存在 操作压力高、能耗高的缺点，同时在国内应用涉及到一定的专利费用，所以在国内应用存在 较多困难。变压吸附法主要通过吸附脱附循环将干气中的乙烯乙烷等回收，一般获得的乙 烯、乙烷浓度在80%以上。该方法在国内茂名石化等有所应用。
[0004] 油吸收法一般利用丁烷、戊烷或芳烃作为吸收剂，吸收干气中的乙烯以上组分，再 用精馏法把吸收的各个组分逐一分离。目前吸收法获得的产品中，甲烷的含量较高，产品气 体还需要进入裂解气深冷分离系统进行分离才能获得聚合级乙烯，这极大地限制了吸收法 的应用范围。对于没有深冷脱甲烷的企业来说，得到聚合级乙烯的投资变的非常大。
【发明内容】
[0005] 本发明针对现有技术的不足，提出了一种油吸收干气回收乙烯、乙烷产品的三塔 装置与方法。干气经过压缩机加压、冷却后与来自吸收塔的富液以及解吸塔的解吸气混合 后进入换热器冷却，达到吸收温度；之后进入闪蒸罐进行一次闪蒸，气相作为吸收塔的气相 进料，从塔底进入；液相作为解吸塔的进料从塔顶进入；解吸塔塔底产品经过精馏塔精制 后，得到C2产品。精馏塔塔底产品经过补充、冷却后返回吸收塔顶，作为吸收剂。吸收塔中 设置了中间冷凝器及时移走吸收产生的热量。其优点在于可以通过调节解吸塔来控制甲烷 等轻组分的含量，通过精馏塔来回收吸收剂，通过换热器来控制吸收的温度。这样的得到的 C2产品中，甲烷相对乙烯的含量低于0. 05%，可以直接进入乙烯塔获得聚合级乙烯。本发 明的方法适用于从催化裂化干气中分离回收C2组分，有望取代深冷法。
[0006] 本发明的技术方案如下：
[0007] -种油吸收干气回收高纯度乙烯、乙烷的三塔装置：包括压缩机、吸收塔、解吸塔 和精馏塔；其特征是压缩机的出口与原料一级冷却器的入口相连接，原料一级冷却器的出 口与原料二级冷却器的一个入口相连；原料二级冷却器的出口与分离罐的入口相连，分离 罐的气相出口与吸收塔的气相入口连接，分离罐的液相出口与解吸塔塔顶的液相入口相连 接；吸收塔的液相出口和解吸塔的气相出口与原料二级冷却器的另外两个入口相连；解吸 塔的塔底液相出口与预热器的冷物流入口相连，预热器的冷物流出口与精馏塔的进料口相 连；精馏塔的塔底液相出口与加压泵的入口相连，加压泵的出口与预热器的热物流入口相 连；预热器的热物流出口与吸收剂一级冷却器的入口相连，吸收剂一级冷却器的出口与吸 收剂二级冷却器的入口相连；吸收剂二级冷却器的出口与吸收剂混合器的一个入口相连， 吸收剂混合器的出口与吸收塔的液相入口相连；吸收塔塔顶设置燃料尾气出口，精馏塔塔 顶产设置乙烯、乙烷产品出口。
[0008] 本发明的一种油吸收干气回收乙烯、乙烷的三塔回收方法，原料气在压缩机中增 压后，经过原料一级冷却器冷却，与吸收液和解吸气一起进入原料二级冷却器；二级冷却进 料进入分离罐进行汽液分离，产生吸收气和解吸液；吸收气进入吸收塔下部，解吸液进入解 吸塔上部；解吸液从解吸塔底部采出后，进入预热器预热后形成预热液进入精馏塔；精馏 塔塔顶产出乙烯、乙烷产品，塔底采出热吸收剂；热吸收剂经过加压泵后形成加压吸收剂； 加压吸收剂经过预热器换热后降温，形成预冷吸收剂；预冷吸收剂经过吸收剂一级冷却器 和吸收剂二级冷却器后，形成二级冷却吸收剂；二级冷却吸收剂与补充吸收剂在吸收剂混 合器中混合形成循环吸收剂2进入吸收塔2上部；吸收塔塔顶产出燃料尾气。
[0009] 具体技术条件优选如下：
[0010] 所述的压缩机出口压力为2. 8~3. 4Mpa ;
[0011] 所述的原料一级冷却器出口温度为32~40 °C ;原料二级冷却器出口温度 为-20 ~-KTC0
[0012] 所述的吸收塔压力为2. 8~3. 4MPa，理论板数为18~24。
[0013] 所述的解吸塔的操作压力为2. 9~3. 5MPa，理论板数为10~16。
[0014] 所述的预热器的冷物料出口温度为130~140°C。
