一种油气分离及回收的装置和方法
阅读说明：本技术 一种油气分离及回收的装置和方法 (Oil-gas separation and recovery device and method ) 是由 黄孟旗 吴迪 余龙红 江盛阳 吴雷 丁昱文 于 2019-11-01 设计创作，主要内容包括：本发明属于化工领域,具体公开了一种油气分离及回收的装置和方法,本发明中在轻烃分离之前将汽油和C4以及C4以下组分提前分开,使得后续流程中无需再采用汽油吸收液化气组分,节省了吸收剂循环的消耗,同时,本发明中对脱丁烷塔出口气体进行了脱硫,轻烃分离过程中物流不再含H-2S,降低了轻烃分离回收系统的材质要求,并降低了H-2S泄漏可能带来的风险,确保了整个工艺的安全性；同时本发明工艺流程简单,操作条件缓和,能量消耗少。(The invention belongs to the field of chemical industry, and particularly discloses a device and a method for separating and recovering oil gas, wherein gasoline, C4 and components below C4 are separated in advance before light hydrocarbon separation, so that gasoline is not required to be adopted to absorb liquefied gas components in the subsequent flow, the consumption of absorbent circulation is saved, meanwhile, the gas at the outlet of a debutanizer is desulfurized, and the material flow does not contain H in the light hydrocarbon separation process 2 S, the material requirement of a light hydrocarbon separation and recovery system is reduced, and H is reduced 2 The risk possibly brought by S leakage ensures the safety of the whole process; meanwhile, the invention has simple process flow, mild operation condition and less energy consumption.)
技术领域
本发明属于炼油及化工领域，更具体地，涉及一种油气分离及回收的装置和方法，更具体地涉及了催化裂化、催化裂解及延迟焦化等气体收率较高的工艺中的油气分离及的装置和方法。
背景技术
轻烃是指将石油化工工艺中得到甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、碳四等组分，轻烃分离工艺一直是石油化工工艺关注的重点。现有催化裂化、加氢裂化和延迟焦化等气体收率较高的工艺常采用吸收稳定来回收液化气(C3/C4)组分，实现液化气组分与干气(H2/C1/C2)组分的分离，同时将汽油进行稳定，以保证汽油的蒸汽压合格。
