專利名稱：：一種采用油吸收分離煉廠催化干氣的方法
技術領域：
：本發明涉及一種用于分離煉廠催化干氣的方法，具體地說，涉及一種采用油吸收分離回收煉廠催化干氣中的烯烴和烷烴的方法。
背景技術：
：煉廠催化干氣來源于催化裂化過程，通常干氣中的乙烯含量約為1220摩爾％，乙烷含量約為1524摩爾％，還含有丙烯、丙烷、丁烷等烯、烷烴。目前煉廠催化干氣主要作為燃料燒掉，利用價值較低。如果將催化干氣中烯烴、烷烴回收，送往乙烯工廠作為生產乙烯的原料，則可節省大量的裂解原料油，使乙烯生產成本大幅度下降，從而使企業獲得較好的經濟效益。目前從煉廠催化干氣中回收乙烯的方法主要有深冷分離法、中冷油吸收法、絡合分離法、變壓吸附法等，各種方法各具特點。深冷分離法工藝成熟，乙烯回收率高，但投資大，用于稀乙烯回收能耗較高；絡合分離法，乙烯回收率較高，但對原料中的雜質要求嚴格，預處理費用較高，需要特殊的絡合吸收劑；變壓吸附法操作簡單，能耗較低，但產品純度低，乙烯回收率低，占地面積大。中冷油吸收法主要是利用吸收劑對氣體中各組分的溶解度不同來分離氣體混合物，一般先利用吸收劑吸收C2及C2以上的重組分，分離出甲烷、氫氣等不凝性氣體，再用精餾法分離吸收劑中的各組分。該方法具有規模小、適應性強、投資費用低等特點，可用于從裂解氣中分離烯烴、從天然氣中回收輕烴等工藝。中冷油吸收法可用于催化裂化干氣中低濃度乙烯的回收，但傳統的常規中冷油吸收工藝吸收劑損失大、乙烯回收率較低，回收率通常只有85%左右。CN1640992提出了一種冷凍油的吸收方法，適用于從油田伴生氣或天然氣中回收液化氣，且C3收率要求較高的回收工藝。采用這種冷凍油的吸收方法，能用較少的吸收劑，獲得較高的輕烴回收率，且工藝簡單，減少能耗，提高經濟效益。但該方法只適用于從油田伴生氣或天然氣中回收液化氣，并不能回收C2餾份，無法用于煉廠催化干氣的回收。CN1414067提出了一種在天然氣淺冷工藝后嫁接油吸收工藝，從而提高輕烴回收率的方法。該方法在天然氣淺冷工藝后使所得物進入二級三相分離器內進行氣液分離，使氣體進入吸收塔的底部與吸收劑進行氣液交換得到C3、C4組份后回收；吸收塔釜液體與二級三相分離器內的輕烴混合后進入脫吸塔內脫出甲烷與乙烷，使形成的脫吸液進入解析塔切割出C3、C4組份后回收。該方法只適用于從天然氣中回收C3、C4，并不適用于煉廠催化干氣的回收。US5502971公開了一種回收C2及更重烴類的低壓低溫工藝，適用于煉廠干氣的回收。該工藝取消了傳統的高壓方案，改而采用低壓技術，這樣回收溫度就可以保持在硝酸樹脂生成的溫度之上，避免了危險的潛在可能性，同時還可以保持較高的烯烴收率。雖然該工藝采用了低壓方案，但溫度仍低達-IO(TC，仍屬于深冷分離工藝的一種，因此投資較大，能耗較高。3US6308532提出了一種從煉廠干氣中回收乙烯和丙烯的工藝，該工藝包括從吸收塔釜抽出C3、C4、C5、C6液體并將部分塔釜液相物料循環至塔頂，從而保持塔頂冷凝器的冷凍溫度不低于-95t:，同時在吸收塔中富含丙烯或乙烯-丙烯區域抽出氣相側線。盡管該工藝將部分塔釜物料循環至塔頂以保持塔頂溫度不致于過低，但塔頂溫度仍低達-95°C，仍屬于深冷分離工藝的一種，因此投資較大，能耗較高。CN101063048A公開了一種采用中冷油吸收法分離煉廠催化干氣的方法，該工藝由壓縮、脫除酸性氣體、干燥及凈化、吸收、解吸、冷量回收和粗分等步驟組成，本發明的方法具有吸收劑成本低廉，損失低等優點。但該工藝中仍需將干氣冷卻至-3(TC-4(TC，屬于中冷分離工藝，因此投資較大，能耗較高。綜上所述，現有的從煉廠干氣中回收乙烯的工藝都屬于中冷或深冷分離工藝，存在投資大和能耗高的問題。
