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1、(10)申请公布号 CN 103772106 A (43)申请公布日 2014.05.07 CN 103772106 A (21)申请号 201310749479.4 (22)申请日 2013.12.25 C07C 11/04(2006.01) C07C 9/06(2006.01) C07C 7/00(2006.01) C07C 7/11(2006.01) (71)申请人 天津大学 地址 300072 天津市南开区卫津路 92 号天 津大学 (72)发明人 李鑫钢 王珏 辛峰 李永红 陈超 李优 史荣会 陈英楠 (74)专利代理机构 天津市北洋有限责任专利代 理事务所 12201 代理人 王丽。
2、 (54) 发明名称 用于回收催化裂化干气或乙烯裂解气中的乙 烯、 乙烷的水合吸收气提的装置及方法 (57) 摘要 本发明提出一种用于回收催化裂化干气或乙 烯裂解气中的乙烯、 乙烷的水合吸收气提的装置 及方法。催化干气或者乙烯裂解气首先进入水合 吸收塔与浆液在浆液中进行提浓， 大部分的 C2 组 分通过吸收作用进入塔底， 贫气从塔顶排出进入 水合反应器。 在水合反应器中所有的C2组分通过 形成水合物的形式进入浆液， 而废弃则直接排出。 水合吸收塔塔底的吸收浆液在水合物化解器中进 行化解， 浆液经过冷却、 增压后循环使用。将吸收 作用与水合物法分离过程相结合， 利用了吸收过 程的提浓作用， 水合。
3、法分离过程对于低浓度气体 分离效率高的优点， 得到的C2产品浓度99.6%， 可 以直接进入乙烯塔。本发明的方法有望代替普通 深冷分离工艺。 (51)Int.Cl. 权利要求书 1 页 说明书 5 页 附图 1 页 (19)中华人民共和国国家知识产权局 (12)发明专利申请 权利要求书1页 说明书5页 附图1页 (10)申请公布号 CN 103772106 A CN 103772106 A 1/1 页 2 1. 一种用于分离催化裂化干气或乙烯裂解气中乙烯、 乙烷的水合吸收气提的装置， 其 特征是压缩机 （2） 的出口与水合吸收塔 （4） 中部的入口相连接， 水合吸收塔 （4） 顶部气相 出口与。
4、水合反应器 （6） 贫气入口相连接， 底部出口与水合物化解器 （16） 入口相连接 ； 水合 物化解器 （16） 顶部气相出口与气提分流器 （13） 进口相连接 ； 气提分流器 （13） 一个出口为 产品出口， 另一个出口为气提出口， 气提出口与气提增压机 （9） 进口连接 ； 气提增压机 （9） 的出口连接水合吸收塔底部气提入口 ； 水合物化解器 （16） 的底部液相出口与浆液分流器 （18） 入口连接， 浆液分流器 （18） 的残液出口排出部分残液， 浆液出口连接换热器 （21） 入 口 ； 换热器 （21） 出口与泵 （23） 入口连接， 泵 （23） 的出口连接浆液混合器 （26） 的。
5、浆液入口 ； 浆液补充管与浆液混合器 （26） 的浆液补充口相连 ； 浆液混合器 （26） 的出口与水合反应器 （6） 的浆液入口相连 ； 水合反应器 （6） 顶部的气相出口排出废气， 底部液相出口与水合吸收 塔 （8） 的顶部液相入口相连。 2. 利用权利要求 1 的装置分离催化裂化干气或乙烯裂解气中乙烯、 乙烷的水合吸收气 提的方法， 其特征是原料气 （1） 在压缩机 （2） 中增压后进入水合吸收塔 （6） 中部 ； 压缩原料 气 （3） 、 气提气 （10） 与水合浆液 （8） 在水合吸收塔内发生气液相接触， 大量的氮气、 甲烷气 体在水合吸收塔 （4） 上部富集， 形成贫气 （7） ；。
