1.本发明涉及气体有机物回收领域，具体地，涉及一种回收炼厂干气中碳二及更重组分的方法及其系统、所述方法或系统在炼厂干气回收中的应用。
背景技术：
2.来自炼油化工装置的炼厂干气，如催化裂化干气、延迟焦化干气、psa解析气、加氢裂化干气、px歧化燃料气、px异构化燃料气、重整干气等，其中通常含有较多的碳二及更重组分，如果将干气中的碳二及更重组分进行回收，送入乙烯装置裂解炉或者后续分离单元做原料，经济效益显著。以催化干气、焦化干气和psa解吸气等为代表的炼厂干气中，氢气、甲烷、氮气等轻组分含量较多，碳二含量在10-20％vol左右，以下统称为轻炼厂干气。以加裂干气、芳烃干气(包括px歧化燃料气、px异构化燃料气等)等为代表的炼厂干气中，具有较高的碳二及以上组分含量，如px歧化燃料气中乙烷摩尔含量较高时可达到25-70％vol，加氢裂化干气中碳二和碳三组分含量之和可超过50％vol，以下统称为重炼厂干气。
3.目前从炼厂干气中回收碳二及更重组分的方法主要有深冷分离法、变压吸附法、浅冷油吸收法等。深冷分离法工艺成熟，乙烯回收率高、纯度高，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。
4.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，一般先利用吸收剂在浅冷的温度(5-20℃)下吸收c2和c2以上的重组分，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。但是常规的浅冷油吸收工艺一般不对原料干气进行区分，如果原料中既有轻炼厂干气又有重炼厂干气的话，轻、重炼厂干气会混合在一起，经压缩机升压、冷却后送入主吸收塔。重炼厂干气中的碳二及更重组分同样经历了吸收-解吸过程，最终从解吸塔顶气相或抽出吸收剂中送出界区。工艺中主吸收塔和解吸塔负荷较大，塔釜再沸器蒸汽消耗较多。
5.cn101063048a公开了一种采用中冷油吸收法分离炼厂干气的方法，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。但该工艺中需将干气冷却到-30℃至-40℃，属于中冷分离工艺，因此投资较大，能耗较高。
6.cn103087772a公开了一种油吸收法分离干气的装置及方法，该方法由碳四吸收、碳四解吸、汽油吸收等步骤组成，采用碳四作为吸收剂，回收干气中的碳二碳三馏分。再采用汽油吸收剂回收尾气中的碳四。该工艺碳二回收率高。当原料干气中同时有轻炼厂干气和重炼厂干气时，两种干气(可能是多股原料气)需在压缩机入口或段间进行混合，重炼厂干气中的c2+组分会被稀释，之后再送入吸收塔、解吸塔进行提浓。碳四吸收塔和碳四解吸塔负荷较大，能耗较高。
7.cn106609161a公开了一种分离炼厂饱和干气的方法，将炼厂饱和干气进行压缩、冷却和气液分离处理，气液分离处理后的压缩干气和压缩凝液分别送往碳四吸收塔进行吸
收或送往汽油稳定塔进行精馏处理。流程中包括一台汽油稳定塔，用来处理汽油吸收塔釜的富汽油溶剂和上述压缩凝液。当原料干气中同时有轻炼厂干气和重炼厂干气时，两种干气(可能是多股)需在压缩机入口或段间进行混合。重炼厂干气中的c2+组分会被稀释，导致后续经压缩、冷却分相后析出的压缩凝液量减少。重炼厂干气中大部分的c2+组分仍然进入碳四吸收塔、解吸塔。两塔负荷较大，能耗较高。
8.cn104560194a公开了一种炼厂饱和干气回收系统及回收方法，该系统包括吸收塔、解吸塔、再吸收塔、压缩机和换热器，并设置有凝液气提塔。炼厂干气经压缩、冷却分液后得到的压缩凝液送往凝液气提塔处理，凝液气提塔釜出料作为产品采出。当原料干气中同时有轻炼厂干气和重炼厂干气时，重炼厂干气中的c2+组分会被稀释，导致进入凝液气提塔的压缩凝液量减少，重炼厂干气中有许多的c2+组分仍将经历碳四吸收-解吸过程。吸收塔和解吸塔负荷较大，能耗较高。