吸收稳定工艺有主要是由四塔组成：吸收塔、再吸收塔、脱吸塔及稳定塔，其中液化气的回收率由吸收塔和再吸收塔来控制，液化气的规格由脱吸塔(控制碳二含量)和稳定塔(控制碳五含量)来保证。主要特点是在一定的压力(1.3MPaG～1.6MPaG)及常温下先将富气中大部分液化气组分及少量碳二等吸收下来，然后在合适的条件下将碳二等轻组分脱吸，经冷却后再返回吸收塔。这样，采用吸收、脱吸的方法在较缓和的操作条件下实现碳二和碳三的分离，避免采用精馏的方法(压力较高、温度较低，需要制冷)来分离碳二和碳三，降低了投资和能耗；付出的代价是脱吸塔顶气体中除有碳二外，还有一定的液化气等重组分，脱吸气重新返回吸收塔，造成液化气组分在吸收脱吸之间的循环，使吸收稳定系统的能耗增加。
现有吸收稳定工艺方法存在以下不足：
(1)吸收稳定系统采用稳定汽油作为吸收剂，来回收液化气组分，常温40℃吸收，不制冷，为了确保液化气回收率，汽油循环量大。
(2)汽油在汽油吸收塔、脱吸塔和稳定塔之间进行循环，乙烷脱吸塔和稳定塔底温位较高，塔底重沸器热负荷较大，能耗较高。
(3)稳定塔(脱丁烷塔)设在末端，汽油所走过流程长，能耗较高；
(4)脱硫设在干气和液化气产品线上，吸收稳定系统含有H2S，对材质要求高，且可能存在安全隐患。
发明内容
本发明的目的是一种工艺流程简单，操作条件缓和的油气分离回收液化气的装置及方法，通过该方法可实现碳三以及碳四组分的高效分离和回收，同时由于回收过程中不含H2S，降低轻烃回收系统的材质要求，更加安全。
为了实现上述目的，本发明提供一种油气分离及回收的方法，该方法包括：
(1)气液分离：来自上游装置的油气经冷凝冷却后送至气液分离罐进行气液分离，罐底液相经增压后送至脱丁烷塔，罐顶气相经压缩后送至脱丁烷塔；
(2)脱丁烷：来自步骤(1)的气相和液相进入脱丁烷塔，脱丁烷塔塔顶馏出气相经冷凝进入塔顶回流罐分离出气相与液相，然后分别送至除杂，至少部分脱丁烷塔塔底液相作为稳定汽油产品采出；
(3)气相除杂：脱丁烷塔塔顶回流罐罐顶气相依次在富气脱硫塔内以贫胺液为吸收剂脱H2S和CO2，在富气碱洗塔内以碱液为吸收剂脱除硫醇后经冷却后送至后冷器；
(4)液相除杂：脱丁烷塔塔顶回流罐罐底液相依次在液态烃脱硫塔内脱除H2S和CO2，在液态烃脱硫醇反应器内脱除硫醇后送至后冷器；
(5)冷却：气相和液相在后冷器内进行初步混合及冷却后送至进料罐；
(6)进料：来自后冷器的物流在进料罐内进行气液平衡后，罐顶气相送至吸收塔，罐底液相送至脱甲烷塔；
(7)吸收：吸收塔内，以混合C4为吸收剂吸收来自进料罐罐顶的气相中的C3以及C3以上的组分，同时共吸收部分C2及C2以下的轻组分，吸收塔塔顶气相送至下游装置，塔底液相返回至后冷器；
(6)脱甲烷：来自进料罐罐底的液相在脱甲烷塔内进一步分离甲烷氢组分，分离出来的甲烷氢从脱乙烷塔塔顶采出或返回至后冷器，塔底液相组分送至脱乙烷塔；
(7)脱乙烷：来自脱甲烷塔塔底的液相在脱乙烷塔内进一步分离C2组分，分离出来的混合C2组分从脱乙烷塔塔顶采出或返回至后冷器，塔底C3以及C3以上的液相组分送至脱丙烷塔；
(8)脱丙烷：来自脱乙烷塔塔底的液相组分在脱丙烷塔内进一步分离，分离出来的C3组分从脱丙烷塔塔顶采出，至少部分塔底组分作为混合C4吸收剂送至吸收塔，其余部分作为混合C4产品采出。
作为C3组分进一步分离的优选方案，所述方法还包括：(9)丙烯精馏：脱丙烷塔采出的C3组分送至丙烯精馏塔内进一步精馏，丙烯精馏塔塔顶气相作为丙烯产品采出，塔底液相作为丙烷产品采出，进一步优选地，所述丙烯精馏塔塔顶温度为45～50℃，压力为1.7～2.0MPaG，塔底温度为55～60℃。