發明內容本發明為了解決現有的從煉廠催化干氣中回收乙烯的工藝存在投資大和能耗高的問題，提出一種高效的采用油吸收法分離煉廠催化干氣的方法，本方法以碳五烴作為吸收劑，保持吸收溫度為常溫，不需要低溫制冷劑，不需要乙烯、丙烯制冷機和膨脹機，降低了投資和能耗。本發明的油吸收分離煉廠催化干氣的方法，包括以下步驟(1)壓縮將來自煉廠催化裂化裝置(FCC)的催化干氣的壓力提高到4.06.OMPa;(2)吸收采用包含戊烷的碳五烴作為吸收劑，所述的吸收劑從塔頂部進入主吸收塔，吸收所述的催化干氣中C2餾份及更重組份；所述的主吸收塔的塔釜物流送至解吸塔；(3)解吸所述的主吸收塔的塔釜液進入解吸塔，塔頂得到回收的C2濃縮氣，塔釜得到解吸后的碳五烴吸收劑，冷卻后返回主吸收塔循環使用。在本發明的方法中，步驟3得到的C2濃縮氣中主要含有110%wt的甲烷、1530%wt的乙烯、2535%wt的乙烷和110%wt的丙烯。在本發明的方法中，所述的碳五烴吸收劑是指碳原子數為5的烴類化合物的混合物；優選所述的包含戊烷的碳五烴為碳五餾分或脫戊烷油；所述的碳五餾分優選包含1055wt%正戊烷、1055wt%異戊烷、1535wt%異戊烯、1030wt%正戊烯和1535wt%2_戊烯，各組分的含量之和不超過100%;所述的脫戊烷油來自煉廠，優選包含正戊烷和異戊烷的脫戊烷油。所述的碳五餾分和脫戊烷油中還可以包含其它碳五組分。在本發明的方法所述的步驟3)中，由于來自主吸收塔的塔釜物流的壓力與解吸塔存在壓差，因此依靠壓差即可進入解吸塔。在本發明的方法中，所述的主吸收塔頂未被吸收的氣體物流引入再吸收塔，以汽油為吸收劑，優選為煉廠的粗汽油，以回收主吸收塔頂氣體中帶出的部分碳五烴吸收劑。優選所述的再吸收塔塔頂氣體被送往燃料系統，塔釜液返回煉廠FCC的吸收-穩定系統分離出碳五烴吸收劑以循環利用。所述再吸收塔的理論板數優選為1030，操作壓力優選為1.32.5MPa，塔頂溫4度優選為35°C55t:，塔釜溫度優選為5065°C。在本發明的方法中，優選將所述的步驟1)得到的壓縮后的催化干氣冷卻至35°C45t:后，再進入主吸收塔；在具體實施時，用循環水冷卻即可。來自煉廠FCC裝置的催化干氣的壓力一般約為0.70.9MPa，一般需要逐級提高壓力至4.06.OMPa，對壓縮的段數沒有特別的限定，優選采用三段壓縮。如果需要，本發明的方法還包括脫氧步驟將步驟3)得到的C2濃縮氣送入脫氧器進行脫氧處理，以脫除C2濃縮氣中的氧及N0X(氮氧化物)。對本步驟的具體工藝條件沒有特別的限定，本領域的技術人員可以根據現有技術合適地確定其具體操作條件和方法。在本發明的方法中，所述主吸收塔的理論板數優選為4050，操作壓力優選為3.55.5MPa，塔頂溫度優選為35°C45。C，塔釜溫度優選為95115°C。在本發明的方法中，所述的主吸收塔和再吸收塔的吸收劑的用量沒有特別的要求，本領域技術人員可以根據現有技術的常識確定。在本發明的方法中，解吸塔塔釜得到的解吸后的碳五烴吸收劑物流經冷卻后返回主吸收塔循環利用；其中有部分碳五烴吸收劑會隨主吸收塔頂氣相進入再吸收塔，被粗汽油吸收進入煉廠FCC裝置的吸收_穩定系統，因此，在本發明的方法中，優選在解吸塔釜引入一股碳五烴吸收劑作為補充，以保證系統中主吸收塔吸收劑流量。在本發明的方法中，所述解吸塔的理論板數優選為2535，操作壓力為2.03.OMPa，塔頂溫度優選為35°C45。C，塔釜溫度優選為145165°C。