專利名稱：用于分離催化裂化干氣或乙烯裂解氣中的乙烯、乙烷的吸收水合耦合裝置及方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及將吸收分離工藝和水合分離工藝結(jié)合起來(lái)分離回收催化干氣或乙烯裂解氣中的乙烯、乙烷的組合裝置及方法，屬于化工技術(shù)。
背景技術(shù)：
催化裂化作為煉油技術(shù)核心，在原油深度加工方面發(fā)揮了重要作用，也是煉油企業(yè)最大的效益裝置之一。催化裂化裝置生產(chǎn)的液化氣，經(jīng)氣分裝置回收丙烯，也給許多煉油企業(yè)帶來(lái)了很好的效益。但作為催化裝置副產(chǎn)品的干氣，目前對(duì)其利用重視不足，通常作為燃料使用。然而，催化干氣中含有較高附加值的乙烯，如果能合適地加以回收，將是催化裂化裝置的另一個(gè)效益增長(zhǎng)亮點(diǎn)。
催化干氣中乙烯含量較低，從目前可行的應(yīng)用方式看，主要有2種一是直接用于干氣作為原料，利用其中的乙烯，直接與苯反應(yīng)生產(chǎn)乙苯，但因催化干氣中乙烯濃度較低， 相對(duì)高純度乙烯來(lái)說(shuō)，其設(shè)備投資相對(duì)較大；二是通過(guò)對(duì)干氣中的乙烯進(jìn)行濃縮，而后通過(guò)分離得到聚合級(jí)的乙烯。深冷分離技術(shù)能耗高，設(shè)備投資大；變壓吸附的主要缺點(diǎn)是難以通過(guò)一次分離得到聚合級(jí)乙烯，一般條件下得到的乙烯純度為80% (體積分?jǐn)?shù))，如采用配套組合工藝生產(chǎn)高純度乙烯，投資相應(yīng)增大；中冷油吸收技術(shù)，只能生產(chǎn)84% (體積分?jǐn)?shù))粗乙烯；先進(jìn)的回收系統(tǒng)技術(shù)(ARS)，能耗低，比常規(guī)的深冷分離技術(shù)節(jié)能15%-25%，烴類回收率達(dá)到96%，對(duì)原料適應(yīng)性強(qiáng)、產(chǎn)品純度高，但該工藝為國(guó)外技術(shù)，涉及的專利費(fèi)用較高。
乙烯工業(yè)作為石化行業(yè)的支柱產(chǎn)業(yè)，歷來(lái)在國(guó)民經(jīng)濟(jì)中占有重要地位。乙烯裝置最復(fù)雜的部分就是深冷分離工段，是整個(gè)裝置或生產(chǎn)工藝擴(kuò)能增效的瓶頸。水合物分離技術(shù)剛好能滿足以上所述的這些低沸點(diǎn)氣體混合物的分離需要。
水合物是水和小分子氣體(CH4、C2H4、C2H6、C02、N2等)在一定溫度、壓力條件下形成的一種“籠型”物質(zhì)。由于不同氣體形成水合物的難易程度不一樣，因此可通過(guò)生成水合物的方法，使易生成水合物的組分優(yōu)先進(jìn)入水合物相而實(shí)現(xiàn)氣體混合物的分離。由于水合物法的最大優(yōu)勢(shì)是可以在o°c以上實(shí)現(xiàn)低沸點(diǎn)氣體混合物的分離，而常規(guī)精餾法則需要在很低的溫度下進(jìn)行，如甲烷和氫氣的分離需要在-160°c左右進(jìn)行、甲烷和乙烷的分離需要在-110°C左右進(jìn)行，所以利用水合物法分離某些低沸點(diǎn)氣體混合物已經(jīng)受到業(yè)界的重視。