[0015] 所述的精馏塔的操作压力为2. 2~2. 8MPa，回流比为L 8~2. 2,理论板数为16~ 24。
[0016] 所述的吸收剂一级冷却器的出口温度为32~40°C，吸收剂二级冷却器的出口温 度为-20~-10°C。
[0017] 本发明具有以下优点：
[0018] (1)提出了一种油吸收干气回收乙烯、乙烷的三塔工艺。用常规的吸收法回收干气 中的乙烯时，由于没有汽提的作用，乙烯、乙烷产品中甲烷等杂质气体含量较高，无法直接 进入脱乙烷塔获得聚合级的乙烯；而只能与深冷或者其他工艺相配套使用，这样会带来额 外的投资。而新的流程只需要吸收就可以获得聚合级的乙烯原料，回收率达到90%以上。
[0019] (2)本方法利用了吸收法灵活、对原料适应性强的特点，对于组成复杂的催化裂化 干气有较好地吸收效果。相比深冷法，该方法避免了乙烯制冷机，节约了能耗和投资。
【附图说明】
[0020] 图1为本发明工艺流程示意图。
【具体实施方式】
[0021] 以下结合附图和具体实施方案对本发明进行更详细的介绍，但不对本发明的可实 施范围构成任何限定。
[0022] 装置如图1所示：压缩机2的出口与原料一级冷却器4的入口相连接，原料一级 冷却器4的出口与原料二级冷却器6的一个干气气相入口相连。原料二级冷却器6的出口 与分离罐8的入口相连，分离罐8的气相出口与吸收塔29的气相入口连接，液相出口与解 吸塔13塔顶的液相入口相连接。吸收塔29的液相出口与原料二级冷却器6的液相入口相 连，解吸塔13的气相出口与原料二级冷却器6的解吸气入口相连。解吸塔13的塔底液相 出口与预热器15的冷物流入口相连，预热器15的冷物流出口与精馏塔17的进料口相连。 精馏塔17的塔底液相出口与加压泵19的入口相连，加压泵19的出口与预热器15的热物 流入口相连。预热器15的热物流出口与吸收剂一级冷却器22的入口相连，吸收剂一级冷 却器22的出口与吸收剂二级冷却器24的入口相连。吸收剂二级冷却器24的出口与吸收 剂混合器27的一个入口相连，吸收剂混合器27的出口与吸收塔29的液相入口相连。
[0023] 本发明提出的一种油吸收干气回收乙烯、乙烷的三塔方法，其分离流程为：原料气 1在压缩机2中增压后，经过原料一级冷却器4冷却，与吸收液12和解吸气1 1 一起进入原 料二级冷却器6。二级冷却进料7进入分离罐8进行汽液分离，产生吸收气10和解吸液9。 吸收气10进入吸收塔29下部，解吸液9进入解吸塔13上部。解吸液14从解吸塔13底部 采出后，进入预热器15预热后形成预热液16进入精馏塔17。精馏塔17塔顶产出乙烯、乙 烷产品31，塔底采出热吸收剂18。热吸收剂18经过加压泵19后形成加压吸收剂20。加压 吸收剂20经过预热器15换热后降温，形成预冷吸收剂21。预冷吸收剂21经过吸收剂一 级冷却器21和吸收剂二级冷却器24后，形成二级冷却吸收剂25。二级冷却吸收剂25与 补充吸收剂26在吸收剂混合器27中混合形成循环吸收剂28进入吸收塔29上部。吸收塔 29塔顶产出燃料尾气30。
[0024] 具体技术条件为：压缩机2出口压力为2. 8~3. 4Mpa ;原料一级冷却器4出口 温度为32~40°C ;原料二级冷却器6出口温度为-20~-KTC ;吸收塔29压力为2. 8~ 3. 4MPa，理论板数为18~24。在吸收塔29中，吸收剂将大部分乙烯、乙烷等重组分吸收下 来，集中在塔底，而甲烷等杂质气体集中在塔顶。解吸塔13的操作压力为2. 9~3. 5MPa，理 论板数为10~16。解吸塔13中，甲烷等杂质气体通过解吸作用集中在塔顶，乙烯及其他 物质集中在塔底。预热器15的冷物料出口温度为130~140°C。精馏塔17的操作压力为 2. 2~2. 8MPa，回流比为1. 8~2. 2,理论板数为16~24。吸收剂一级冷却器22的出口温 度为32~40 °C，吸收剂二级冷却器24的出口温度为-20~-KTC。整个流程中的吸收剂 米用C5馏分。
[0025] 实施例1.