6、 而其他组分溶解在水合浆液 （8） 中， 形成吸收 浆液 （15） ； 吸收浆液 （15） 在水合物化解器 （16） 中进行减压、 闪蒸过程， 所释放的富气 （14） 从水合物化解器 （16） 顶部气相出口排出 ； 富气 （14） 经过气提分流器 （13） 的分流作用形 成产品气 （12） 以及回流气 （11） ， 回流气 （11） 经过气提压缩机 （9） 提高压力后形成气提气 （10） ； 化解浆液 （17） 从水合物化解器 （16） 底部的液相出口排出， 经过浆液分流器 （18） 的分 流作用， 形成排出浆液 （19） 以及内循环浆液 （20） ； 内循环浆液 （20） 经过换热器 （21。
7、） 降温 作用以及泵 （23） 的增压作用形成水合浆液 （24） ； 补充浆液 （25） 与水合浆液 （24） 在浆液混 合器 （26） 混合作用下形成总循环浆液 （27） ； 总循环浆液 （27） 与贫气 （7） 在水合反应器中 发生水合物生成反应， 乙烯、 乙烷等重组分全部生成水合物， 而甲烷、 氮气等轻组分部分形 成水合物， 大部分形成废气 （5） 排出 ； 水合浆液 （8） 从水合物反应器底部的液相出口排出， 从水合吸收塔 （4） 顶部的液相入口进入。 3. 如权利要求 2 所述的方法， 其特征是所述压缩机 （2） 出口压力为 2 4Mpa。 4. 如权利要求 2 所述的方法， 其特征。
8、是所述水合吸收塔 （4） 操作压力 2 4Mpa。 5. 如权利要求 2 所述的方法， 其特征是所述水合反应器 （6） 中操作压力 2 10Mpa， 温 度 -10 10。 6. 如权利要求 2 所述的方法， 其特征是所述水合物化解器 （16） 操作压力 0.1Mpa 2Mpa， 7. 如权利要求 2 所述的方法， 其特征是所述气提增压机 （9） 出口压力为 2 4Mpa。 8. 如权利要求 2 所述的方法， 其特征是所述换热器 （21） 出口温度为 -5 5。 9. 如权利要求 2 所述的方法， 其特征是所述泵 （23） 出口压力为 2 4Mpa。 权 利 要 求 书 CN 10377210。
9、6 A 2 1/5 页 3 用于回收催化裂化干气或乙烯裂解气中的乙烯、 乙烷的水 合吸收气提的装置及方法 技术领域 0001 本发明涉及催化裂化干气及乙烯裂解气的分离工艺， 尤其涉及通过水合、 吸收、 气 提的工艺来回收乙烯、 乙烷的设备和方法， 属于化工技术。 背景技术 0002 作为石化行业的支柱产业， 乙烯工业历来在国民经济中占有重要地位。随着我国 经济的迅速发展， 对乙烯的产量要求越来越高， 现有乙烯装置已经不能满足市场需求。 0003 目前聚合级乙烯主要是通过深冷分离裂解气获得， 裂解气中主要包括氢气、 甲烷、 乙烯、 乙烷等其他更重的组分。深冷分离是利用不同物质沸点不同的原理进行分。
10、离的。同 时， 由于常压下各组分沸点都很低， 所以通过提高压力的方法来提高物质沸点。 整个流程有 两个关键的部分， 其一是脱甲烷塔， 其二是冷箱。脱甲烷塔一般在 -130 摄氏度条件下操作， 是消耗冷量最大的地方， 工艺操作复杂。 有资料指出， 脱甲烷塔系统的冷量占分离过程总冷 量消耗的 42%。冷箱是提供整个流程的换热场所， 一般工作压力为 3.5 兆帕， 最低换热温度 超过 -160 摄氏度。极端的条件对冷箱材质的要求很苛刻， 造成冷箱制造成本很高， 同时也 有很高的安全隐患。以上两方面原因造成现有乙烯厂扩能增效存在明显瓶颈， 同时也造成 新建乙烯厂投资过高。 0004 乙烯的另一个来源是。
11、炼油厂中催化裂化干气， 其主要成分包括氢气、 氮气、 甲烷、 乙烯、 乙烷等。由于目前缺乏成熟的回收技术， 目前大部分干气主要作为燃料气直接燃烧， 也有一些技术利用干气来制取乙苯。有资料指出， 目前我国干气产量约为 520 万吨， 其中含 有乙烯约一百万吨。 同时， 随着多产烯烃的催化裂解工艺不断开发， 干气的量以及其中乙烯 的含量都大幅增加。因此， 回收干气， 尤其是回收其中的乙烯就显得非常重要， 这也是炼油 企业降低乙烯生产成本和实现资源有效配置的重要手段。 0005 回收炼厂干气中的乙烯目前有如下几个方案 ： 深冷分离、 吸收等。深冷法由分离 乙烯裂解气流程演变而来， 但是由于深冷法存在。
