用於分離催化裂化幹氣或乙烯裂解氣中的乙烯、乙烷的吸收水合耦合裝置及方法
2023-06-13 15:28:21 2
專利名稱：用於分離催化裂化幹氣或乙烯裂解氣中的乙烯、乙烷的吸收水合耦合裝置及方法
技術領域：
本發明涉及將吸收分離工藝和水合分離工藝結合起來分離回收催化幹氣或乙烯裂解氣中的乙烯、乙烷的組合裝置及方法，屬於化工技術。
背景技術：
催化裂化作為煉油技術核心，在原油深度加工方面發揮了重要作用，也是煉油企業最大的效益裝置之一。催化裂化裝置生產的液化氣，經氣分裝置回收丙烯，也給許多煉油企業帶來了很好的效益。但作為催化裝置副產品的幹氣，目前對其利用重視不足，通常作為燃料使用。然而，催化幹氣中含有較高附加值的乙烯，如果能合適地加以回收，將是催化裂化裝置的另一個效益增長亮點。
催化幹氣中乙烯含量較低，從目前可行的應用方式看，主要有2種一是直接用於幹氣作為原料，利用其中的乙烯，直接與苯反應生產乙苯，但因催化幹氣中乙烯濃度較低， 相對高純度乙烯來說，其設備投資相對較大；二是通過對幹氣中的乙烯進行濃縮，而後通過分離得到聚合級的乙烯。深冷分離技術能耗高，設備投資大；變壓吸附的主要缺點是難以通過一次分離得到聚合級乙烯，一般條件下得到的乙烯純度為80% (體積分數)，如採用配套組合工藝生產高純度乙烯，投資相應增大；中冷油吸收技術，只能生產84% (體積分數)粗乙烯；先進的回收系統技術(ARS)，能耗低，比常規的深冷分離技術節能15%-25%，烴類回收率達到96%，對原料適應性強、產品純度高，但該工藝為國外技術，涉及的專利費用較高。
乙烯工業作為石化行業的支柱產業，歷來在國民經濟中佔有重要地位。乙烯裝置最複雜的部分就是深冷分離工段，是整個裝置或生產工藝擴能增效的瓶頸。水合物分離技術剛好能滿足以上所述的這些低沸點氣體混合物的分離需要。
水合物是水和小分子氣體(CH4、C2H4、C2H6、C02、N2等)在一定溫度、壓力條件下形成的一種「籠型」物質。由於不同氣體形成水合物的難易程度不一樣，因此可通過生成水合物的方法，使易生成水合物的組分優先進入水合物相而實現氣體混合物的分離。由於水合物法的最大優勢是可以在o°c以上實現低沸點氣體混合物的分離，而常規精餾法則需要在很低的溫度下進行，如甲烷和氫氣的分離需要在-160°c左右進行、甲烷和乙烷的分離需要在-110°C左右進行，所以利用水合物法分離某些低沸點氣體混合物已經受到業界的重視。
單純的水合物法處理多組分混合氣體時存在著先天的缺陷，例如由於氣體在水中的溶解度一般很小和水只能與混合氣體中易於水合的特定組分實現水合，使水合分離方法處理多組分混合氣體是的速度和分離效果不是很理想。另一方面，利用單純的水合物法對低沸點氣體進行分離和回收，要提高分離效果，需要儘可能提高水合物的生成量，對設備的效能和過程能耗都提出更高的要求。研究發現，水合過程分離Cl和C2時，C2濃度較低時水合分離效率較高，因此水合分離過程用於低濃度C2濃縮比較有利。傳統的吸收分離方法通過氣體在氣液兩相的分配係數差異實現分離，但在實際應用中， 當氣相中C2濃度較低時，由於平衡關係的影響，需要使用大量的吸收劑，故低濃度分離經濟不合算。
發明內容
