一种乙腈吸收分离炼厂催化干气回收乙烷和乙烯的方法
【技术领域】
[0001] 本发明涉及干气回收领域，进一步地说，是涉及一种乙腈吸收分离炼厂催化干气 回收乙烷和乙烯的方法。
【背景技术】
[0002]炼厂催化干气来源于催化裂化装置，通常干气中的乙烷摩尔含量约为15~24%， 乙烯摩尔含量约为12~20%，还含有丙烯、丙烷、丁烷等烯、烷烃。目前炼厂催化干气主要 作为燃料烧掉，利用价值较低。如果将催化干气中的烷烃、烯烃回收，送往乙烯工厂作为生 产乙烯的原料，可以节省大量裂解原料油，降低乙烯生产成本，经济效益和社会效益十分明 显。
[0003]目前从炼厂干气中回收乙烷、乙烯组份的方法主要有深冷分离法、变压吸附法、浅 冷油吸收法等，各种方法各具特点。深冷分离法工艺成熟，乙烯回收率高，但投资大，用于稀 乙烯回收能耗较高；变压吸附法操作简单，能耗较低，但产品纯度低，乙烯回收率低，占地面 积大。
[0004] 浅冷油吸收法主要是利用吸收剂对气体中各组分的溶解度不同来分离气体混合 物，一般先利用吸收剂吸收C2和C2以上的重组份，分离出甲烷、氢气等不凝气，再用精馏法 分离吸收剂中的各组分。该方法具有C2C3回收率高，生产安全，运行可靠，对原料气的适应 性强等特点，是目前具有竞争力的技术之一。但对于催化干气原料，回收得到的产品气中含 有大量烯烃，无法直接进乙烯裂解炉，需要送到乙烯装置的碱洗塔进一步分离。产品气中的 乙烷组份经过深冷分离过程，最终返回裂解炉作原料，占用了脱乙烷塔、乙烯精馏塔等装置 的负荷并消耗了大量冷量。
[0005]US5502971公开了一种回收C2及更重烃类的低压低温工艺，适用于炼厂干气的 回收。该工艺取消了传统的高压方案，采用低压技术，这样回收温度就可以保持在硝酸树脂 生成的温度之上，避免了危险的潜在可能性，同时还可以保持较高的烯烃收率。虽然该工艺 采用了低压方案，但温度仍低达-i〇〇°c，仍属于深冷分离工艺的一种，因此投资较大，能 耗较高。
[0006]US6308532提出了一种从炼厂干气中回收乙烯和丙烯的工艺，该工艺包括从吸收 塔釜抽出C3、C4、C5、C6液体并将部分塔釜液相物料循环至塔顶，从而保持了塔顶冷凝器的 冷冻温度不低于_95°C，同时在吸收塔中富含丙烯或乙烯-丙烯区域抽出气相测线。尽管该 工艺将部分塔釜物料循环至塔顶以保持塔顶温度，但塔顶温度仍接近_95°C，属于深冷分离 工艺的一种，因此投资较大，能耗较高。
[0007]CN101063048A公开了一种采用中冷油吸收法分离炼厂催化干气的方法，该工艺 由压缩、脱除酸性气体、干燥及净化、吸收、解吸、冷量回收和粗分等步骤组成，具有吸收剂 成本低廉，损失低等优点。但该工艺中仍需将干气冷却到-30°C至-40°C，属于中冷分离工 艺，因此投资较大，能耗较高。
[0008]现有的从炼厂催化干气中回收乙烷和乙烯的工艺中，主要侧重于保证碳二碳三回 收率，但是为了使回收得到的乙烯和乙烷得到有效利用，最终都需要采用中冷或深冷分离 的方法分离乙烯和乙烷，存在制冷系统投资大和能耗高的问题。
【发明内容】
[0009]为了解决现有的回收炼厂催化干气工艺存在制冷系统投资大和能耗高的问题，本 发明提供了一种乙腈吸收分离炼厂催化干气回收乙烷和乙烯的方法。本发明以乙腈作为吸 收剂，通过两次吸收，先后从催化干气中回收乙烷和乙烯，得到烯烃含量很少的富乙烷气和 富含烯烃的富乙烯气。本发明的方法可以回收催化干气中的碳二碳三组份，并初步分离乙 烷和乙烯。由于吸收温度在5度以上，不需要乙烯制冷剂和膨胀机，降低了制冷系统的投资 和能耗。
[0010] 本发明的目的是提供一种乙腈吸收分离炼厂催化干气回收乙烷和乙烯的方法。
[0011] 包括：
[0012] (1)将来自催化裂化装置的催化干气经压缩和冷却后送入第一吸收塔；
[0013] (2)第一吸收塔内采用乙腈作为吸收剂吸收催化干气中的C2馏分和更重组份；第 一吸收塔的塔釜物流送至第二吸收塔；塔顶物流送入燃料系统；
[0014] (3)第二吸收塔内采用乙腈作为吸收剂吸收气相中的乙烯和重组份，第一吸收塔 塔顶得到富乙烷气产品；塔釜物流送至解吸塔；
[0015] (4)解吸塔塔顶得到夹带少量乙腈的富乙烯气，送至水洗塔；在塔釜得到乙腈吸 收剂，冷却后返回第一吸收塔和第二吸收塔循环使用；
[0016] (5)水洗塔塔顶得到富乙烯气产品；塔釜含有少量乙腈的水溶液进入水回收系 统。