[0026] 原料气 1 的摩尔组成为 21. 1 % Η2+24· 5 % Ν2+24· 3 % CH4+21 % C2H4+7. 8 % C2H6+0. 2C3H6+0. 4% 02+0. 6% CO,质量流量为 7. 5tons/hr，温度 40°C。工艺中采用 C5 作为 吸收剂，循环吸收剂的量为20tons/hr。
[0027] 压缩机2将原料气1压缩到3. 05Mpa，原料一级冷却器4将压缩气3冷却至32°C， 原料二级冷却器6将吸收液12、一级冷却气5、解吸气11冷却至-15°C。分离罐8在3. 05MPa 绝热闪蒸。吸收塔29理论板数为12,操作压力为3MPa ;解吸塔13理论板数为10,操作压力 为3. 05MPa。预热器15将解吸液14预热至132°C。精馏塔17理论板数为20,操作压力为 2. 6MPa，回流比为2,预热液16从第10块进料。热吸收剂18经过加压泵19加压至3MPa。 吸收剂一级冷却器22将预冷吸收剂21冷却至32°C，吸收剂二级冷却剂24将一级冷却吸收 剂23冷却至-15°C。二次冷却吸收剂25与补充吸收剂26在吸收剂混合器27混合后，形成 循环吸收剂28进入吸收塔29的第一块理论板。表格1显示，乙烯、乙烷产品31中甲烷占 甲烷乙烯两者摩尔流量的分数为0.045%，在经过脱乙烷之后可以获得聚合级乙烯。
[0028] 表格1典型催化干气吸收分离结果：
[0029]
[0031] 从表中可以计算得出，乙烯、乙烷产品中的CH4与C2H4摩尔流量分别为0. 03kmol 和66. 64kmol。CH4占两者之和的摩尔分数为0. 00045,即不到0. 05%。这样的气相产品经 过脱乙烷塔的处理后，可以直接获得聚合级的乙烯。
【主权项】
1. 一种油吸收干气回收高纯度乙烯、乙烷的三塔装置：包括压缩机、吸收塔、解吸塔和 精馏塔；其特征是压缩机的出口与原料一级冷却器的入口相连接，原料一级冷却器的出口 与原料二级冷却器的一个入口相连；原料二级冷却器的出口与分离罐的入口相连，分离罐 的气相出口与吸收塔的气相入口连接，分离罐的液相出口与解吸塔塔顶的液相入口相连 接；吸收塔的液相出口和解吸塔的气相出口与原料二级冷却器的另外两个入口相连；解吸 塔的塔底液相出口与预热器的冷物流入口相连，预热器的冷物流出口与精馏塔的进料口相 连；精馏塔的塔底液相出口与加压泵的入口相连，加压泵的出口与预热器的热物流入口相 连；预热器的热物流出口与吸收剂一级冷却器的入口相连，吸收剂一级冷却器的出口与吸 收剂二级冷却器的入口相连；吸收剂二级冷却器的出口与吸收剂混合器的一个入口相连， 吸收剂混合器的出口与吸收塔的液相入口相连；吸收塔塔顶设置燃料尾气出口，精馏塔塔 顶产设置乙烯、乙烷产品出口。2. -种油吸收干气回收乙烯、乙烷的三塔回收方法，其特征是：原料气在压缩机中增 压后，经过原料一级冷却器冷却，与吸收液和解吸气一起进入原料二级冷却器；二级冷却进 料进入分离罐进行汽液分离，产生吸收气和解吸液；吸收气进入吸收塔下部，解吸液进入解 吸塔上部；解吸液从解吸塔底部采出后，进入预热器预热后形成预热液进入精馏塔；精馏 塔塔顶产出乙烯、乙烷产品，塔底采出热吸收剂；热吸收剂经过加压泵后形成加压吸收剂； 加压吸收剂经过预热器换热后降温，形成预冷吸收剂；预冷吸收剂经过吸收剂一级冷却器 和吸收剂二级冷却器后，形成二级冷却吸收剂；二级冷却吸收剂与补充吸收剂在吸收剂混 合器中混合形成循环吸收剂2进入吸收塔2上部；吸收塔塔顶产出燃料尾气。