12、操作压力高、 能耗高的缺点， 以及催化裂化 属于高温过程， 一般没有深冷所需冷源， 目前尚未见有工业装置报道。 油吸收法一般利用丁 烷、 戊烷或芳烃作为吸收剂， 吸收干气中的乙烯以上组分， 再用精馏法把吸收的各个组分逐 一分离。通过对吸收液的解吸和初步分离可得到乙烯的质量分数为 84% 以上的 C2 组分， 乙 烯的回收率可达 95% 以上。但是油吸收存在着回收率不高、 纯度不够聚合级以及能耗高的 问题， 应用也不是很广泛。 0006 综上， 为了有效回收乙烯， 开发操作条件温和、 能耗低、 回收率高、 纯度达标的方 法有很重要的意义。 0007 水合物是一种气体小分子如甲烷、 乙烷、 乙烯、。
13、 二氧化碳等与水在一定压力、 温度 下形成的笼状晶体物质。由于不同客体分子形成水合物的条件不同， 因此可以先使混合气 体生成水合物， 再控制不同的条件使得气体以此从水合物笼状结构中分解出来， 从而达到 气体分离的目的。相比于其他方法， 水合物分离法最突出的优点就是能够在 0 摄氏度左右 说 明 书 CN 103772106 A 3 2/5 页 4 实现低沸点气体的分离， 而常规深冷方法需要在最低 -160 摄氏度的条件下操作。从这个角 度， 水合物法大大提高了分离温度， 使得工业装置的运行、 操作更加方便。 发明内容 0008 本发明针对现有技术的不足， 提出了一种用于分离催化裂化干气或乙烯裂。
14、解气中 乙烯、 乙烷的水合吸收气提的装置及方法， 具体技术方案如下 ： 0009 本发明涉及的一种用于分离催化裂化干气或乙烯裂解气中乙烯、 乙烷的水合吸收 气提的装置， 压缩机 2 的出口与水合吸收塔 4 中部的入口相连接， 水合吸收塔 4 顶部气相出 口与水合反应器 6 贫气入口相连接， 底部出口与水合物化解器 16 入口相连接。水合物化解 器 16 顶部气相出口与气提分流器 13 进口相连接。气提分流器 13 一个出口为产品出口， 另 一个出口为气提出口， 气提出口与气提增压机 9 进口连接。气提增压机 9 的出口连接水合 吸收塔底部气提入口。水合物化解器 16 的底部液相出口与浆液分流器。
15、 18 入口连接， 浆液 分流器 18 的残液出口排出部分残液， 浆液出口连接换热器 21 入口。换热器 21 出口与泵 23 入口连接， 泵 23 的出口连接浆液混合器 26 的浆液入口。浆液补充管与浆液混合器 26 的浆 液补充口相连。浆液混合器 26 的出口与水合反应器 6 的浆液入口相连。水合反应器 6 顶 部的气相出口排出废气， 底部液相出口与水合吸收塔 8 的顶部液相入口相连。 0010 水合吸收塔 4 以及水合反应器 6 的形式不限， 一切有利于气液相接触且传热良好 的设备都可使用。 0011 本发明提出的一种用于分离催化裂化干气或乙烯裂解气中乙烯、 乙烷的水合吸收 气提的方法，。
16、 其分离流程为 ： 原料气 1 在压缩机 2 中增压后进入水合吸收塔 6 中部。压缩原 料气 3、 气提气 10 与水合浆液 8 在水合吸收塔内发生气液相接触， 大量的氮气、 甲烷等气体 在水合吸收塔4上部富集， 形成贫气7。 而其他组分溶解在水合浆液8中， 形成吸收浆液15。 吸收浆液 15 在水合物化解器 16 中进行减压、 闪蒸过程， 所释放的富气 14 从水合物化解器 16 顶部气相出口排出。富气 14 经过气提分流器 13 的分流作用形成产品气 12 以及回流气 11， 回流气 11 经过气提压缩机 9 提高压力后形成气提气 10。化解浆液 17 从水合物化解器 16 底部的液相出口。
17、排出， 经过浆液分流器 18 的分流作用， 形成排出浆液 19 以及内循环浆 液 20。内循环浆液 20 经过换热器 21 降温作用以及泵 23 的增压作用形成水合浆液 24。补 充浆液 25 与水合浆液 24 在浆液混合器 26 混合作用下形成总循环浆液 27。总循环浆液 27 与贫气 7 在水合反应器中发生水合物生成反应， 乙烯、 乙烷等重组分全部生成水合物， 而甲 烷、 氮气等轻组分部分形成水合物， 大部分形 成废气 5 排出。水合浆液 8 从水合物反应器 底部的液相出口排出， 从水合吸收塔 4 顶部的液相入口进入。 0012 具体技术条件为 ： 压缩机 2 出口压力为 2 4Mpa ；。