單純的水合物法處理多組分混合氣體時(shí)存在著先天的缺陷，例如由于氣體在水中的溶解度一般很小和水只能與混合氣體中易于水合的特定組分實(shí)現(xiàn)水合，使水合分離方法處理多組分混合氣體是的速度和分離效果不是很理想。另一方面，利用單純的水合物法對(duì)低沸點(diǎn)氣體進(jìn)行分離和回收，要提高分離效果，需要盡可能提高水合物的生成量，對(duì)設(shè)備的效能和過(guò)程能耗都提出更高的要求。研究發(fā)現(xiàn)，水合過(guò)程分離Cl和C2時(shí)，C2濃度較低時(shí)水合分離效率較高，因此水合分離過(guò)程用于低濃度C2濃縮比較有利。傳統(tǒng)的吸收分離方法通過(guò)氣體在氣液兩相的分配系數(shù)差異實(shí)現(xiàn)分離，但在實(shí)際應(yīng)用中， 當(dāng)氣相中C2濃度較低時(shí)，由于平衡關(guān)系的影響，需要使用大量的吸收劑，故低濃度分離經(jīng)濟(jì)不合算。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明根據(jù)現(xiàn)有技術(shù)的不足，提出了一種用于分離催化裂化干氣或乙烯裂解氣中的こ烯、こ烷的吸收水合耦合裝置及方法，具體技術(shù)方案如下一種用于分離催化裂化干氣或乙烯裂解氣中的乙烯、乙烷的吸收水合耦合裝置，增壓機(jī)BI排氣管與換熱器B2入口連接，換熱器B2出ロ連接絕熱平衡罐B3進(jìn)ロ。絕熱平衡罐B3的氣體出ロ管路連接吸收塔B4底部氣體入ロ，絕熱平衡罐B3的液體出ロ連接解吸塔B5頂部液體入ロ。吸收塔B4底部液體出ロ連接換熱器B2進(jìn)ロ ；吸收塔B4的塔頂氣體出口連接換熱器Bll的進(jìn)ロ。解吸塔B5頂部氣體出口連接換熱器B2進(jìn)ロ管路。解吸塔B5底部液體出ロ連接吸收劑再生精餾塔B6中部的進(jìn)料ロ，吸收劑再生精餾塔B6塔頂為產(chǎn)品出口，吸收劑再生精餾塔B6塔底液體出口連接泵B8進(jìn)液ロ，泵B8的出液管路連接換熱器BlO進(jìn)ロ，換熱器BlO出ロ連接吸收塔B4頂部進(jìn)液管。換熱器Bll氣體出ロ連接水合反應(yīng)器B12進(jìn)氣ロ，水合反應(yīng)器B12底部液體出ロ連接水合物分解罐B13中部的進(jìn)液管，水合物分解罐B13頂部氣體出ロ連接增壓機(jī)BI氣體入ロ。水合物分解罐B13底部液體出ロ連接泵B14進(jìn)液ロ，泵B14的排液管連接換熱器B15進(jìn)液管，換熱器B15的排液管連接水合反應(yīng)器B12的進(jìn)液管。其中吸收劑再生精餾塔B6的底部液體出口還可以改為連接解吸塔B5的再沸器加熱介質(zhì)入ロ，B5再沸器的加熱介質(zhì)出ロ連接泵B8液體入ロ。水合反應(yīng)器B12形式不限，一切有利于氣液接觸的裝備都可使用。本發(fā)明提出了一種用于分離催化裂化干氣或こ烯裂解氣中的こ烯、こ烷的吸收水合耦合方法，其吸收分離過(guò)程為原料氣I先在壓縮機(jī)BI增壓后進(jìn)入換熱器B2換熱，然后進(jìn)入絕熱平衡罐B3。絕熱平衡罐B3中的氣相物流3進(jìn)入吸收塔B4底部，絕熱平衡罐B3中的液相物流7進(jìn)入解吸塔B5頂部。