3. 如权利要求2所述的方法，其特征是所述的压缩机出口压力为2. 8~3. 4Mpa。4. 如权利要求2所述的方法，其特征是所述的原料一级冷却器出口温度为32~40°C; 原料二级冷却器出口温度为-20~-10 °C。5. 如权利要求2所述的方法，其特征是所述的吸收塔压力为2. 8~3. 4MPa，理论板数 为18~24。6. 如权利要求2所述的方法，其特征是所述的解吸塔的操作压力为2. 9~3. 5MPa，理 论板数为10~16。7. 如权利要求2所述的方法，其特征是所述的预热器的冷物料出口温度为130~ 140。。。8. 如权利要求2所述的方法，其特征是所述的精馏塔的操作压力为2. 2~2. 8MPa，回 流比为1. 8~2. 2,理论板数为16~24。9. 如权利要求2所述的方法，其特征是所述的吸收剂一级冷却器的出口温度为32~ 40°C，吸收剂二级冷却器的出口温度为-20~-KTC。
【专利摘要】本发明涉及一种油吸收干气回收乙烯、乙烷的三塔装置与方法；干气经过压缩机加压、冷却后与来自吸收塔的富液以及解吸塔的解吸气混合后进入换热器冷却，达到吸收温度。进入闪蒸罐进行一次闪蒸，气相作为吸收塔的气相进料，从塔底进入；液相作为解吸塔的进料从塔顶进入；解吸塔塔底产品经过精馏塔精制后，得到乙烯、乙烷产品；精馏塔塔底产品经过补充、冷却后返回吸收塔顶，作为吸收剂。吸收塔中设置了中间冷凝器及时移走吸收产生的热量。本发明通过调节解吸塔来控制甲烷等轻组分的含量，甲烷相对乙烯的含量低于0.05％，可以直接进入乙烯塔获得聚合级乙烯。本发明的方法适用于从催化裂化干气中分离回收C2组分，有望取代深冷法。
【IPC分类】C07C7/11, C07C7/04, C07C11/04, C10G70/04, C07C7/00, C07C9/06
【公开号】CN104892340
【申请号】CN201510314992
【发明人】李鑫钢, 王珏, 陈超, 李优, 李永红
【申请人】天津大学
【公开日】2015年9月9日
【申请日】2015年6月10日
【技术领域】
[0001] 本发明涉及催化裂化干气分离工艺，尤其涉及油吸收的工艺来回收乙烯、乙烷的 设备和方法，其主要特点是产品可以直接进入脱乙烷塔获得聚合级乙烯。属于化工技术。
【背景技术】
[0002] 催化裂化干气，是石油炼制过程中产生的一种产生量较大的气体，其主要成分包 括氢气、氮气、氧气、甲烷、乙烯、乙烷等。在大部分情况下，由于干气回收手段的缺乏，干气 都是作为燃料气直接燃烧。这对其中以乙烯、乙烷为代表的有价值的气体是一种极大的浪 费。同时，随着多产烯烃的催化裂解工艺不断开发，干气的量以及其中乙烯的含量都在增 加。因此，回收干气，尤其是回收其中的乙烯就显得非常重要，这也是炼油企业增加乙烯产 量、节约资源的重要途径。
[0003] 回收炼厂干气中的乙烯目前有如下几个方案：深冷分离、吸收、变压吸附等。深冷 回收技术由美国石伟公司为代表，通过分凝器达到回收乙烯的目的。但是由于深冷法存在 操作压力高、能耗高的缺点，同时在国内应用涉及到一定的专利费用，所以在国内应用存在 较多困难。变压吸附法主要通过吸附脱附循环将干气中的乙烯乙烷等回收，一般获得的乙 烯、乙烷浓度在80%以上。该方法在国内茂名石化等有所应用。
