一种组合式吸收法回收炼厂饱和干气中C1、C2和C3的分离方法技术

本发明专利技术提供了一种组合式吸收法回收炼厂饱和干气中C1、C2和C3的分离方法，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，再经过除杂设施脱除杂质后，经由冷却器冷却到约15℃进入吸收塔；S2、吸收塔采用液相丙烷或富含丙烷的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；本发明专利技术提供了一种采用丙烷或富含丙烷的C3馏分作为吸收剂，并且采用甲苯或苯、二甲苯、工业己烷作为再吸收剂的组合式吸收法，用以分离炼厂饱和干气中C1、C2和C3，有效解决现有炼厂饱和干气中C1、C2、C3分离过程中存在的能耗高、投资大、回收率低及干气不干等问题。回收率低及干气不干等问题。回收率低及干气不干等问题。

【技术实现步骤摘要】
一种组合式吸收法回收炼厂饱和干气中C1、C2和C3的分离方法


[0001]本专利技术涉及一种回收C1、C2和C3的分离方法，具体是一种组合式吸收法回收炼厂饱和干气中C1、C2和C3的分离方法。

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、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、C3的工艺存在能耗高、设备规模大、投资大，C2、C3回收率低及干气不干等问题。

技术实现思路

[0008]本专利技术的目的在于提供一种组合式吸收法回收炼厂饱和干气中C1、C2和C3的分离方法，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]一种组合式吸收法回收炼厂饱和干气中C1、C2和C3的分离方法，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，再经过除杂设施脱除杂质后，经由冷却器冷却到约15℃进入吸收塔；
[0012]S2、吸收塔采用液相丙烷或富含丙烷的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、吸收塔的塔顶气相进入再吸收塔，再吸收塔采用液相甲苯或苯、二甲苯、工业己烷作为再吸收剂，用于吸收由吸收塔的塔顶气相携带出的C2、C3组分，再吸收塔的塔顶气体作为干气并入燃料气管网，再吸收塔的塔底物料送入再解吸塔；
[0014]S4、再解吸塔的塔顶气相经冷凝后，富含丙烷的冷凝液经泵加压后返回吸收塔，再解吸塔的塔底液相作为再吸收剂循环返回再吸收塔的塔顶；
[0015]S5、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；
[0016]S6、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离出装置；塔底得到C4+液相送入后续装置进行处理。
[0017]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。
[0018]作为本专利技术进一步的方案：所述吸收塔的理论塔板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60～95℃；吸收塔设有多个中段取热回流。
[0019]作为本专利技术进一步的方案：所述再吸收塔的理论塔板15～70层，进料位置5～40层，塔顶压力为3～4.5MPag，塔顶温度为10～35℃；再吸收塔设有多个中段取热回流。
[0020]作为本专利技术进一步的方案：所述再解吸塔的理论塔板15～60层，进料位置5～30层，塔顶压力为0.6～1MPag，塔顶温度为10～25℃，塔底温度200～230℃。
[0021]作为本专利技术进一步的方案：所述解吸塔的理论塔板20～60层，进料位置10～40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板20～70层，进料位置10～50层，塔顶压力为0.6～1.5MPag，塔顶温度为20～45℃，塔底温度60～100℃。
[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C1、C2、C3分离过程中存在的能耗高、投资大、回收率低及干气不干等问题，提出了一种组合式吸收法回收饱和干气中C1、C2和C3的分离方法。该方法以丙烷作为吸收剂、甲苯作为再吸收剂，可大幅提高乙烷、丙烷的回收率，解决了现有炼厂饱和干气C1、C2、C3分离过程中存在的能耗高、投资大、回收率低和干气不干等问题。
[0025]2、本专利技术提供了一种采用丙烷或富含丙烷的C3馏分作为吸收剂，并且采用甲苯或苯、二甲苯、工业己烷作为再吸收剂的组合式吸收法，用以分离炼厂饱和干气中C1、C2和C3。
[0026]3、本专利技术以丙烷或富含丙烷的C3馏分作为吸收剂，吸收C2效果更好，吸收剂用量
小。且丙烷或富含丙烷的C3馏分为本装置自产，降低操作成本。
[0027]4、本专利技术以甲苯(或苯、二甲苯、工业己烷)作为再吸收剂，再吸收剂为炼厂自产，降低操作成本。<本文档来自技高网...

【技术保护点】

【技术特征摘要】
1.一种组合式吸收法回收炼厂饱和干气中C1、C2和C3的分离方法，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，再经过除杂设施脱除杂质后，经由冷却器冷却到约15℃进入吸收塔；S2、吸收塔采用液相丙烷或富含丙烷的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、吸收塔的塔顶气相进入再吸收塔，再吸收塔采用液相甲苯或苯、二甲苯、工业己烷作为再吸收剂，用于吸收由吸收塔的塔顶气相携带出的C2、C3组分，再吸收塔的塔顶气体作为干气并入燃料气管网，再吸收塔的塔底物料送入再解吸塔；S4、再解吸塔的塔顶气相经冷凝后，富含丙烷的冷凝液经泵加压后返回吸收塔，再解吸塔的塔底液相作为再吸收剂循环返回再吸收塔的塔顶；S5、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；S6、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出装置；塔底得到C4+液相送入后续装置进行处理。2.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收炼厂饱和干气中C1、C2和C3的分离方法，其特征在于，在步骤S1中，炼厂饱和干气采用3～4段逐级压缩。3.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收炼厂饱和...

【专利技术属性】
技术研发人员：练弢，毛存彪，李和杰，蒋波，钱锋，刘建楠，练泽平，要洁，成慧禹，高春杰，娄永峰，焦伟州，郭振宇，
申请(专利权)人：中石化广州工程有限公司，
类型：发明
国别省市：