本發明根據現有技術的不足，提出了一種用於分離催化裂化幹氣或乙烯裂解氣中的こ烯、こ烷的吸收水合耦合裝置及方法，具體技術方案如下一種用於分離催化裂化幹氣或乙烯裂解氣中的乙烯、乙烷的吸收水合耦合裝置，增壓機BI排氣管與換熱器B2入口連接，換熱器B2出ロ連接絕熱平衡罐B3進ロ。絕熱平衡罐B3的氣體出ロ管路連接吸收塔B4底部氣體入ロ，絕熱平衡罐B3的液體出ロ連接解吸塔B5頂部液體入ロ。吸收塔B4底部液體出ロ連接換熱器B2進ロ ；吸收塔B4的塔頂氣體出口連接換熱器Bll的進ロ。解吸塔B5頂部氣體出口連接換熱器B2進ロ管路。解吸塔B5底部液體出ロ連接吸收劑再生精餾塔B6中部的進料ロ，吸收劑再生精餾塔B6塔頂為產品出口，吸收劑再生精餾塔B6塔底液體出口連接泵B8進液ロ，泵B8的出液管路連接換熱器BlO進ロ，換熱器BlO出ロ連接吸收塔B4頂部進液管。換熱器Bll氣體出ロ連接水合反應器B12進氣ロ，水合反應器B12底部液體出ロ連接水合物分解罐B13中部的進液管，水合物分解罐B13頂部氣體出ロ連接增壓機BI氣體入ロ。水合物分解罐B13底部液體出ロ連接泵B14進液ロ，泵B14的排液管連接換熱器B15進液管，換熱器B15的排液管連接水合反應器B12的進液管。其中吸收劑再生精餾塔B6的底部液體出口還可以改為連接解吸塔B5的再沸器加熱介質入ロ，B5再沸器的加熱介質出ロ連接泵B8液體入ロ。水合反應器B12形式不限，一切有利於氣液接觸的裝備都可使用。本發明提出了一種用於分離催化裂化幹氣或こ烯裂解氣中的こ烯、こ烷的吸收水合耦合方法，其吸收分離過程為原料氣I先在壓縮機BI增壓後進入換熱器B2換熱，然後進入絕熱平衡罐B3。絕熱平衡罐B3中的氣相物流3進入吸收塔B4底部，絕熱平衡罐B3中的液相物流7進入解吸塔B5頂部。絕熱平衡罐B3中的氣相物流3在吸收塔B4中上行時與從吸收塔B4塔頂部下行的吸收劑5接觸，絕熱平衡罐B3中的氣相物流3中大量的C2以及少量的N2和CH4被吸收劑吸收後經吸收塔B4底部液相物流6進入換熱器B2 ;絕熱平衡罐B3中的氣相物流3中的剩餘氣體由吸收塔B4的塔頂氣相物流4排除。絕熱平衡罐B3中的液相物流7經解吸塔B5頂部下行的過程中與解吸塔B5底部再沸器中上行的氣相逆流接觸，絕熱平衡罐B3中的液相物流7中的N2，CH4被解吸進入氣相，經解吸塔B5頂部氣相物流8排出；解吸塔B5頂部氣相物流8中為吸收劑，C2，N2, CH4的氣體混合物，解吸塔B5頂部氣相物流8進入換熱器B2。解吸塔B5底部得到液相物流9主要含C2和吸收劑。解吸塔B5底部得到液相物流9進入吸收劑再生精餾塔B6，吸收劑再生精餾塔B6塔頂得氣相C2產品10，其摩爾濃度可達99. 6%，可直接進入乙烯塔分離得到聚合級こ烯。吸收劑再生精餾塔B6塔底得到再生的吸收劑，吸收劑攜帶的熱量可用於為解吸塔B5的塔釜再沸器及中間再沸器供熱，回收能量，經換熱加壓後與補充的部分新鮮吸收劑15—起進入吸收塔B4頂部。具體技術條件為水合分離過程從吸收塔B4頂部排出的氣相物流4中C2摩爾分率為5%-15%，經換熱器則1換熱至-5.0-5°C後進入水合分離過程，在水合反應器B12中與水或油水乳液充分接觸後分離為主要含CH4、N2的氣相物流21，水合物漿液18。水合物漿液18進入水合物分解罐B13中，經減壓或加熱或減壓、加熱同時進行，C2、CH4的混合氣體由分解罐B13頂部氣相物流20排出，作為循環物流與原料氣I合併進入增壓機BI。分解罐B13底部得到的水或油水乳液19經換熱加壓後進入水合反應器循環使用。吸收分離過程使用的吸收劑為C4, C5，或二者的混合溶劑；水合分離過程使用純水或油水乳液。