[0004] 油吸收法一般利用丁烷、戊烷或芳烃作为吸收剂，吸收干气中的乙烯以上组分，再 用精馏法把吸收的各个组分逐一分离。目前吸收法获得的产品中，甲烷的含量较高，产品气 体还需要进入裂解气深冷分离系统进行分离才能获得聚合级乙烯，这极大地限制了吸收法 的应用范围。对于没有深冷脱甲烷的企业来说，得到聚合级乙烯的投资变的非常大。
【发明内容】
[0005] 本发明针对现有技术的不足，提出了一种油吸收干气回收乙烯、乙烷产品的三塔 装置与方法。干气经过压缩机加压、冷却后与来自吸收塔的富液以及解吸塔的解吸气混合 后进入换热器冷却，达到吸收温度；之后进入闪蒸罐进行一次闪蒸，气相作为吸收塔的气相 进料，从塔底进入；液相作为解吸塔的进料从塔顶进入；解吸塔塔底产品经过精馏塔精制 后，得到C2产品。精馏塔塔底产品经过补充、冷却后返回吸收塔顶，作为吸收剂。吸收塔中 设置了中间冷凝器及时移走吸收产生的热量。其优点在于可以通过调节解吸塔来控制甲烷 等轻组分的含量，通过精馏塔来回收吸收剂，通过换热器来控制吸收的温度。这样的得到的 C2产品中，甲烷相对乙烯的含量低于0. 05%，可以直接进入乙烯塔获得聚合级乙烯。本发 明的方法适用于从催化裂化干气中分离回收C2组分，有望取代深冷法。
[0006] 本发明的技术方案如下：
[0007] -种油吸收干气回收高纯度乙烯、乙烷的三塔装置：包括压缩机、吸收塔、解吸塔 和精馏塔；其特征是压缩机的出口与原料一级冷却器的入口相连接，原料一级冷却器的出 口与原料二级冷却器的一个入口相连；原料二级冷却器的出口与分离罐的入口相连，分离 罐的气相出口与吸收塔的气相入口连接，分离罐的液相出口与解吸塔塔顶的液相入口相连 接；吸收塔的液相出口和解吸塔的气相出口与原料二级冷却器的另外两个入口相连；解吸 塔的塔底液相出口与预热器的冷物流入口相连，预热器的冷物流出口与精馏塔的进料口相 连；精馏塔的塔底液相出口与加压泵的入口相连，加压泵的出口与预热器的热物流入口相 连；预热器的热物流出口与吸收剂一级冷却器的入口相连，吸收剂一级冷却器的出口与吸 收剂二级冷却器的入口相连；吸收剂二级冷却器的出口与吸收剂混合器的一个入口相连， 吸收剂混合器的出口与吸收塔的液相入口相连；吸收塔塔顶设置燃料尾气出口，精馏塔塔 顶产设置乙烯、乙烷产品出口。
[0008] 本发明的一种油吸收干气回收乙烯、乙烷的三塔回收方法，原料气在压缩机中增 压后，经过原料一级冷却器冷却，与吸收液和解吸气一起进入原料二级冷却器；二级冷却进 料进入分离罐进行汽液分离，产生吸收气和解吸液；吸收气进入吸收塔下部，解吸液进入解 吸塔上部；解吸液从解吸塔底部采出后，进入预热器预热后形成预热液进入精馏塔；精馏 塔塔顶产出乙烯、乙烷产品，塔底采出热吸收剂；热吸收剂经过加压泵后形成加压吸收剂； 加压吸收剂经过预热器换热后降温，形成预冷吸收剂；预冷吸收剂经过吸收剂一级冷却器 和吸收剂二级冷却器后，形成二级冷却吸收剂；二级冷却吸收剂与补充吸收剂在吸收剂混 合器中混合形成循环吸收剂2进入吸收塔2上部；吸收塔塔顶产出燃料尾气。
[0009] 具体技术条件优选如下：
[0010] 所述的压缩机出口压力为2. 8~3. 4Mpa ;
[0011] 所述的原料一级冷却器出口温度为32~40 °C ;原料二级冷却器出口温度 为-20 ~-KTC0