[0017] 其中，优选：
[0018] 步骤（1)中，催化干气压缩至4. 0~6.OMPa，冷却至5°C~15°C后送入第一吸收 塔，优选采用三段压缩逐级提高所述的催化干气的压力。
[0019] 步骤⑷中的解吸塔塔釜得到的乙腈溶剂经冷却至5°C~15°C后返回第一吸收塔 和第二吸收塔循环使用；解吸塔塔釜引入一股新鲜乙腈作为补充。
[0020] 步骤（5)中水洗塔顶得到的富乙烯气送入脱氧器进行脱氧处理，以脱除富乙烯气 中的氧和氮氧化物N0X。
[0021] 本发明中工艺条件优选：
[0022] 第一吸收塔的理论板数为30~50,操作压力为3. 0~5.OMPa，塔顶温度为10°C~ 25°C，塔釜温度为180°C~250°C;
[0023] 第二吸收塔的理论板数为30~50,操作压力为0· 8~2.OMPa，塔顶温度为10°C~ 30°C，塔釜温度为140°C~190°C;
[0024] 解吸塔的理论板数为10~30,操作压力为0.2~l.OMPa，塔顶温度为40°C~ 80°C，塔釜温度为120°C~160°C;
[0025] 水洗塔的理论板数为10~30,操作压力为0· 1~0· 5MPa，塔顶温度为30°C~ 100°C，塔釜温度为40°C~120°C。
[0026] 本发明具体可采用以下技术方案：
[0027](1)压缩：将来自催化裂化装置的催化干气的压力提高到4. 0~6.OMPa;
[0028] (2)冷却：将所述的步骤1)得到的压缩后的催化干气冷却至5°C~15°C;
[0029] (3)第一次吸收：采用乙腈为吸收剂，吸收剂从第一吸收塔顶部喷入，吸收催化干 气中的C2馏分及更重组分；第一吸收塔的塔釜物流送至第二吸收塔处理；
[0030] (4)第二次吸收：来自第一吸收塔釜的物流进入第二吸收塔中部，经冷却后的乙 腈从塔顶喷入，在第二吸收塔塔顶得到烯烃含量很少的富乙烷气，在第二吸收塔塔釜得到 含有碳二组份的富乙腈溶剂，经冷却后进入解吸塔；
[0031] (5)解吸：来自第二吸收塔的富乙腈溶剂经过冷却后进入解吸塔中部，在解吸塔 塔顶得到夹带少量乙腈的富乙烯气，进入水洗塔；在解吸塔釜得到乙腈吸收剂，冷却后返回 第一吸收塔和第二吸收塔循环使用；
[0032] (6)水洗：来自解吸塔的富乙烯气进入水洗塔，水从水洗塔塔顶喷入，进一步除去 富乙烯气中夹带的乙腈，水洗塔塔顶得到富乙烯气产品；水洗塔塔釜含有少量乙腈的水溶 液进入水回收系统。
[0033] 步骤4)得到的富乙烧气中主要含有60~99%wt的乙烧、0. 1~5%wt的乙烯， 各组分含量之和不超过100%。
[0034] 步骤6)得到的富乙烯气中主要含有1~15%wt的乙烧、40~80%wt的乙烯， 1~15%wt的碳三等重组份，各组分含量之和不超过100%。
[0035] 来自催化裂化装置的催化干气的压力一般在0. 7~0. 9MPa，一般需要逐级提高压 力至4. 0~6.OMPa，对压缩的段数没有特别的规定，优选采用三段压缩。
[0036] 在本发明的方法中，优选将压缩后的催化干气冷却至5°C~15°C。制冷剂可选用 5°C左右的冷水，由溴化锂吸收式制冷机提供。溴化锂制冷机采用的是吸收制冷工艺，以炼 厂的废热蒸汽为热源，具有能耗低的优点。
[0037] 在本发明的方法中，按照第一吸收塔、第二吸收塔、解吸塔、水洗塔的顺序，操作压 力依次下降，各塔物流依靠压差即可进入下游设备。
[0038] 优选所述的第一吸收塔塔顶气体送入燃料系统或者制氢系统。
[0039] 在本发明的方法中，所述的第一吸收塔和第二吸收塔的吸收剂用量没有特别的要 求，本领域技术人员可以根据现有技术的常识确定。
[0040] 在本发明的方法中，解吸塔塔釜得到的乙腈溶剂经冷却至5°C~15°C后返回第一 吸收塔和第二吸收塔循环利用，有少量乙腈会随富乙烯气进入水洗塔，被水吸收后进入水 回收系统。因此，在本发明的方法中优选在解吸塔塔釜引入一股新鲜乙腈作为补充，以保证 系统中第一吸收塔和第二吸收塔吸收剂流量。
[0041] 在本发明的方法中，在第二吸收塔塔顶得到的富乙烷气，可送往乙烯装置的裂解 炉。
[0042] 如果需要，本发明的方法还包括脱氧步骤，将步骤6)得到的富乙烯气送入脱氧器 进行脱氧处理，以脱除富乙烯气中的氧和N0X(氮氧化物）。对本步骤的具体工艺条件没有 特别的限定，本领域的技术人员可以根据现有技术合适地确定其具体操作条件和方