作为C4以及C4以上组分进一步回收的优选方案，所述方法还包括：(10)吸收剂回收：来自吸收塔塔顶气相在吸收剂回收塔内以来自脱丁烷的稳定汽油为吸收剂吸收来自吸收塔塔顶的气相中的C4以及C4以上的组分，同时吸收部分C2/C3组分，吸收剂回收塔塔顶气相作为干气采出，塔底液相返回至脱丁烷塔或返回至催化裂化单元分馏塔作为顶循循环，进一步优选地，所述吸收剂回收塔压力为0.85～1.35MPaG，温度为5～25℃。
本发明使用范围广泛，化工生产中常见的催化裂化、催化裂解、延迟焦化等气体收率较高的工艺中的油气(包括H2、C1-C4、汽油组分及少量非烃组分)均可使用本发明的装置进行油气分离及回收。
作为本发明的一个优选方案，为了避免现有技术液化气回收中需要使用大量的汽油进行循环吸收，本发明首先使用脱丁烷塔将汽油与C4以及C4以下的组分分离开，所述脱丁烷塔塔顶的温度为55～85℃，塔顶压力为1.0～1.5MPaG，塔底温度为160～210℃。
作为本发明的一个优选方案，为了满足相关产品回收的要求，需要在脱丁烷塔塔顶物流进行下一步分离之前，对其进行气液相杂质脱除，主要包括胺洗脱H2S和碱洗脱硫醇，优选地，所述气相除杂的温度为35～45℃，压力为0.95～1.45MPaG；所述液相除杂的温度为35～45℃，压力为1.6～2.2MPaG。本发明中，胺洗脱H2S可以采用复合胺液溶剂(即以MDEA为基础的改性溶剂)，同时进行H2S和CO2的脱除，其中，H2S可脱除至低于20ppmw，CO2的脱除效率可达到90～99wt％，有效地降低进入碱洗脱硫醇反应器物流中CO2的含量，进而降低碱液消耗。气液相从胺洗出来后，再分别经过碱洗，可以进一步将H2S降低至10ppmw以下，CO2降低至200ppmw以下。
作为本发明的一个优选方案，所述进料罐的温度为5～25℃，压力为0.9～1.4MPaG；所述吸收塔压力为0.85～1.35MPaG，温度为5～25℃。
由于本发明主要的回收目标为C3/C4组分，并进一步分离出纯度不低于99.6v％的丙烯，故根据C3/C4组饱和蒸汽压较低的原理，在本发明所采用的工艺操作条件下，直接采用一次气液分离就可将较大部分C3/C4组分冷凝下来，然后依次对冷凝液进行脱甲烷、脱乙烷以及脱丙烷工艺，最后还可以通过进一步精馏得到丙烷和丙烯产品。
作为本发明的一个优选方案，当需要回收碳二产品时，可以将脱乙烷塔顶得到的碳二产品直接引出，经过杂质脱除后送至下游乙烯装置进一步回收，碳二产品中主要为乙烯和乙烷，并含有约20v％丙烯，其中碳二组分的回收率在50-60wt％。
作为本发明的一个优选方案，由于以循环碳四为吸收剂，碳四组分在吸收塔、脱乙烷塔和脱丙烷塔之间进行循环，由于碳四组分沸点较低，使脱甲烷塔、脱乙烷塔和脱丙烷塔塔底温位低，塔底重沸器负荷降低，更加节能，其中，所述脱甲烷塔塔顶温度10～35℃，压力1.2～1.7MPaG，塔底温度为50～80℃；所述脱乙烷塔塔顶温度5～25℃，压力2.0～3.2MPaG，塔底温度为60～110℃；所述脱丙烷塔塔顶温度为45～60℃，压力为1.6～2.0MPaG，塔底温度为85～110℃。
本发明中，脱甲烷塔只设提馏段，不设精馏段，塔顶不设冷凝器，来自上游气液分离罐的液相直接进入脱甲烷塔塔顶的第一块塔板，以降低整个工艺对冷量的消耗。
本发明中，脱乙烷塔同时设有精馏段和提馏段，以尽量降低脱乙烷塔顶气体中所带走的丙烯及更重组分，减少丙烯及更重组分的循环量，从而降低循环碳四的流量，降低能量消耗。