[0012] 所述的吸收塔压力为2. 8~3. 4MPa，理论板数为18~24。
[0013] 所述的解吸塔的操作压力为2. 9~3. 5MPa，理论板数为10~16。
[0014] 所述的预热器的冷物料出口温度为130~140°C。
[0015] 所述的精馏塔的操作压力为2. 2~2. 8MPa，回流比为L 8~2. 2,理论板数为16~ 24。
[0016] 所述的吸收剂一级冷却器的出口温度为32~40°C，吸收剂二级冷却器的出口温 度为-20~-10°C。
[0017] 本发明具有以下优点：
[0018] (1)提出了一种油吸收干气回收乙烯、乙烷的三塔工艺。用常规的吸收法回收干气 中的乙烯时，由于没有汽提的作用，乙烯、乙烷产品中甲烷等杂质气体含量较高，无法直接 进入脱乙烷塔获得聚合级的乙烯；而只能与深冷或者其他工艺相配套使用，这样会带来额 外的投资。而新的流程只需要吸收就可以获得聚合级的乙烯原料，回收率达到90%以上。
[0019] (2)本方法利用了吸收法灵活、对原料适应性强的特点，对于组成复杂的催化裂化 干气有较好地吸收效果。相比深冷法，该方法避免了乙烯制冷机，节约了能耗和投资。
【附图说明】
[0020] 图1为本发明工艺流程示意图。
【具体实施方式】
[0021] 以下结合附图和具体实施方案对本发明进行更详细的介绍，但不对本发明的可实 施范围构成任何限定。
[0022] 装置如图1所示：压缩机2的出口与原料一级冷却器4的入口相连接，原料一级 冷却器4的出口与原料二级冷却器6的一个干气气相入口相连。原料二级冷却器6的出口 与分离罐8的入口相连，分离罐8的气相出口与吸收塔29的气相入口连接，液相出口与解 吸塔13塔顶的液相入口相连接。吸收塔29的液相出口与原料二级冷却器6的液相入口相 连，解吸塔13的气相出口与原料二级冷却器6的解吸气入口相连。解吸塔13的塔底液相 出口与预热器15的冷物流入口相连，预热器15的冷物流出口与精馏塔17的进料口相连。 精馏塔17的塔底液相出口与加压泵19的入口相连，加压泵19的出口与预热器15的热物 流入口相连。预热器15的热物流出口与吸收剂一级冷却器22的入口相连，吸收剂一级冷 却器22的出口与吸收剂二级冷却器24的入口相连。吸收剂二级冷却器24的出口与吸收 剂混合器27的一个入口相连，吸收剂混合器27的出口与吸收塔29的液相入口相连。
[0023] 本发明提出的一种油吸收干气回收乙烯、乙烷的三塔方法，其分离流程为：原料气 1在压缩机2中增压后，经过原料一级冷却器4冷却，与吸收液12和解吸气1 1 一起进入原 料二级冷却器6。二级冷却进料7进入分离罐8进行汽液分离，产生吸收气10和解吸液9。 吸收气10进入吸收塔29下部，解吸液9进入解吸塔13上部。解吸液14从解吸塔13底部 采出后，进入预热器15预热后形成预热液16进入精馏塔17。精馏塔17塔顶产出乙烯、乙 烷产品31，塔底采出热吸收剂18。热吸收剂18经过加压泵19后形成加压吸收剂20。加压 吸收剂20经过预热器15换热后降温，形成预冷吸收剂21。预冷吸收剂21经过吸收剂一 级冷却器21和吸收剂二级冷却器24后，形成二级冷却吸收剂25。二级冷却吸收剂25与 补充吸收剂26在吸收剂混合器27中混合形成循环吸收剂28进入吸收塔29上部。吸收塔 29塔顶产出燃料尾气30。