本發明的油吸收法分離煉廠催化干氣的方法具有以下特點(1)在本發明的方法中，以碳五烴作吸收劑，來回收催化干氣中的乙烯，吸收劑原料容易獲得，成本低廉；(2)用碳五烴吸收劑回收乙烯，工藝流程不需要制冷壓縮機和膨脹機，投資少、操作簡單；(3)本發明的方法中，吸收溫度在35°C45t:，選用循環水做冷卻劑，能耗低；(4)在本發明的方法中，系統的最低操作溫度為常溫，設備和管線可采用普通碳鋼，節省了大量投資；(5)本發明的乙烯回收流程中吸收溫度高，不需要脫除酸性氣體裝置和干燥裝置，回收得到的C2濃縮氣可被直接送往乙烯裝置的堿洗塔，以提高乙烯產量。圖1是表示本發明的采用碳五烴吸收劑分離煉廠催化干氣的方法的流程示意圖。符號說明1催化干氣；2碳五烴吸收劑；3吸收汽油；4返回汽油；5尾氣；6C2濃縮氣；7補充碳五烴；8壓縮機；9冷卻器；10主吸收塔；11再吸收塔；12解吸塔；13冷卻器。具體實施例方式下面參考附圖進一步解釋本發明的方法。在圖1中，將煉廠催化裂化裝置來的催化干氣1的壓力經過三段壓縮8提高到4.06.OMPa;經過三段壓縮后的煉廠催化干氣經冷卻器9冷卻至35°C45"，冷卻后的5催化干氣進入主吸收塔10;在主吸收塔10中，采用碳五烴作為吸收劑2，從主吸收塔頂部噴入，吸收催化干氣中C2餾份以上的組份，塔頂未被吸收的氣體進入再吸收塔11回收其中夾帶的吸收劑，主吸收塔釜液送至解吸塔12處理；主吸收塔頂未被吸收的氣體進入再吸收塔11底部，煉廠的粗汽油為吸收劑3從塔頂噴入，以回收氣體中夾帶出的碳五烴吸收劑，不含C2餾份的尾氣5排放至煉油廠的燃料氣系統，再吸收塔釜液4返回煉廠FCC的吸收-穩定系統；來自主吸收塔釜的釜液靠壓差進入解吸塔12上部，塔頂得到回收的C2濃縮氣6，塔釜碳五烴吸收劑用循環水冷卻后返回主吸收塔循環使用，在解吸塔釜補充一股吸收劑7;解吸塔頂得到的C2濃縮氣6可送往乙烯廠的堿洗裝置進一步分離。下面結合附圖以實施例的方式進一步解釋本發明，但是本發明不局限于這些實施例。實施例1采用煉廠的脫戊烷油作為吸收劑，催化干氣和脫戊烷油、粗汽油的組成如表1所示。采用本發明的油吸收法分離煉廠催化干氣工藝對上述催化干氣進行分離，具體工藝過程為從煉廠催化裂化裝置來的催化干氣1，壓力0.8MPa，進入壓縮機8，經三段壓縮后將壓力提高至4.8MPa。增壓后的催化干氣經冷卻器9冷卻到4(TC左右，再送入主吸收塔10內。在主吸收塔10中，采用脫戊烷油作為吸收劑2，從塔頂噴入，吸收催化干氣中C2餾份以上的組份。主吸收塔的理論板數優選為45，操作壓力為4.5MPa，塔頂溫度為38.(TC，塔釜溫度為104.5°C。主吸收塔塔釜物料送至解吸塔12處理，未被吸收的H2、N2、CH4及少量戊烷等從主吸收塔頂排出，進入再吸收塔11。再吸收塔以粗汽油為吸收劑，以回收氣體中的戊烷。再吸收塔的理論板數為20，操作壓力為1.6MPa，塔頂溫度為39.5"C，塔釜溫度為56°C。再吸收塔頂不含C2餾份的尾氣5排放至煉油廠的燃料氣系統，含有少量C5的塔釜汽油4返回煉廠FCC的吸收-穩定系統。表1<table>tableseeoriginaldocumentpage6</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage7</column></row><table>來自主吸收塔釜的富含C2的脫戊烷油靠壓差進入解吸塔上部。解吸塔的理論板數為30，操作壓力為2.4MPa，塔頂溫度為4(TC，塔釜溫度為160°C，回流比為1.0。解吸塔塔釜采用低壓蒸汽加熱，控制一定的回流比，從塔頂得到混合C2餾份。解吸塔釜的貧吸收劑經冷卻至40°C，返回主吸收塔頂循環利用。分離后的產品組成見表2。表2分離后的產品<table>tableseeoriginaldocumentpage7</column></row><table>物料平衡表尾氣5C2濃縮氣6返回汽油4一氧化碳5.70.4二氧化碳1.26.10.1甲垸30.79.90.2乙烯3.822.2乙燒30.3丙烯7.1丙垸1.5碳四4.8異戊焼8.33.2正戊垸4.55.6水0.4汽油90.5在本實施例中，乙烯回收率為87.8%。