本发明另一方面提供一种油气分离回收的装置，该装置包括：油气进料管线、气液分离罐、压缩机、脱丁烷塔、富气脱硫塔、富气碱洗塔、液态烃脱硫塔、液态烃脱硫醇反应器、冷却器、后冷器、进料罐、吸收塔、脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔；
其中，油气进料管线与气液分离罐入口连接，气液分离罐罐顶依次与压缩机、脱丁烷塔连接，罐底与脱丁烷塔连接；
脱丁烷塔塔顶设置有回流罐，回流罐罐顶依次与富气脱硫塔、富气碱洗塔、冷却器、后冷器以及进料罐连接；罐底依次与液态烃脱硫塔、液态烃脱硫醇反应器、后冷器以及进料罐连接；脱丁烷塔塔底设置稳定汽油采出管线；
进料罐罐顶与吸收塔连接，罐底与脱甲烷塔连接；
吸收塔塔顶与下游装置连接，塔底与后冷器连接，吸收塔上部设有混合C4吸收剂进料管线；
脱甲烷塔塔顶与后冷器连接，塔底与脱乙烷塔连接；
脱乙烷塔塔顶设置有碳二采出管线，所述碳二采出管线任选与后冷器连接，塔底与脱丙烷塔连接；
脱丙烷塔上部设有混合C3产品采出管线，塔底设有混合C4产品采出管线，所述混合C4产品采出管线分为两支，其中一支作为混合C4吸收剂进料管线；
作为本发明的一个优选方案，所述下游装置包括丙烯精馏塔；所述混合C3产品采出管线与丙烯精馏塔连接；所述丙烯精馏塔塔顶设有丙烯产品采出管线，塔底设有丙烷产品采出管线。
作为本发明的一个优选方案，所述下游装置包括吸收剂回收塔；所述吸收剂回收塔塔顶设有干气采出管线，塔底与脱丁烷塔连接，所述吸收剂回收塔上部设有稳定汽油吸收剂进料管线，所述脱丁烷塔稳定汽油产品采出管线分为两支，其中一支作为稳定汽油吸收剂进料管线；或者，所述吸收剂回收塔塔顶设有干气采出管线，塔底与催化裂化单元连接，所述吸收剂回收塔上部设有稳定汽油吸收剂进料管线，与催化裂化单元的稳定汽油采出管线连接。
作为本发明的一个优选方案，脱丁烷塔塔底设有重沸器；压缩机可以分为多段，段间液相采出管线与所述脱丁烷塔连接。
与现有技术相比，本发明具有如下优点：
(1)本发明通过选用合适的工艺参数，大部分液化气组分通过直接冷凝被回收，而不是采用汽油作为吸收剂来回收液化气组分，汽油循环量大幅降低，从而大幅降低了能耗。
(2)本发明中在轻烃分离之前将汽油和C4以及C4以下组分提前分开，使得后续流程中无需再采用汽油吸收液化气组分，节省了吸收剂循环的消耗，同时，本发明中对脱丁烷塔出口气态烃和液态烃单独进行了脱硫，轻烃分离过程中物流不再含H2S，降低了轻烃分离回收系统的材质要求，确保了工艺的安全性。
(3)本发明中由于采用循环碳四作为吸收剂，脱甲烷塔及脱乙烷塔塔底温位低，且碳四循环量小，塔底重沸器负荷下降，更加节能。
(4)本发明对进料罐底物流采用脱甲烷+脱乙烷的工艺流程，脱甲烷塔及脱乙烷塔顶气相流量较低，返回至吸收塔的气体小，可以有效降低碳四循环量，能耗较低。
本发明的其它特征和优点将在随后
具体实施方式
部分予以详细说明。
附图说明
通过结合附图对本发明示例性实施方式进行更详细的描述，本发明的上述以及其它目的、特征和优势将变得更加明显，其中，在本发明示例性实施方式中，相同的参考标号通常代表相同部件。
图1示出了本发明实施例1中催化裂化油气分离及回收的工艺流程图。
图2示出了本发明实施例2中催化裂化油气分离及回收的工艺流程图。
附图标记说明：
1、气液分离罐；2、压缩机一段；3、压缩机二段；4、脱丁烷塔；5、富气脱硫塔；6、富气碱洗塔；7、液态烃脱硫塔；8、液态烃脱硫醇反应器；9、冷却器；10、后冷器；11、进料罐；12、吸收塔；13、脱甲烷塔；14、脱乙烷塔；15、脱丙烷塔；16、丙烯精馏塔；17、吸收剂回收塔；