[0024] 具体技术条件为：压缩机2出口压力为2. 8~3. 4Mpa ;原料一级冷却器4出口 温度为32~40°C ;原料二级冷却器6出口温度为-20~-KTC ;吸收塔29压力为2. 8~ 3. 4MPa，理论板数为18~24。在吸收塔29中，吸收剂将大部分乙烯、乙烷等重组分吸收下 来，集中在塔底，而甲烷等杂质气体集中在塔顶。解吸塔13的操作压力为2. 9~3. 5MPa，理 论板数为10~16。解吸塔13中，甲烷等杂质气体通过解吸作用集中在塔顶，乙烯及其他 物质集中在塔底。预热器15的冷物料出口温度为130~140°C。精馏塔17的操作压力为 2. 2~2. 8MPa，回流比为1. 8~2. 2,理论板数为16~24。吸收剂一级冷却器22的出口温 度为32~40 °C，吸收剂二级冷却器24的出口温度为-20~-KTC。整个流程中的吸收剂 米用C5馏分。
[0025] 实施例1.
[0026] 原料气 1 的摩尔组成为 21. 1 % Η2+24· 5 % Ν2+24· 3 % CH4+21 % C2H4+7. 8 % C2H6+0. 2C3H6+0. 4% 02+0. 6% CO,质量流量为 7. 5tons/hr，温度 40°C。工艺中采用 C5 作为 吸收剂，循环吸收剂的量为20tons/hr。
[0027] 压缩机2将原料气1压缩到3. 05Mpa，原料一级冷却器4将压缩气3冷却至32°C， 原料二级冷却器6将吸收液12、一级冷却气5、解吸气11冷却至-15°C。分离罐8在3. 05MPa 绝热闪蒸。吸收塔29理论板数为12,操作压力为3MPa ;解吸塔13理论板数为10,操作压力 为3. 05MPa。预热器15将解吸液14预热至132°C。精馏塔17理论板数为20,操作压力为 2. 6MPa，回流比为2,预热液16从第10块进料。热吸收剂18经过加压泵19加压至3MPa。 吸收剂一级冷却器22将预冷吸收剂21冷却至32°C，吸收剂二级冷却剂24将一级冷却吸收 剂23冷却至-15°C。二次冷却吸收剂25与补充吸收剂26在吸收剂混合器27混合后，形成 循环吸收剂28进入吸收塔29的第一块理论板。表格1显示，乙烯、乙烷产品31中甲烷占 甲烷乙烯两者摩尔流量的分数为0.045%，在经过脱乙烷之后可以获得聚合级乙烯。
[0028] 表格1典型催化干气吸收分离结果：
[0029]
[0031] 从表中可以计算得出，乙烯、乙烷产品中的CH4与C2H4摩尔流量分别为0. 03kmol 和66. 64kmol。CH4占两者之和的摩尔分数为0. 00045,即不到0. 05%。这样的气相产品经 过脱乙烷塔的处理后，可以直接获得聚合级的乙烯。
【主权项】
1. 一种油吸收干气回收高纯度乙烯、乙烷的三塔装置：包括压缩机、吸收塔、解吸塔和 精馏塔；其特征是压缩机的出口与原料一级冷却器的入口相连接，原料一级冷却器的出口 与原料二级冷却器的一个入口相连；原料二级冷却器的出口与分离罐的入口相连，分离罐 的气相出口与吸收塔的气相入口连接，分离罐的液相出口与解吸塔塔顶的液相入口相连 接；吸收塔的液相出口和解吸塔的气相出口与原料二级冷却器的另外两个入口相连；解吸 塔的塔底液相出口与预热器的冷物流入口相连，预热器的冷物流出口与精馏塔的进料口相 连；精馏塔的塔底液相出口与加压泵的入口相连，加压泵的出口与预热器的热物流入口相 连；预热器的热物流出口与吸收剂一级冷却器的入口相连，吸收剂一级冷却器的出口与吸 收剂二级冷却器的入口相连；吸收剂二级冷却器的出口与吸收剂混合器的一个入口相连， 吸收剂混合器的出口与吸收塔的液相入口相连；吸收塔塔顶设置燃料尾气出口，精馏塔塔 顶产设置乙烯、乙烷产品出口。