9.综上所述，在回收炼厂干气中的碳二及更重组分时，当原料干气中同时有轻炼厂干气(碳二及更重组分含量较少)和重炼厂干气(碳二及更重组分含量较多)时，常规的浅冷油吸收工艺会将轻、重炼厂干气在气体压缩阶段进行混合，重炼厂干气中的c2+组分经稀释后其中大部分仍然经历后续的吸收-解吸过程。增加了主吸收塔和解吸塔塔釜再沸器负荷，系统总能耗随之增加。
技术实现要素：
10.本发明的目的是为了克服现有技术的存在的回收炼厂干气时，由于轻炼厂干气和重炼厂干气混合导致的能耗过高的问题，提供一种回收炼厂干气中碳二及更重组分的方法及其系统与应用，该方法能够同时回收以催化干气、焦化干气、psa解吸气等为代表的轻炼厂干气和以芳烃干气、加裂干气等为代表的重炼厂干气中的碳二及更重组分，并且能够显著降低回收系统的能耗。
11.为了实现上述目的，本发明第一方面提供一种回收炼厂干气中碳二及更重组分的方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤：
12.(1)轻炼厂干气压缩：将轻炼厂干气进行压缩；
13.(2)重炼厂干气压缩：将重炼厂干气进行压缩；
14.(3)重炼厂干气冷却分相：将步骤(2)得到的重炼厂压缩干气冷却后，进行气液分相，得到第一气相和第一液相；
15.(4)干气冷却：将步骤(1)得到的轻炼厂压缩干气和步骤(3)得到的第一气相混合得到混合干气，将所述混合干气进行压缩、冷却；
16.(5)碳四和碳五吸收：将步骤(4)得到的冷却干气送入吸收塔的中部，与来自吸收塔顶部的吸收剂逆流接触，吸收塔的塔顶得到第二气相，吸收塔的塔釜得到第二液相；
17.(6)解吸：将步骤(5)得到的第二液相送入解吸塔的中部，进行解吸，解吸塔的塔顶得到粗提浓气，解吸塔的塔釜得到贫吸收剂；
18.(7)脱碳：将步骤(6)得到的粗提浓气送入脱碳塔的底部，与来自脱碳塔顶部的脱碳剂接触，脱碳塔的塔顶得到第三气相，脱碳塔的塔釜得到第三液相；
19.将步骤(3)中的第一液相与步骤(7)中的第三气相合并得到提浓气。
20.本发明第二方面提供一种回收炼厂干气中碳二及更重组分的系统，其特征在于，
所述系统包括：第一压缩机一段、第一压缩机二段、第二压缩机、第一冷却器、第二冷却器、分液罐、压缩机段间罐、吸收塔、解吸塔和脱碳塔；
21.所述第一压缩机一段用于将轻炼厂干气进行压缩，并与压缩机段间罐连通；
22.所述第二压缩机、第一冷却器和分液罐依次连通，用于将重炼厂干气进行压缩、冷却和气液分相；
23.所压缩机段间罐分别与所述第一压缩机一段和所述分液罐的顶部连通，用于将来自第一压缩机一段的轻炼厂压缩干气和来自分液罐顶部的第一气相进行混合，得到混合干气；
24.所述压缩机段间罐、第一压缩机二段、第二冷却器、吸收塔、解吸塔和脱碳塔依次连通；
25.所述第一压缩机二段和第二冷却器用于将来自压缩机段间罐顶部的混合干气进行压缩、冷却；
26.所述吸收塔的中部与第二冷却器连通，用于将经第二冷却器冷却后的压缩混合干气与吸收剂逆流接触，所述吸收塔的塔顶和塔釜分别排出第二气相和第二液相；
27.所述解吸塔的中部与所述吸收塔的底部连通，用于将所述吸收塔的底部排出的第二液相进行解吸，所述解吸塔的塔顶得到粗提浓气，所述解析塔的塔釜得到贫吸收剂；
28.所述脱碳塔的底部与所述解吸塔的顶部连通，用于将所述解吸塔的顶部排出的粗提浓气与脱碳剂逆流接触，所述脱碳塔的塔顶得到第三气相，所述脱碳塔的塔釜得到第三液相；
29.所述第三气相与来自分液罐底部的第一液相进行混合，得到提浓气。
30.本发明第三方面提供一种上述方法或系统在炼厂干气回收中的应用。