18、 水合吸收塔 4 操作压力 2 4Mpa， 水合反应器6中操作压力210Mpa， 温度-1010。 在水合反应器6中贫气与总 循环浆液 27 进行水合反应， 所有的乙烯、 乙烷等重组分全部形成水合物， 而氮气、 甲烷等轻 组分部分形成水合物， 大部分形成废气 5 排出。水合物化解器 16 操作压力 0.1Mpa 2Mpa， 气提增压机 9 出口压力为 2 4Mpa， 与水合吸收塔 4 匹配。换热器 21 出口温度为 -5 5， 泵 23 出口压力为 2 4Mpa。 0013 本发明具有以下优点 ： 0014 （1） 提出了一种用于分离催化裂化干气或乙烯裂解气中乙烯、 乙烷的水合吸收气 说 明 。
19、书 CN 103772106 A 4 3/5 页 5 提的组合工艺。用常规深冷法分离时， 脱甲烷塔需要在 -130 摄氏度操作， 涉及到乙烯制冷 剂或者甲烷制冷剂。同时需要工艺要求极高的冷箱提供换热场所， 投资、 操作费用都很高。 而本工艺只需要在 0 摄氏度附近就能完成乙烯、 乙烷等重组分与氮气、 甲烷等轻组分的分 离， 只需要液氨等低品位制冷剂， 操作费用、 投资费用大大降低。普通吸收法只能得到体积 分数 84% 的粗乙烯， 而本流程能得到 99.6% 以上的 C2 产品， C2 产品回收率能达到 95% 以 上。 0015 （2） 本方法很好的将水合与吸收相耦合， 一方面利用了水合法对烃。
20、类分子的良好 选择性， 另一方面充分利用了油对烃类分子的吸收作用来进行粗处理。 相比普通深冷法， 改 工艺能耗降低 17%， 操作费用降低 30%。 0016 本发明的组合工艺使用与以下几方面 ： 0017 （1） 回收炼厂催化裂化干气中乙烯、 乙烷等有显著经济价值的组分 0018 （2） 用于乙烯裂解气的分离中， 用来取代冷箱、 脱甲烷塔这两个能耗最大的部分， 让改工艺的产品直接进入乙烯塔进行乙烯与乙烷的分离。 附图说明 0019 图 1 为本发明工艺流程示意图。 具体实施方案 0020 以下结合附图和具体实施方案对本发明进行更详细的介绍， 但不对本发明的可实 施范围构成任何限定。 0021。
21、 装置如图1所示 ： 压缩机2的出口与水合吸收塔4中部的入口相连接， 水合吸收塔 4顶部气相出口与水合反应器6贫气入口相连接， 底部出口与水合物化解器16入口相连接。 水合物化解器 16 顶部气相出口与气提分流器 13 进口相连接。气提分流器 13 一个出口为 产品出口， 另一个出口为气提出口， 气提出口与气提增压机 9 进口连接。气提增压机 9 的出 口连接水合吸收塔底部气提入口。水合物化解器 16 的底部液相出口与浆液分流器 18 入口 连接， 浆液分流器 18 的残液出口排出部分残液， 浆液出口连接换热器 21 入口。换热器 21 出口与泵 23 入口连接， 泵 23 的出口连接浆液混合。
22、器 26 的浆液入口。浆液补充管与浆液混 合器 26 的浆液补充口相连。浆液混合器 26 的出口与水合反应器 6 的浆液入口相连。水合 反应器 6 顶部的气相出口排出废气， 底部液相出口与水合吸收塔 8 的顶部液相入口相连。 0022 水合吸收塔 4 以及水合反应器 6 的形式不限， 一切有利于气液相接触且传热良好 的设备都可使用。 0023 本发明提出的一种用于分离催化裂化干气或乙烯裂解气中乙烯、 乙烷的水合吸收 气提的方法， 其分离流程为 ： 原料气 1 在压缩机 2 中增压后进入水合吸收塔 6 中部。压缩原 料气 3、 气提气 10 与水合浆液 8 在水合吸收塔内发生气液相接触， 大量的。