S1、来自上游装置的油气；S2、粗汽油；S3、贫胺液；S4、富胺液；S5、碱液；S6、待再生碱液；S7、碳四吸收剂；S8、碳四产品；S9、干气；S10、丙烯产品；S11、丙烷产品；S12、稳定汽油；S13、碳二产品。
具体实施方式
下面将更详细地描述本发明的优选实施方式。虽然以下描述了本发明的优选实施方式，然而应该理解，可以以各种形式实现本发明而不应被这里阐述的实施方式所限制。
下列实施例中原料油气的性质如表1所示，油气中C5+组分的性质如表2所示：
表1
表2
项目
数值
密度，20℃
0.8167
恩式蒸馏(D-86)，℃
馏出百分数，v％
0
42
10
91
30
99
50
129
70
145
90
162
100
187
实施例1
一种油气分离回收的装置包括：油气进料管线、气液分离罐1、压缩机、脱丁烷塔4、富气脱硫塔5、富气碱洗塔6、液态烃脱硫塔7、液态烃脱硫醇反应器8、冷却器9、后冷器10、进料罐11、吸收塔12、脱甲烷塔13、脱乙烷塔14、脱丙烷塔15、丙烯精馏塔16以及吸收剂回收塔17；
其中，油气进料管线与气液分离罐1入口连接，气液分离罐1罐顶依次与压缩机、脱丁烷塔4连接，罐底与脱丁烷塔4连接；
脱丁烷塔4塔顶设置有回流罐，回流罐罐顶依次与富气脱硫塔5、富气碱洗塔6、冷却器9、后冷器10以及进料罐11连接；罐底依次与液态烃脱硫塔7、液态烃脱硫醇反应器8、后冷器10以及进料罐11连接；脱丁烷塔4塔底设置稳定汽油采出管线；
进料罐11罐顶与吸收塔12连接，罐底与脱甲烷塔13连接；
吸收塔12塔顶与吸收剂回收塔17连接，塔底与后冷器10连接，吸收塔12上部设有混合C4吸收剂进料管线；
吸收剂回收塔17塔顶设有干气采出管线，塔底与脱丁烷塔4连接，吸收剂回收塔17上部设有稳定汽油吸收剂进料管线，脱丁烷塔4稳定汽油产品采出管线分为两支，其中一支作为稳定汽油吸收剂进料管线；
脱甲烷塔13塔顶与后冷器10连接，塔底与脱乙烷塔14连接；
脱乙烷塔14塔顶与后冷器10连接，塔底与脱丙烷塔15连接；
脱丙烷塔15上部与丙烯精馏塔16连接，塔底设有混合C4产品采出管线，混合C4产品采出管线分为两支，其中一支作为混合C4吸收剂进料管线；
丙烯精馏塔16上部设有丙烯产品采出管线，塔底设有丙烷产品采出管线。
采用上述装置进行油气分离，分离流程如图1所示：
(1)气液分离：来自上游装置的油气经冷凝冷却后送至气液分离罐1进行气液分离，罐底液相经增压后送至脱丁烷塔4，罐顶气相经压缩后送至脱丁烷塔4；
(2)脱丁烷：来自步骤(1)的气相和液相进入脱丁烷塔4，脱丁烷塔4塔顶馏出气相经冷凝进入塔顶回流罐分离出气相与液相，然后分别送至除杂，部分脱丁烷塔4塔底液相作为稳定汽油产品采出，其余部分作为吸收剂送至吸收剂回收塔17；脱丁烷塔塔顶的温度为55～85℃，塔顶压力为1.0～1.5MPaG，塔底温度为160～210℃；
(3)气相除杂：脱丁烷塔4塔顶回流罐罐顶气相依次在富气脱硫塔5内以贫胺液S3为吸收剂脱H2S和CO2，在富气碱洗塔6内以碱液S5为吸收剂脱除硫醇后经冷却后送至后冷器10；气相除杂的温度为35～45℃，压力为0.95～1.45MPaG；
(5)液相除杂：脱丁烷塔4塔顶回流罐罐底液相依次在液态烃脱硫塔7内脱除H2S和CO2，在液态烃脱硫醇反应器8内脱除硫醇后送至后冷器10；液相除杂的温度为35～45℃，压力为1.6～2.2MPaG；
(5)冷却：气相和液相在后冷器10内进行初步混合及冷却后送至进料罐11；