增壓機BI出口壓力2 4MPa;換熱器B2出口溫度_35 45°C ;絕熱平衡罐B3 壓力2 4MPa，絕熱；吸收塔B4塔頂壓力2 4MPa，氣液進料溫度_35 45°C;解吸塔B5 塔頂壓力2 4MPa，塔釜溫度40 140°C;吸收劑再生精餾塔B6操作壓力I 2. 5MPa,塔頂溫度-30 -10°C ;泵B8的出口壓力2 4MPa;換熱器BlO的出口溫度-30 45°C ;換熱器Bll的出口溫度-5 5°C ;水合反應器壓力2 44MPa，溫度-5 5°C ;水合物分解罐B13壓力O.1 2MPa，溫度I 25°C ;泵則4的出口壓力2 4MPa ;換熱器B15出口溫度-5 5。。。
本發明具有如下優點
⑴提供了一種分離催化幹氣或乙烯裂解氣中的C2H4、C2H6的組合工藝。常規精餾法分離甲烷和乙烷、乙烯時通常在-100°C以下進行，需要複雜的復疊製冷循環系統，需要甲烷作為製冷劑，能量品位高；而本方法全流程在-30°C至零度以上進行，僅需要少量丙烯製冷劑或者循環水降溫，能量品位大大降低，因此公用工程費用大大降低。變壓吸附的主要缺點是難以通過一次分離得到聚合級乙烯，一般條件下得到的乙烯純度為80% (體積分數)，如採用配套組合工藝生產高純度乙烯，投資相應增大；中冷油吸收技術，只能生產84% (體積分數)粗乙烯；本發明方法可以得到摩爾濃度高達99. 6%的C2產品，C2產品收率能達到92%以上。
⑵本方法利用吸收和水合分離相耦合的方法發揚了兩種方法各自的優勢，又同時避免了兩種方法各自的劣勢，即高濃度有利於吸收分離而低濃度有利於水合高效分離。本耦合法與單一的吸收法相比所用吸收劑質量減少了 34%，能耗降低14.5% ;與單一的多級水合分離法相比C2產品純度和收率大大提高。
本發明的組合工藝適用於以下幾方面
⑴回收催化幹氣中的C2H4、C2H6等經濟價值較高的組分。
⑵應用於乙烯生產過程。取代脫甲烷塔和冷箱，直接讓99. 6%以上的C2混合物進入乙烯
塔，避免深冷分離。
圖1為本發明工藝流程示意圖。具體實施方案
以下結合附圖和具體實施方案對本發明進行更詳細的介紹，但不對本發明的可實施範圍構成任何限定。
裝置如圖1所示增壓機BI排氣管與換熱器B2入口連接，換熱器B2出口連接絕熱平衡罐B3進口。絕熱平衡罐B3的氣體出口管路連接吸收塔B4底部氣體入口，絕熱平衡罐B3的液體出口連接解吸塔B5頂部液體入口。吸收塔B4底部液體出口連接換熱器B2進口 ；吸收塔B4的塔頂氣體出口連接換熱器Bll的進口。解吸塔B5頂部氣體出口連接換熱器B2進口管路。解吸塔B5底部液體出口連接吸收劑再生精餾塔B6中部的進料口，吸收劑。再生精餾塔B6塔頂為產品出口，吸收劑再生精餾塔B6塔底液體出口連接泵B8進液ロ，泵B8的出液管路連接換熱器BlO進ロ，換熱器BlO出口連接吸收塔B4頂部進液管。換熱器Bll氣體出ロ連接水合反應器B12進氣ロ，水合反應器B12底部液體出ロ連接水合物分解罐B13中部的進液管，水合物分解罐B13頂部氣體出口連接增壓機BI氣體入口。