絕熱平衡罐B3中的氣相物流3在吸收塔B4中上行時(shí)與從吸收塔B4塔頂部下行的吸收劑5接觸，絕熱平衡罐B3中的氣相物流3中大量的C2以及少量的N2和CH4被吸收劑吸收后經(jīng)吸收塔B4底部液相物流6進(jìn)入換熱器B2 ;絕熱平衡罐B3中的氣相物流3中的剩余氣體由吸收塔B4的塔頂氣相物流4排除。絕熱平衡罐B3中的液相物流7經(jīng)解吸塔B5頂部下行的過(guò)程中與解吸塔B5底部再沸器中上行的氣相逆流接觸，絕熱平衡罐B3中的液相物流7中的N2，CH4被解吸進(jìn)入氣相，經(jīng)解吸塔B5頂部氣相物流8排出；解吸塔B5頂部氣相物流8中為吸收劑，C2，N2, CH4的氣體混合物，解吸塔B5頂部氣相物流8進(jìn)入換熱器B2。解吸塔B5底部得到液相物流9主要含C2和吸收劑。解吸塔B5底部得到液相物流9進(jìn)入吸收劑再生精餾塔B6，吸收劑再生精餾塔B6塔頂?shù)脷庀郈2產(chǎn)品10，其摩爾濃度可達(dá)99. 6%，可直接進(jìn)入乙烯塔分離得到聚合級(jí)こ烯。吸收劑再生精餾塔B6塔底得到再生的吸收劑，吸收劑攜帶的熱量可用于為解吸塔B5的塔釜再沸器及中間再沸器供熱，回收能量，經(jīng)換熱加壓后與補(bǔ)充的部分新鮮吸收劑15—起進(jìn)入吸收塔B4頂部。具體技術(shù)條件為水合分離過(guò)程從吸收塔B4頂部排出的氣相物流4中C2摩爾分率為5%-15%，經(jīng)換熱器則1換熱至-5.0-5°C后進(jìn)入水合分離過(guò)程，在水合反應(yīng)器B12中與水或油水乳液充分接觸后分離為主要含CH4、N2的氣相物流21，水合物漿液18。水合物漿液18進(jìn)入水合物分解罐B13中，經(jīng)減壓或加熱或減壓、加熱同時(shí)進(jìn)行，C2、CH4的混合氣體由分解罐B13頂部氣相物流20排出，作為循環(huán)物流與原料氣I合并進(jìn)入增壓機(jī)BI。分解罐B13底部得到的水或油水乳液19經(jīng)換熱加壓后進(jìn)入水合反應(yīng)器循環(huán)使用。吸收分離過(guò)程使用的吸收劑為C4, C5，或二者的混合溶劑；水合分離過(guò)程使用純水或油水乳液。
增壓機(jī)BI出口壓力2 4MPa;換熱器B2出口溫度_35 45°C ;絕熱平衡罐B3 壓力2 4MPa，絕熱；吸收塔B4塔頂壓力2 4MPa，氣液進(jìn)料溫度_35 45°C;解吸塔B5 塔頂壓力2 4MPa，塔釜溫度40 140°C;吸收劑再生精餾塔B6操作壓力I 2. 5MPa,塔頂溫度-30 -10°C ;泵B8的出口壓力2 4MPa;換熱器BlO的出口溫度-30 45°C ;換熱器Bll的出口溫度-5 5°C ;水合反應(yīng)器壓力2 44MPa，溫度-5 5°C ;水合物分解罐B13壓力O.1 2MPa，溫度I 25°C ;泵則4的出口壓力2 4MPa ;換熱器B15出口溫度-5 5。。。
本發(fā)明具有如下優(yōu)點(diǎn)