(6)进料：来自后冷器10的物流在进料罐11内进行气液平衡后，罐顶气相送至吸收塔12，罐底液相送至脱甲烷塔13；进料罐的温度为5～25℃，压力为0.9～1.4MPaG；
(7)吸收：吸收塔12内，以混合C4为吸收剂吸收来自进料罐11罐顶的气相中的C3以及C3以上的组分，同时共吸收部分C2及C2以下的轻组分，吸收塔12塔顶气相送至吸收剂回收塔17，塔底液相返回至后冷器10；吸收塔的温度为5～25℃，压力为0.85～1.35MPaG；
(6)脱甲烷：来自进料罐11罐底的液相在脱甲烷塔13内进一步分离甲烷氢组分，分离出来的甲烷氢从脱乙烷塔14塔顶采出并返回至后冷器10，塔底液相组分送至脱乙烷塔14；脱甲烷塔塔顶的温度10～35℃，压力1.2～1.7MPaG，塔底的温度为50～80℃；
(7)脱乙烷：来自脱甲烷塔13塔底的液相在脱乙烷塔14内进一步分离C2组分，分离出来的混合C2组分从脱乙烷塔14塔顶采出并返回至后冷器10，塔底C3以及C3以上的液相组分送至脱丙烷塔15；脱乙烷塔塔顶的温度5～25℃，压力2.0～3.2MPaG，塔底的温度为60～110℃；
(8)脱丙烷：来自脱乙烷塔14塔底的液相组分在脱丙烷塔15内进一步分离，分离出来的C3组分从脱丙烷塔15塔顶采出，至少部分塔底组分作为混合C4吸收剂送至吸收塔12，其余部分作为混合C4产品采出；脱丙烷塔塔顶的温度为45～60℃，压力为1.6～2.0MPaG，塔底的温度为85～110℃；
(9)丙烯精馏：脱丙烷塔15采出的C3组分送至丙烯精馏塔16内进一步精馏，丙烯精馏塔16塔顶气相作为丙烯产品S10采出，塔底液相作为丙烷产品S11采出；丙烯精馏塔塔顶温度为45～50℃，压力为1.7～2.0MPaG，塔底温度为55～60℃；
(10)吸收剂回收：来自吸收塔12塔顶气相在吸收剂回收塔17内以来自脱丁烷塔4的稳定汽油为吸收剂吸收来自吸收塔12塔顶的气相中的C4以及C4以上的组分，同时吸收部分C2/C3组分，吸收剂回收塔17塔顶气相作为干气S9采出，塔底液相返回至脱丁烷塔4；吸收剂回收塔的温度5～25℃，压力0.85～1.35MPaG。
通过上述方法分离催化裂化反应中的轻质烃，分离各产品组成及性质如表3、表4所示。
表3
表4汽油产品性质
实施例2
轻烃分离如图2所示，与实施例1存在的区别在于：
(7)脱乙烷：来自脱甲烷塔13塔底的液相在脱乙烷塔14内进一步分离C2组分，分离出来的混合C2组分从脱乙烷塔塔顶采出，副产得到碳二产品S13，塔底C3以及C3以上的液相组分送至脱丙烷塔15。
通过上述方法分离催化裂化反应中的轻质烃，分离各产品组成及性质如表5、表6所示。
表5
表6汽油产品性质
项目
汽油
流量，kg/h
64252
密度，20℃
0.742
馏出百分数，v％
恩式蒸馏(D-86)，℃
0
44
10
57
30
89
50
107
70
137
90
157
100
182
由上表数据可知，本发明流程简单，操作条件缓和，能量消耗少，利用较少的设备，就能实现催化裂化、催化裂解以及延迟焦化的油气中液化气的回收，其中，回收的碳三组分、碳四组分的回收率均大于99wt％，进一步分离得到的丙烯产品中C2含量不大于200ppmv。且由实施例2可知，本发明还可以副产得到碳二产品，且碳二产品的回收率在50～60％。
以上已经描述了本发明的各实施例，上述说明是示例性的，并非穷尽性的，并且也不限于所披露的各实施例。在不偏离所说明的各实施例的范围和精神的情况下，对于本技术领域的普通技术人员来说许多修改和变更都是显而易见的。
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