一种饱和干气中H2、C1、C2和C3的分离回收方法技术

本发明专利技术提供了一种饱和干气中H2、C1、C2和C3的分离回收方法，包括下述步骤：S1、炼厂饱和干气经过气体压缩机逐级压缩到3～4.5MPag，再经气体冷却器冷却到10

【技术实现步骤摘要】
一种饱和干气中H2、C1、C2和C3的分离回收方法


[0001]本专利技术涉及一种H2、C1、C2和C3的分离回收方法，具体是一种饱和干气中H2、C1、C2和C3的分离回收方法。

技术介绍

[0002]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。
[0003]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。
[0004]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。
[0005]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。
[0006]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。
[0007]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和C3的工艺存在能耗高、设备规模大、投资大、C2和C3回收率低、氢气无法回收等问题。

技术实现思路

[0008]本专利技术的目的在于提供一种饱和干气中H2、C1、C2和C3的分离回收方法，以解决上述
技术介绍
中提出的问题。
[0009]为实现上述目的，本专利技术提供如下技术方案：
[0010]一种饱和干气中H2、C1、C2和C3的分离回收方法，包括下述步骤：
[0011]S1、炼厂饱和干气经过气体压缩机逐级压缩到3～4.5MPag，再经气体冷却器冷却到10
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20℃后进入除杂及干燥设备，经除杂、干燥后进入吸收塔；
[0012]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，吸收饱和干气中的C2及C2以上组分，吸收塔的塔底物料送至解吸塔；
[0013]S3、吸收塔塔顶的气体经冷凝器冷凝后，进入塔顶分液罐；冷凝后的液体回流至吸收塔，未被冷却的气体依序进入冷箱系统，继续回收气体中未被吸收的C2组分及夹带的吸收剂；
[0014]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；气体自塔顶分液罐的罐顶出来，进入冷箱第一段冷却至
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45～
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40℃后，再进入冷箱第二段继续冷却到
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165～
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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，膨胀至0.2～0.8MPag，温度
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125～
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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；
[0015]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；
[0016]S4、所述吸收塔的塔底物料进入解吸塔，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；
[0017]S5、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。
[0018]作为本专利技术进一步的方案：在步骤S1中，炼厂饱和干气采用3～4段逐级压缩。
[0019]作为本专利技术进一步的方案：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，塔顶温度为10～25℃，塔底温度60～90℃。
[0020]作为本专利技术进一步的方案：所述吸收塔的塔顶气相进入塔顶冷却器，经过冷媒水或丙烯冷却至5～15℃后进入塔顶分液罐，分离出的气相进入冷箱系统，分离出的液相返回吸收塔。
[0021]作为本专利技术进一步的方案：所述解吸塔的理论塔盘20～80层，进料位置10～45层，塔顶压力为1.5～3MPag，塔顶温度为15～30℃，塔底温度60～85℃。
[0022]作为本专利技术进一步的方案：所述脱丙烷塔的理论塔盘20～80层，进料位置10～50层，塔顶压力为0.8～1.5MPag，塔顶温度为30～45℃，塔底温度90～110℃。
[0023]与现有技术相比，本专利技术的有益效果是：
[0024]1、本专利技术为了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、回收率低及氢气无法回收等问题，提出了一种H2、C1、C2和C3的分离方法。该方法以丙烷作为吸收剂，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。本专利技术在提高乙烷、丙烷回收率的同时，可回收得到纯度较高的氢气，解决了现有炼厂
饱和干气C2、C3分离过程中存在的能耗高、投资大、回收率低及氢气未回收等问题。
[0025]2、本专利技术以丙烷或富含丙烷本文档来自技高网...

【技术保护点】

【技术特征摘要】
1.一种饱和干气中H2、C1、C2和C3的分离回收方法，其特征在于，包括下述步骤：S1、炼厂饱和干气经过气体压缩机逐级压缩到3～4.5MPag，再经气体冷却器冷却到10
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20℃后进入除杂及干燥设施，经除杂、干燥后进入吸收塔；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，吸收饱和干气中的C2及C2以上组分，吸收塔的塔底物料送至解吸塔；S3、吸收塔塔顶的气体经冷凝器冷凝后，进入塔顶分液罐；冷凝后的液体回流至吸收塔，未被冷却的气体进入冷箱系统，继续回收气体中未被吸收的C2组分及夹带的吸收剂；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；气体自塔顶分液罐的罐顶出来，进入冷箱第一段冷却至
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45～
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40℃后，再进入冷箱第二段继续冷却到
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165～
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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，膨胀至0.2～0.8MPag，温度
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125～
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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；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...

【专利技术属性】
技术研发人员：毛存彪，练弢，蒋波，练泽平，娄永峰，高春杰，成慧禹，焦伟州，
申请(专利权)人：北京欧谊德科技有限公司，
类型：发明
国别省市：