2. -种油吸收干气回收乙烯、乙烷的三塔回收方法，其特征是：原料气在压缩机中增 压后，经过原料一级冷却器冷却，与吸收液和解吸气一起进入原料二级冷却器；二级冷却进 料进入分离罐进行汽液分离，产生吸收气和解吸液；吸收气进入吸收塔下部，解吸液进入解 吸塔上部；解吸液从解吸塔底部采出后，进入预热器预热后形成预热液进入精馏塔；精馏 塔塔顶产出乙烯、乙烷产品，塔底采出热吸收剂；热吸收剂经过加压泵后形成加压吸收剂； 加压吸收剂经过预热器换热后降温，形成预冷吸收剂；预冷吸收剂经过吸收剂一级冷却器 和吸收剂二级冷却器后，形成二级冷却吸收剂；二级冷却吸收剂与补充吸收剂在吸收剂混 合器中混合形成循环吸收剂2进入吸收塔2上部；吸收塔塔顶产出燃料尾气。3. 如权利要求2所述的方法，其特征是所述的压缩机出口压力为2. 8~3. 4Mpa。4. 如权利要求2所述的方法，其特征是所述的原料一级冷却器出口温度为32~40°C; 原料二级冷却器出口温度为-20~-10 °C。5. 如权利要求2所述的方法，其特征是所述的吸收塔压力为2. 8~3. 4MPa，理论板数 为18~24。6. 如权利要求2所述的方法，其特征是所述的解吸塔的操作压力为2. 9~3. 5MPa，理 论板数为10~16。7. 如权利要求2所述的方法，其特征是所述的预热器的冷物料出口温度为130~ 140。。。8. 如权利要求2所述的方法，其特征是所述的精馏塔的操作压力为2. 2~2. 8MPa，回 流比为1. 8~2. 2,理论板数为16~24。9. 如权利要求2所述的方法，其特征是所述的吸收剂一级冷却器的出口温度为32~ 40°C，吸收剂二级冷却器的出口温度为-20~-KTC。
【专利摘要】本发明涉及一种油吸收干气回收乙烯、乙烷的三塔装置与方法；干气经过压缩机加压、冷却后与来自吸收塔的富液以及解吸塔的解吸气混合后进入换热器冷却，达到吸收温度。进入闪蒸罐进行一次闪蒸，气相作为吸收塔的气相进料，从塔底进入；液相作为解吸塔的进料从塔顶进入；解吸塔塔底产品经过精馏塔精制后，得到乙烯、乙烷产品；精馏塔塔底产品经过补充、冷却后返回吸收塔顶，作为吸收剂。吸收塔中设置了中间冷凝器及时移走吸收产生的热量。本发明通过调节解吸塔来控制甲烷等轻组分的含量，甲烷相对乙烯的含量低于0.05％，可以直接进入乙烯塔获得聚合级乙烯。本发明的方法适用于从催化裂化干气中分离回收C2组分，有望取代深冷法。
【IPC分类】C07C7/11, C07C7/04, C07C11/04, C10G70/04, C07C7/00, C07C9/06
【公开号】CN104892340
【申请号】CN201510314992
【发明人】李鑫钢, 王珏, 陈超, 李优, 李永红
【申请人】天津大学
【公开日】2015年9月9日
【申请日】2015年6月10日
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