⑴提供了一種分離催化干氣或乙烯裂解氣中的C2H4、C2H6的組合工藝。常規(guī)精餾法分離甲烷和乙烷、乙烯時(shí)通常在-100°C以下進(jìn)行，需要復(fù)雜的復(fù)疊制冷循環(huán)系統(tǒng)，需要甲烷作為制冷劑，能量品位高；而本方法全流程在-30°C至零度以上進(jìn)行，僅需要少量丙烯制冷劑或者循環(huán)水降溫，能量品位大大降低，因此公用工程費(fèi)用大大降低。變壓吸附的主要缺點(diǎn)是難以通過(guò)一次分離得到聚合級(jí)乙烯，一般條件下得到的乙烯純度為80% (體積分?jǐn)?shù))，如采用配套組合工藝生產(chǎn)高純度乙烯，投資相應(yīng)增大；中冷油吸收技術(shù)，只能生產(chǎn)84% (體積分?jǐn)?shù))粗乙烯；本發(fā)明方法可以得到摩爾濃度高達(dá)99. 6%的C2產(chǎn)品，C2產(chǎn)品收率能達(dá)到92%以上。
⑵本方法利用吸收和水合分離相耦合的方法發(fā)揚(yáng)了兩種方法各自的優(yōu)勢(shì)，又同時(shí)避免了兩種方法各自的劣勢(shì)，即高濃度有利于吸收分離而低濃度有利于水合高效分離。本耦合法與單一的吸收法相比所用吸收劑質(zhì)量減少了 34%，能耗降低14.5% ;與單一的多級(jí)水合分離法相比C2產(chǎn)品純度和收率大大提高。
本發(fā)明的組合工藝適用于以下幾方面
⑴回收催化干氣中的C2H4、C2H6等經(jīng)濟(jì)價(jià)值較高的組分。
⑵應(yīng)用于乙烯生產(chǎn)過(guò)程。取代脫甲烷塔和冷箱，直接讓99. 6%以上的C2混合物進(jìn)入乙烯
塔，避免深冷分離。


圖1為本發(fā)明工藝流程示意圖。具體實(shí)施方案
以下結(jié)合附圖和具體實(shí)施方案對(duì)本發(fā)明進(jìn)行更詳細(xì)的介紹，但不對(duì)本發(fā)明的可實(shí)施范圍構(gòu)成任何限定。
裝置如圖1所示增壓機(jī)BI排氣管與換熱器B2入口連接，換熱器B2出口連接絕熱平衡罐B3進(jìn)口。絕熱平衡罐B3的氣體出口管路連接吸收塔B4底部氣體入口，絕熱平衡罐B3的液體出口連接解吸塔B5頂部液體入口。吸收塔B4底部液體出口連接換熱器B2進(jìn)口 ；吸收塔B4的塔頂氣體出口連接換熱器Bll的進(jìn)口。解吸塔B5頂部氣體出口連接換熱器B2進(jìn)口管路。解吸塔B5底部液體出口連接吸收劑再生精餾塔B6中部的進(jìn)料口，吸收劑。再生精餾塔B6塔頂為產(chǎn)品出口，吸收劑再生精餾塔B6塔底液體出口連接泵B8進(jìn)液ロ，泵B8的出液管路連接換熱器BlO進(jìn)ロ，換熱器BlO出口連接吸收塔B4頂部進(jìn)液管。換熱器Bll氣體出ロ連接水合反應(yīng)器B12進(jìn)氣ロ，水合反應(yīng)器B12底部液體出ロ連接水合物分解罐B13中部的進(jìn)液管，水合物分解罐B13頂部氣體出口連接增壓機(jī)BI氣體入口。水合物分解罐B13底部液體出ロ連接泵B14進(jìn)液ロ，泵B14的排液管連接換熱器B15進(jìn)液管，換熱器B15的排液管連接水合反應(yīng)器B12的進(jìn)液管。其中吸收劑再生精餾塔B6的底部液體出ロ還可以改為連接解吸塔B5的再沸器加熱介質(zhì)入口，B5再沸器的加熱介質(zhì)出ロ連接泵B8液體入口。水合反應(yīng)器B12形式不限，一切有利于氣液接觸的裝備都可使用。