23、氮气、 甲烷等气体 在水合吸收塔4上部富集， 形成贫气7。 而其他组分溶解在水合浆液8中， 形成吸收浆液15。 吸收浆液 15 在水合物化解器 16 中进行减压、 闪蒸过程， 所释放的富气 14 从水合物化解器 16 顶部气相出口排出。富气 14 经过气提分流器 13 的分流作用形成产品气 12 以及回流气 11， 回流气 11 经过气提压缩机 9 提高压力后形成气提气 10。化解浆液 17 从水合物化解器 16 底部的液相出口排出， 经过浆液分流器 18 的分流作用， 形成排出浆液 19 以及内循环浆 说 明 书 CN 103772106 A 5 4/5 页 6 液 20。内循环浆液 20 。
24、经过换热器 21 降温作用以及泵 23 的增压作用形成水合浆液 24。补 充浆液 25 与水合浆液 24 在浆液混合器 26 混合作用下形成总循环浆液 27。总循环浆液 27 与贫气 7 在水合反应器中发生水合物生成反应， 乙烯、 乙烷等重组分全部生成水合物， 而甲 烷、 氮气等轻组分部分形成水合物， 大部分形成废气 5 排出。水合浆液 8 从水合物反应器底 部的液相出口排出， 从水合吸收塔 4 顶部的液相入口进入。 0024 具体技术条件为 ： 压缩机 2 出口压力为 2 4Mpa ； 水合吸收塔 4 操作压力 2 4Mpa， 水合反应器6中操作压力210Mpa， 温度-1010。 在水合反。
25、应器6中贫气与总 循环浆液 27 进行水合反应， 所有的乙烯、 乙烷等重组分全部形成水合物， 而氮气、 甲烷等轻 组分部分形成水合物， 大部分形成废气 5 排出。水合物化解器 16 操作压力 0.1Mpa 2Mpa， 气提增压机 9 出口压力为 2 4Mpa， 与水合吸收塔 4 匹配。换热器 21 出口温度为 -5 5， 泵 23 出口压力为 2 4Mpa。 0025 实施例 1. 0026 原料气 1 的摩尔组成为 31.7%N2+32.1%CH4+27.1%C2H4+10.0%C2H6， 质量流量 为 1400kg/hr， 温度 20。工艺中采用柴油和水作为浆液， 总循环浆液 27 的质量。
26、流量为 37875.911kg/hr。标准状态下水合反应器 6 中气液比为 100:1。 0027 压缩机 2 将原料气 1 压缩到 3Mpa， 水合吸收塔 4 在 3Mpa 下操作， 总平衡级数 15， 压缩原料气在第 8 级进料。水合物化解器 16 在 0.1Mpa 下绝热闪蒸， 进行化解。换热器 21 将内循环浆液 20 冷却到 0， 水合物反应器 6 在 0， 3Mpa 条件下操作。气提压缩机将回 流器压缩到 3Mpa 从水合吸收塔 4 的塔底进入。分离的结果如表格 1。表格 1 显示， 产品气 12 中 C2+ 摩尔分数 99.9% 以上， 回收率 99.3% 以上， 实现了 C2+。
27、 组分与 N2、 CH4 在 0附近 的分离。 0028 表格 1 典型催化干气水合吸收气提分离结果 ： 0029 说 明 书 CN 103772106 A 6 5/5 页 7 0030 实施例 2. 0031 原 料 气 1 的 摩 尔 组 成 为 24.1%N2+32.5%CH4+36.6%C2H4+6.8%C2H6， 质 量 流 量 为 1500kg/hr， 温度 20。工艺中采用柴油和水作为浆液， 总循环浆液 27 的质量流量为 45895.022kg/hr。 0032 压缩机 2 将原料气 1 压缩到 3.1Mpa， 水合吸收塔 4 在 3.1Mpa 下操作， 总平衡级数 12， 压。
28、缩原料气在第 6 级进料。水合物化解器 16 在 0.2Mpa 下绝热闪蒸， 进行化解。换热器 21将内循环浆液20冷却到1， 水合物反应器6在1， 3.1Mpa条件下操作。 气提压缩机将 回流器压缩到 3.1Mpa 从水合吸收塔 4 的塔底进入。分离的结果如表格 2。表格 2 显示， 产 品气 12 中 C2+ 摩尔分数 99.9% 以上， 回收率 99.5% 以上， 实现了 C2+ 组分与 N2、 CH4 在 0 附近的分离。 0033 表格 2 典型催化干气水合吸收气提分离结果 ： 0034 0035 说 明 书 CN 103772106 A 7 1/1 页 8 图 1 说 明 书 附 图 CN 103772106 A 8 。