31.通过上述技术方案，本发明所提供的回收炼厂干气中碳二及更重组分的方法及其系统与应用获得以下有益的效果：
32.(1)本发明中，将轻炼厂干气和重炼厂干气分别进行压缩、冷却处理，重炼厂干气中部分碳二及更重组分进入分液罐液相，直接合并入产品提浓气中，不需经历吸收-解吸过程，在保证碳二回收率的基础上，节省了吸收塔、解吸塔再沸器消耗，降低了系统能耗。
33.(2)本发明中，重炼厂干气中的氢气、甲烷、氮气等轻组分大部分与轻炼厂干气一起，经压缩后送入吸收塔，经过吸收-解吸过程与碳二组分分离，保证了最终产品提浓气中的轻组分含量要求。
34.(3)本发明中，重炼厂干气中二氧化碳和硫化氢含量较少，因此重炼厂干气的压缩冷却凝液直接并入产品气，可以在保证产品中二氧化碳和硫化氢含量要求的基础上，减少脱碳单元处理量，从而节省设备投资。
35.(4)本发明中，重炼厂干气的压缩压力和冷却温度与其组成有关，压缩压力和冷却温度的选取可以满足，第一气相量尽量少，以减少装置总能耗，同时第一液相与脱碳后的粗提浓气混合后，得到的提浓气产品中甲烷氢等轻组分含量足够少，以保证产品质量。
36.(5)本发明优选实施方式中，所述方法中，压缩、冷却、吸收和解吸操作最低温度在5-15℃，不需上丙烯制冷压缩机，可选用溴化锂制冷机组提供冷量，不用上干燥系统，投资少、操作简单、能耗低。
37.(6)本发明中，所述方法显著提高了产物提浓气中碳二及更重组分的回收率，具体
的，提浓气中的碳二组分回收率大于92％，碳三以及更重组分的回收率大于92％，可作为乙烯装置裂解炉或后续分离单元原料。
附图说明
38.图1是本发明的采用油吸收法回收轻重炼厂干气中碳二及更重组分的方法的流程示意图。
39.附图标记说明
40.1轻炼厂干气；2第一压缩机一段；3第一压缩机二段；4重炼厂干气；5第二压缩机；6第一冷却器；7分液罐；8压缩机段间罐；9第二冷却器；10吸收塔；11解吸塔；12吸收剂循环泵；13吸收剂冷却器；14脱碳塔；15碳四碳五吸收剂；16脱碳剂；17富脱碳剂；18提浓气；19第二气相；20粗提浓气。
具体实施方式
41.在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。
42.本发明第一方面提供一种回收炼厂干气中碳二及更重组分的方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤：
43.(1)轻炼厂干气压缩：将轻炼厂干气进行压缩；
44.(2)重炼厂干气压缩：将重炼厂干气进行压缩；
45.(3)重炼厂干气冷却分相：将步骤(2)得到的重炼厂压缩干气冷却后，进行气液分相，得到第一气相和第一液相；
46.(4)干气冷却：将步骤(1)得到的轻炼厂压缩干气和步骤(3)得到的第一气相混合得到混合干气，将所述混合干气进行压缩、冷却；
47.(5)碳四和碳五吸收：将步骤(4)得到的冷却干气送入吸收塔的中部，与来自吸收塔顶部的吸收剂逆流接触，吸收塔的塔顶得到第二气相，吸收塔的塔釜得到第二液相；
48.(6)解吸：将步骤(5)得到的第二液相送入解吸塔的中部，进行解吸，解吸塔的塔顶得到粗提浓气，解吸塔的塔釜得到贫吸收剂；
49.(7)脱碳：将步骤(6)得到的粗提浓气送入脱碳塔的底部，与来自脱碳塔顶部的脱碳剂接触，脱碳塔的塔顶得到第三气相，脱碳塔的塔釜得到第三液相；
50.将步骤(3)中的第一液相与步骤(7)中的第三气相合并得到提浓气。
51.本发明中，将轻炼厂干气和重炼厂干气分别进行压缩升压，重炼厂干气经压缩后，进行冷却和气液分相处理，分液罐气相送入轻炼厂干气压缩机段间罐，与轻炼厂干气合并后，进一步经压缩、冷却后送入下游吸收塔，进行吸收-解吸及脱碳处理；重炼厂干气压缩机出口分液罐液相直接并入经脱碳后的提浓气产品中，送出界区。采用本发明所述的方法，能够避免重炼厂干气中的碳二及更重组分被稀释，减少了吸收塔、解吸塔再沸器负荷，在保证碳二回收率的基础上节省了能耗，无需干燥器和丙烯制冷压缩机。