水合物分解罐B13底部液體出ロ連接泵B14進液ロ，泵B14的排液管連接換熱器B15進液管，換熱器B15的排液管連接水合反應器B12的進液管。其中吸收劑再生精餾塔B6的底部液體出ロ還可以改為連接解吸塔B5的再沸器加熱介質入口，B5再沸器的加熱介質出ロ連接泵B8液體入口。水合反應器B12形式不限，一切有利於氣液接觸的裝備都可使用。本發明提出了一種用於分離催化裂化幹氣或こ烯裂解氣中的こ烯、こ烷的吸收水合耦合方法，其吸收分離過程為原料氣I先在壓縮機BI增壓後進入換熱器B2換熱，然後進入絕熱平衡罐B3。絕熱平衡罐B3中的氣相物流3進入吸收塔B4底部，絕熱平衡罐B3中的液相物流7進入解吸塔B5頂部。絕熱平衡罐B3中的氣相物流3在吸收塔B4中上行時與從吸收塔B4塔頂部下行的吸收劑5接觸，絕熱平衡罐B3中的氣相物流3中大量的C2以及少 量的N2和CH4被吸收劑吸收後經吸收塔B4底部液相物流6進入換熱器B2 ;絕熱平衡罐B3中的氣相物流3中的剩餘氣體由吸收塔B4的塔頂氣相物流4排除。絕熱平衡罐B3中的液相物流7經解吸塔B5頂部下行的過程中與解吸塔B5底部再沸器中上行的氣相逆流接觸，絕熱平衡罐B3中的液相物流7中的N2，CH4被解吸進入氣相，經解吸塔B5頂部氣相物流8排出；解吸塔B5頂部氣相物流8中為吸收劑，C2，N2, CH4的氣體混合物，解吸塔B5頂部氣相物流8進入換熱器B2。解吸塔B5底部得到液相物流9主要含C2和吸收劑。解吸塔B5底部得到液相物流9進入吸收劑再生精餾塔B6，吸收劑再生精餾塔B6塔頂得氣相C2產品10，其摩爾濃度可達99. 6%，可直接進入こ烯塔分離得到聚合級こ烯。吸收劑再生精餾塔B6塔底得到再生的吸收劑，吸收劑攜帶的熱量可用於為解吸塔B5的塔釜再沸器及中間再沸器供熱，回收能量，經換熱加壓後與補充的部分新鮮吸收劑15—起進入吸收塔B4頂部。具體技術條件為水合分離過程從吸收塔B4頂部排出的氣相物流4中C2摩爾分率為5%-15%，經換熱器則1換熱至-5.0-5°C後進入水合分離過程，在水合反應器B12中與水或油水乳液充分接觸後分離為主要含CH4、N2的氣相物流21，水合物漿液18。水合物漿液18進入水合物分解罐B13中，經減壓或加熱或減壓、加熱同時進行，C2、CH4的混合氣體由分解罐B13頂部氣相物流20排出，作為循環物流與原料氣I合併進入增壓機BI。分解罐B13底部得到的水或油水乳液19經換熱加壓後進入水合反應器循環使用。吸收分離過程使用的吸收劑為C4, C5，或二者的混合溶劑；水合分離過程使用純水或油水乳液。增壓機BI出口壓カ2 4MPa ;換熱器B2出ロ溫度_35 45 °C ;絕熱平衡罐B3壓カ2 4MPa，絕熱；吸收塔B4塔頂壓カ2 4MPa，氣液進料溫度_35 45°C ;解吸塔B5塔頂壓カ2 4MPa，塔釜溫度40 140°C;吸收劑再生精餾塔B6操作壓カI 2. 5MPa,塔頂溫度-30 -10°C ;泵B8的出口壓カ2 4MPa ;換熱器BlO的出ロ溫度-30 45°C ；換熱器Bll的出ロ溫度-5 5°C ;水合反應器壓力2 44MPa，溫度-5 5°C ;水合物分解罐B13壓カ0.1 2MPa，溫度I 25°C ;泵則4的出口壓カ2 4MPa ;換熱器B15出口溫度-5 5 0C o
實施例1.