實施例2采用實施例1的方法來分離催化裂化裝置來的催化干氣，吸收劑采用碳五餾分，其主要組成為正戊烷20.lwt^、異戊烷10%、異戊烯28.9wt^、正戊烯14.7wt^、2-戊烯26.3wt^，各主要物流組成如表3所示。表3各主要物流組成物料平衡表催化干氣1補充碳五7粗汽油3尾氣5C2濃縮氣6返回汽油4質量流量KG/HR9778.021669.96100004517.65825.311030.2質量組成(％)氫氣2.34.8氮氣24.648.23.10.38<table>tableseeoriginaldocumentpage9</column></row><table>權利要求一種油吸收分離煉廠催化干氣回收乙烯的方法，包括以下步驟(1)壓縮將來自煉廠催化裂化裝置的催化干氣的壓力提高到4.0～6.0MPa；(2)吸收采用包含戊烷的碳五烴作為吸收劑，所述的吸收劑從塔頂部進入主吸收塔，吸收所述的催化干氣中C2餾份及更重組份；所述的主吸收塔的塔釜物流送至解吸塔；(3)解吸所述的主吸收塔的塔釜物流進入解吸塔，塔頂得到回收的C2濃縮氣，塔釜得到解吸后的碳五烴吸收劑，冷卻后返回主吸收塔循環使用。2.根據權利要求l所述的方法，其特征在于將所述的主吸收塔頂物流引入再吸收塔，以汽油為吸收劑吸收其中的碳五烴吸收劑；所述的再吸收塔的塔頂氣體被送往燃料系統，塔釜液返回煉廠催化裂化裝置FCC的吸收-穩定系統，分離出碳五烴吸收劑循環利用。3.根據權利要求2所述的方法，其特征在于所述的再吸收塔的理論板數為1030，操作壓力為1.32.5MPa，塔頂溫度為35°C55"，塔釜溫度為5065°C。4.根據權利要求1所述的方法，其特征在于將所述的步驟1)得到的壓縮后的催化干氣冷卻至35。C45。C。5.根據權利要求l所述的方法，其特征在于在所述的步驟l)中，采用三段壓縮逐級提高所述的催化干氣的壓力。6.根據權利要求1所述的方法，其特征在于將所述的步驟3)得到的回收的C2濃縮氣送入脫氧器進行脫氧處理，以脫除C2濃縮氣中的氧及氮氧化物NOx。7.根據權利要求l-6之一所述的方法，其特征在于所述的碳五烴吸收劑為碳五餾分或脫戊烷油。8.根據權利要求7所述的方法，其特征在于所述的碳五餾份包含1055wt^正戊烷、1055wt^異戊烷、1535wt^異戊烯、1030wt^正戊烯禾口1535wt%2-戊烯，各組分的含量之和不超過100%;所述的脫戊烷油包含正戊烷和異戊烷。9.根據權利要求1-6和8之一所述的方法，其特征在于所述的主吸收塔的理論板數為4050，操作壓力為3.55.5MPa，塔頂溫度為35°C45。C，塔釜溫度為95115°C。10.根據權利要求1-6和8之一所述的方法，其特征在于所述的解吸塔的理論板數為2535，操作壓力為2.03.OMPa，塔頂溫度為35°C45。C，塔釜溫度為145165。C。全文摘要本發明公開了一種油吸收分離煉廠催化干氣的方法。本發明的方法使用包含戊烷的碳五烴作為吸收劑，在主吸收塔中吸收壓縮、冷卻后的催化干氣中C2餾份及更重組份，主吸收塔的塔釜物流送至解吸塔處理，由解吸塔塔頂得到回收的C2濃縮氣。使用本發明的方法，由于吸收溫度高，不需要乙烯、丙烯制冷壓縮機和膨脹機，能耗低、投資少、操作簡單。文檔編號C07C7/11GK101759516SQ20081024056公開日2010年6月30日申請日期2008年12月25日優先權日2008年12月25日發明者劉智信,廖麗華,李東風,王婧,程建民,過良申請人:中國石油化工股份有限公司;中國石油化工股份有限公司北京化工研究院