本發(fā)明提出了一種用于分離催化裂化干氣或こ烯裂解氣中的こ烯、こ烷的吸收水合耦合方法，其吸收分離過(guò)程為原料氣I先在壓縮機(jī)BI增壓后進(jìn)入換熱器B2換熱，然后進(jìn)入絕熱平衡罐B3。絕熱平衡罐B3中的氣相物流3進(jìn)入吸收塔B4底部，絕熱平衡罐B3中的液相物流7進(jìn)入解吸塔B5頂部。絕熱平衡罐B3中的氣相物流3在吸收塔B4中上行時(shí)與從吸收塔B4塔頂部下行的吸收劑5接觸，絕熱平衡罐B3中的氣相物流3中大量的C2以及少 量的N2和CH4被吸收劑吸收后經(jīng)吸收塔B4底部液相物流6進(jìn)入換熱器B2 ;絕熱平衡罐B3中的氣相物流3中的剩余氣體由吸收塔B4的塔頂氣相物流4排除。絕熱平衡罐B3中的液相物流7經(jīng)解吸塔B5頂部下行的過(guò)程中與解吸塔B5底部再沸器中上行的氣相逆流接觸，絕熱平衡罐B3中的液相物流7中的N2，CH4被解吸進(jìn)入氣相，經(jīng)解吸塔B5頂部氣相物流8排出；解吸塔B5頂部氣相物流8中為吸收劑，C2，N2, CH4的氣體混合物，解吸塔B5頂部氣相物流8進(jìn)入換熱器B2。解吸塔B5底部得到液相物流9主要含C2和吸收劑。解吸塔B5底部得到液相物流9進(jìn)入吸收劑再生精餾塔B6，吸收劑再生精餾塔B6塔頂?shù)脷庀郈2產(chǎn)品10，其摩爾濃度可達(dá)99. 6%，可直接進(jìn)入こ烯塔分離得到聚合級(jí)こ烯。吸收劑再生精餾塔B6塔底得到再生的吸收劑，吸收劑攜帶的熱量可用于為解吸塔B5的塔釜再沸器及中間再沸器供熱，回收能量，經(jīng)換熱加壓后與補(bǔ)充的部分新鮮吸收劑15—起進(jìn)入吸收塔B4頂部。具體技術(shù)條件為水合分離過(guò)程從吸收塔B4頂部排出的氣相物流4中C2摩爾分率為5%-15%，經(jīng)換熱器則1換熱至-5.0-5°C后進(jìn)入水合分離過(guò)程，在水合反應(yīng)器B12中與水或油水乳液充分接觸后分離為主要含CH4、N2的氣相物流21，水合物漿液18。水合物漿液18進(jìn)入水合物分解罐B13中，經(jīng)減壓或加熱或減壓、加熱同時(shí)進(jìn)行，C2、CH4的混合氣體由分解罐B13頂部氣相物流20排出，作為循環(huán)物流與原料氣I合并進(jìn)入增壓機(jī)BI。分解罐B13底部得到的水或油水乳液19經(jīng)換熱加壓后進(jìn)入水合反應(yīng)器循環(huán)使用。吸收分離過(guò)程使用的吸收劑為C4, C5，或二者的混合溶劑；水合分離過(guò)程使用純水或油水乳液。增壓機(jī)BI出口壓カ2 4MPa ;換熱器B2出ロ溫度_35 45 °C ;絕熱平衡罐B3壓カ2 4MPa，絕熱；吸收塔B4塔頂壓カ2 4MPa，氣液進(jìn)料溫度_35 45°C ;解吸塔B5塔頂壓カ2 4MPa，塔釜溫度40 140°C;吸收劑再生精餾塔B6操作壓カI(xiàn) 2. 5MPa,塔頂溫度-30 -10°C ;泵B8的出口壓カ2 4MPa ;換熱器BlO的出ロ溫度-30 45°C ；換熱器Bll的出ロ溫度-5 5°C ;水合反應(yīng)器壓力2 44MPa，溫度-5 5°C ;水合物分解罐B13壓カ0.1 2MPa，溫度I 25°C ;泵則4的出口壓カ2 4MPa ;換熱器B15出口溫度-5 5 0C o
實(shí)施例1.