原料氣摩爾組成為25. 64%N2+39. 68%CH4+18. 32%C2H4+16. 36%C2H6,質量流量 10000kg/h，進料溫度為20°C。吸收過程吸收劑使用正戊烷循環量為46605kg/h，每小時補充正戊烷1894kg/h。水合分離過程使用純水,標準狀態下氣液比為140:1。
換熱器B2將物流2、6、8換熱到35°C。平衡罐B3溫度35°C，壓力3MPa.吸收塔B4 在3MPa下操作，10塊塔板，在第3、4塔板之間設中間冷凝器，液相溫度設為35°C，塔頂吸收劑溫度為35°C。解吸塔B5操作壓力3MPa，塔底溫度143. 6°C，在第5、6塔板之間設中間再沸器，溫度85°C，壓力3MPa。吸收劑再生塔B6操作壓力2MPa，塔釜溫度160. 7 V，冷凝器溫度-17. 6°C, 10塊塔板。水合反應器B12操作壓力3MPa，溫度TC。水合物分解罐B13 操作壓力2MPa，溫度15°C。分離結果列於表I。從表I中可以看出，經過吸收耦合分離後， 尾氣21中的C2總濃度降至4%，C2產品物流10中C2總摩爾濃度達到99. 6%，C2收率達到 92. 2%，在0°C以上實現了 C2產品與CH4，N2的高純度分離。
表格I催化幹氣吸收水合耦合分離結果
(正戊烷在3MPa，35°C 吸收；3MPa，1°C水合)
權利要求
1.一種用於分離催化裂化幹氣或乙烯裂解氣中的乙烯、乙烷的吸收水合耦合裝置，其特徵是增壓機BI排氣管與換熱器B2入口連接，換熱器B2出口連接絕熱平衡罐B3進口。絕熱平衡罐B3的氣體出口管路連接吸收塔B4底部氣體入口，絕熱平衡罐B3的液體出口連接解吸塔B5頂部液體入口。吸收塔B4底部液體出口連接換熱器B2進口 ；吸收塔B4的塔頂氣體出口連接換熱器Bll的進口。解吸塔B5頂部氣體出口連接換熱器B2進口管路。解吸塔B5底部液體出口連接吸收劑再生精餾塔B6中部的進料口，吸收劑再生精餾塔B6塔頂為產品出口，吸收劑再生精餾塔B6塔底液體出口連接泵B8進液口，泵B8的出液管路連接換熱器BlO進口，換熱器BlO出口連接吸收塔B4頂部進液管。換熱器Bll氣體出口連接水合反應器B12進氣口，水合反應器B12底部液體出口連接水合物分解罐B13中部的進液管，水合物分解罐B13頂部氣體出口連接增壓機BI氣體入口。水合物分解罐B13底部液體出口連接泵B14進液口，泵B14的排液管連接換熱器B15進液管，換熱器B15的排液管連接水合反應器B12的進液管。其中吸收劑再生精餾塔B6的底部液體出口還可以改為連接解吸塔B5的再沸器加熱介質入口，B5再沸器的加熱介質出口連接泵B8液體入口。
2.一種用於分離催化裂化幹氣或乙烯裂解氣中的乙烯、乙烷的吸收水合耦合方法，其特徵是原料氣I先在壓縮機BI增壓後進入換熱器B2換熱，然後進入絕熱平衡罐B3 ;絕熱平衡罐B3中的氣相物流3進入吸收塔B4底部，絕熱平衡罐B3中的液相物流7進入解吸塔B5頂部；絕熱平衡罐B3中的氣相物流3在吸收塔B4中上行時與從吸收塔B4塔頂部下行的吸收劑5接觸，絕熱平衡罐B3中的氣相物流3中大量的C2以及少量的N2和CH4被吸收劑吸收後經吸收塔B4底部液相物流6進入換熱器B2 ;絕熱平衡罐B3中的氣相物流3中的剩餘氣體由吸收塔B4的塔頂氣相物流4排除；絕熱平衡罐B3中的液相物流7經解吸塔B5頂部下行的過程中與解吸塔B5底部再沸器中上行的氣相逆流接觸，絕熱平衡罐B3中的液相物流7中的N2，CH4被解吸進入氣相，經解吸塔B5頂部氣相物流8排出；解吸塔B5頂部氣相物流8中為吸收劑，C2，N2, CH4的氣體混合物，解吸塔B5頂部氣相物流8進入換熱器B2 ;解吸塔B5底部得到液相物流9主要含C2和吸收劑；解吸塔B5底部得到液相物流9進入吸收劑再生精餾塔B6，吸收劑再生精餾塔B6塔頂得氣相C2產品10，可直接進入乙烯塔分離得到聚合級乙烯；吸收劑再生精餾塔B6塔底得到再生的吸收劑，吸收劑攜帶的熱量可用於為解吸塔B5的塔釜再沸器及中間再沸器供熱，回收能量，經換熱加壓後與補充的部分新鮮吸收劑15 —起進入吸收塔B4頂部。
3.如權利要求2所述的方法，其特徵是從吸收塔B4頂部排出的氣相物流4中C2摩爾分率為5%-15%，經換熱器Bll換熱至-5. 0-5°C後進入水合分離過程，在水合反應器B12中與水或油水乳液充分接觸後分離為主要含CH4、N2的氣相物流21，水合物漿液18 ;水合物漿液18進入水合物分解罐B13中，經減壓或加熱或減壓、加熱同時進行，C2、CH4的混合氣體由分解罐B13頂部氣相物流20排出，作為循環物流與原料氣I合併進入增壓機BI ;分解罐B13底部得到的水或油水乳液19經換熱加壓後進入水合反應器循環使用；吸收分離過程使用的吸收劑為C4, C5，或二者的混合溶劑；水合分離過程使用純水或油水乳液。4.如權利要求2所述的方法，其特徵是增壓機BI出口壓力2 4MPa ;換熱器B2出口溫度-35 45°C;絕熱平衡罐B3壓力2 4MPa，絕熱；吸收塔B4塔頂壓力2 4MPa，氣液進料溫度_35 450C ;解吸塔B5塔頂壓力2 4MPa，塔釜溫度40 140°C ;吸收劑再生精餾塔B6操作壓力I 2. 5MPa,塔頂溫度-30 -10°C ;泵B8的出口壓力2 4MPa;換熱器BlO的出口溫度 -30 45°C ;換熱器Bll的出口溫度-5 5°C ;水合反應器壓力2 44MPa，溫度-5 50C ;水合物分解罐B13壓力O.1 2MPa，溫度I 25°C ;泵B14的出口壓力2 4MPa ;換熱器B15出口溫度-5 5°C。
全文摘要
本發明提出一種用於分離催化裂化幹氣或乙烯裂解氣中的乙烯、乙烷的吸收水合耦合裝置及方法。分為兩個過程，催化幹氣或者乙烯裂解氣首先進入吸收分離過程，經過吸收、解吸和吸收劑再生得到高純度C2產品；吸收塔頂的C2貧氣進入水合分離過程，水合分離回收的C2氣體與原料氣合併返回吸收分離過程。將吸收分離過程和水合物法分離過程相結合，發揮吸收法在高濃度區分離效率高，水合分離法在低濃度時分離效率高的優點，降低了吸收過程所需的溶劑量，同時避免了水合分離純度不高，分離效率低的缺點，得到的C2產品純度達到99.6%，可直接進入乙烯塔。本發明的方法適用於從催化裂化幹氣或乙烯裂解氣中分離回收C2組分，有望替代深冷分離工藝。
文檔編號C07C7/00GK103030494SQ201210574220
公開日2013年4月10日 申請日期2012年12月21日 優先權日2012年12月21日
發明者李鑫鋼, 陳超, 辛峰, 李永紅, 丁輝, 史榮會 申請人:天津大學