原料氣摩爾組成為25. 64%N2+39. 68%CH4+18. 32%C2H4+16. 36%C2H6,質(zhì)量流量 10000kg/h，進(jìn)料溫度為20°C。吸收過(guò)程吸收劑使用正戊烷循環(huán)量為46605kg/h，每小時(shí)補(bǔ)充正戊烷1894kg/h。水合分離過(guò)程使用純水,標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài)下氣液比為140:1。
換熱器B2將物流2、6、8換熱到35°C。平衡罐B3溫度35°C，壓力3MPa.吸收塔B4 在3MPa下操作，10塊塔板，在第3、4塔板之間設(shè)中間冷凝器，液相溫度設(shè)為35°C，塔頂吸收劑溫度為35°C。解吸塔B5操作壓力3MPa，塔底溫度143. 6°C，在第5、6塔板之間設(shè)中間再沸器，溫度85°C，壓力3MPa。吸收劑再生塔B6操作壓力2MPa，塔釜溫度160. 7 V，冷凝器溫度-17. 6°C, 10塊塔板。水合反應(yīng)器B12操作壓力3MPa，溫度TC。水合物分解罐B13 操作壓力2MPa，溫度15°C。分離結(jié)果列于表I。從表I中可以看出，經(jīng)過(guò)吸收耦合分離后， 尾氣21中的C2總濃度降至4%，C2產(chǎn)品物流10中C2總摩爾濃度達(dá)到99. 6%，C2收率達(dá)到 92. 2%，在0°C以上實(shí)現(xiàn)了 C2產(chǎn)品與CH4，N2的高純度分離。
表格I催化干氣吸收水合耦合分離結(jié)果
(正戊烷在3MPa，35°C 吸收；3MPa，1°C水合)
權(quán)利要求
1.一種用于分離催化裂化干氣或乙烯裂解氣中的乙烯、乙烷的吸收水合耦合裝置，其特征是增壓機(jī)BI排氣管與換熱器B2入口連接，換熱器B2出口連接絕熱平衡罐B3進(jìn)口。絕熱平衡罐B3的氣體出口管路連接吸收塔B4底部氣體入口，絕熱平衡罐B3的液體出口連接解吸塔B5頂部液體入口。吸收塔B4底部液體出口連接換熱器B2進(jìn)口 ；吸收塔B4的塔頂氣體出口連接換熱器Bll的進(jìn)口。解吸塔B5頂部氣體出口連接換熱器B2進(jìn)口管路。解吸塔B5底部液體出口連接吸收劑再生精餾塔B6中部的進(jìn)料口，吸收劑再生精餾塔B6塔頂為產(chǎn)品出口，吸收劑再生精餾塔B6塔底液體出口連接泵B8進(jìn)液口，泵B8的出液管路連接換熱器BlO進(jìn)口，換熱器BlO出口連接吸收塔B4頂部進(jìn)液管。換熱器Bll氣體出口連接水合反應(yīng)器B12進(jìn)氣口，水合反應(yīng)器B12底部液體出口連接水合物分解罐B13中部的進(jìn)液管，水合物分解罐B13頂部氣體出口連接增壓機(jī)BI氣體入口。水合物分解罐B13底部液體出口連接泵B14進(jìn)液口，泵B14的排液管連接換熱器B15進(jìn)液管，換熱器B15的排液管連接水合反應(yīng)器B12的進(jìn)液管。其中吸收劑再生精餾塔B6的底部液體出口還可以改為連接解吸塔B5的再沸器加熱介質(zhì)入口，B5再沸器的加熱介質(zhì)出口連接泵B8液體入口。
2.一種用于分離催化裂化干氣或乙烯裂解氣中的乙烯、乙烷的吸收水合耦合方法，其特征是原料氣I先在壓縮機(jī)BI增壓后進(jìn)入換熱器B2換熱，然后進(jìn)入絕熱平衡罐B3 ;絕熱平衡罐B3中的氣相物流3進(jìn)入吸收塔B4底部，絕熱平衡罐B3中的液相物流7進(jìn)入解吸塔B5頂部；絕熱平衡罐B3中的氣相物流3在吸收塔B4中上行時(shí)與從吸收塔B4塔頂部下行的吸收劑5接觸，絕熱平衡罐B3中的氣相物流3中大量的C2以及少量的N2和CH4被吸收劑吸收后經(jīng)吸收塔B4底部液相物流6進(jìn)入換熱器B2 ;絕熱平衡罐B3中的氣相物流3中的剩余氣體由吸收塔B4的塔頂氣相物流4排除；絕熱平衡罐B3中的液相物流7經(jīng)解吸塔B5頂部下行的過(guò)程中與解吸塔B5底部再沸器中上行的氣相逆流接觸，絕熱平衡罐B3中的液相物流7中的N2，CH4被解吸進(jìn)入氣相，經(jīng)解吸塔B5頂部氣相物流8排出；解吸塔B5頂部氣相物流8中為吸收劑，C2，N2, CH4的氣體混合物，解吸塔B5頂部氣相物流8進(jìn)入換熱器B2 ;解吸塔B5底部得到液相物流9主要含C2和吸收劑；解吸塔B5底部得到液相物流9進(jìn)入吸收劑再生精餾塔B6，吸收劑再生精餾塔B6塔頂?shù)脷庀郈2產(chǎn)品10，可直接進(jìn)入乙烯塔分離得到聚合級(jí)乙烯；吸收劑再生精餾塔B6塔底得到再生的吸收劑，吸收劑攜帶的熱量可用于為解吸塔B5的塔釜再沸器及中間再沸器供熱，回收能量，經(jīng)換熱加壓后與補(bǔ)充的部分新鮮吸收劑15 —起進(jìn)入吸收塔B4頂部。
3.如權(quán)利要求2所述的方法，其特征是從吸收塔B4頂部排出的氣相物流4中C2摩爾分率為5%-15%，經(jīng)換熱器Bll換熱至-5. 0-5°C后進(jìn)入水合分離過(guò)程，在水合反應(yīng)器B12中與水或油水乳液充分接觸后分離為主要含CH4、N2的氣相物流21，水合物漿液18 ;水合物漿液18進(jìn)入水合物分解罐B13中，經(jīng)減壓或加熱或減壓、加熱同時(shí)進(jìn)行，C2、CH4的混合氣體由分解罐B13頂部氣相物流20排出，作為循環(huán)物流與原料氣I合并進(jìn)入增壓機(jī)BI ;分解罐B13底部得到的水或油水乳液19經(jīng)換熱加壓后進(jìn)入水合反應(yīng)器循環(huán)使用；吸收分離過(guò)程使用的吸收劑為C4, C5，或二者的混合溶劑；水合分離過(guò)程使用純水或油水乳液。4.如權(quán)利要求2所述的方法，其特征是增壓機(jī)BI出口壓力2 4MPa ;換熱器B2出口溫度-35 45°C;絕熱平衡罐B3壓力2 4MPa，絕熱；吸收塔B4塔頂壓力2 4MPa，氣液進(jìn)料溫度_35 450C ;解吸塔B5塔頂壓力2 4MPa，塔釜溫度40 140°C ;吸收劑再生精餾塔B6操作壓力I 2. 5MPa,塔頂溫度-30 -10°C ;泵B8的出口壓力2 4MPa;換熱器BlO的出口溫度 -30 45°C ;換熱器Bll的出口溫度-5 5°C ;水合反應(yīng)器壓力2 44MPa，溫度-5 50C ;水合物分解罐B13壓力O.1 2MPa，溫度I 25°C ;泵B14的出口壓力2 4MPa ;換熱器B15出口溫度-5 5°C。
全文摘要
本發(fā)明提出一種用于分離催化裂化干氣或乙烯裂解氣中的乙烯、乙烷的吸收水合耦合裝置及方法。分為兩個(gè)過(guò)程，催化干氣或者乙烯裂解氣首先進(jìn)入吸收分離過(guò)程，經(jīng)過(guò)吸收、解吸和吸收劑再生得到高純度C2產(chǎn)品；吸收塔頂?shù)腃2貧氣進(jìn)入水合分離過(guò)程，水合分離回收的C2氣體與原料氣合并返回吸收分離過(guò)程。將吸收分離過(guò)程和水合物法分離過(guò)程相結(jié)合，發(fā)揮吸收法在高濃度區(qū)分離效率高，水合分離法在低濃度時(shí)分離效率高的優(yōu)點(diǎn)，降低了吸收過(guò)程所需的溶劑量，同時(shí)避免了水合分離純度不高，分離效率低的缺點(diǎn)，得到的C2產(chǎn)品純度達(dá)到99.6%，可直接進(jìn)入乙烯塔。本發(fā)明的方法適用于從催化裂化干氣或乙烯裂解氣中分離回收C2組分，有望替代深冷分離工藝。
文檔編號(hào)C07C7/00GK103030494SQ201210574220
公開(kāi)日2013年4月10日 申請(qǐng)日期2012年12月21日 優(yōu)先權(quán)日2012年12月21日
發(fā)明者李鑫鋼, 陳超, 辛峰, 李永紅, 丁輝, 史榮會(huì) 申請(qǐng)人:天津大學(xué)