52.本发明中，除非另有说明，所述压力为表压。
53.本发明中，所述轻炼厂干气可以为本领域中常规的轻炼厂干气，例如来源于催化干气、焦化干气和psa解吸气中的至少一种。
54.根据本发明，所述轻炼厂干气包括氢气、甲烷、二氧化碳、硫化氢、氧气、氮气、碳二组分、碳三组分、碳四及更重组分。
55.优选地，基于轻炼厂干气的总体积，所述碳二组分的含量为10-20vol％、所述氢气与甲烷的总含量为30-75vol％、所述二氧化碳的含量为0-20vol％、所述硫化氢的含量为0-20vol％，所述碳三组分的含量为0-20vol％，所述碳四及更重组分的含量为0-10vol％。
56.本发明中，所述重炼厂干气可以为本领域中常规的重炼厂干气，例如来源于加裂干气、px歧化燃料气和px异构化燃料气中的至少一种。
57.根据本发明，所述重炼厂干气包括氢气、甲烷、碳二组分、碳三组分、碳四及更重组分。
58.优选地，基于重炼厂干气的总体积，所述氢气与甲烷的总含量为5-40vol％，所述碳二组分的含量为20-80vol％、所述碳三、碳四及更重组分的总含量为5-80vol％。
59.本发明中，所述碳二组分是指碳原子数为二的烃类组分，包括乙烷、乙烯；所述碳三组分是指碳原子数为三的烃类组分，包括丙烷、丙烯；所述碳四组分是指碳原子数为四的烃类组分，包括丁烷、丁烯。
60.根据本发明，步骤(1)中，所述轻炼厂干气压缩为多段压缩，优选为二段压缩或三段压缩。
61.优选地，将轻炼厂干气的压力提高至3-5mpag，优选为3.6-4.2mpag。
62.本发明中，为了确保重炼厂干气中的碳二以及更重组分更多的进入步骤(3)中的第一液相中，以减少装置的总能耗，与此同时，重炼厂干气中的氢气、甲烷、氮气等轻组分更少的进入步骤(3)中的第一液相中，以避免最终回收产物提浓气中的轻组分含量降低，发明人对步骤(2)中，将重炼厂干气的提升压力进行了研究，研究表明，当将重炼厂干气的压力提高至1-2mpag时，能够同时满足上述要求。
63.更进一步地，将重炼厂干气的压力提高至1.5-2mpag时，综合效果更为优异。
64.根据本发明，步骤(2)中，所述重炼厂干气压缩为一段压缩或二段压缩。
65.根据本发明，步骤(3)中，将重炼厂压缩干气冷却至5-30℃，优选为10-20℃。
66.本发明中，所述气液分相可以在本领域中常规的能够实现气液分离的设备中进行，例如所述气液分相在本发明所述的干气分液罐中进行。
67.本发明中，所述的步骤(3)中分液罐气液比由重炼厂干气组成、操作压力和冷却温度决定，优选使得第一液相中碳二及更重组分与重炼厂干气中碳二及更重组分的体积比大于3：10，优选为5：10-7：10。
68.本发明中，所述分液罐气液比是指分液罐顶部气相出料量与底部液相出料量之比。
69.根据本发明，步骤(4)中，将混合干气的压力提高至3-5mpag，冷却至5-30℃。
70.优选地，将混合干气的压力提高至3.6-4.2mpag，冷却至15-20℃。
71.本发明中，步骤(3)和步骤(4)中，所述冷却的步骤均可以由溴化锂吸收式制冷机提供的制冷剂进行冷却。
72.本发明中，采用由溴化锂吸收式制冷机提供的制冷剂对压缩气体进行冷却，溴化
锂制冷机以来源于炼厂的废热蒸汽或96-100℃的热水作为热源，与传统的丙烯制冷压缩机相比，所需能耗低，并且无需干燥系统、投资少、操作简单。
73.本发明中，所述制冷剂可以为本领域中常规的制冷剂，例如选用7-12℃的冷水作为制冷剂。
74.根据本发明，步骤(5)中，所述吸收剂为碳四和/或碳五馏分，优选为正丁烷、异丁烷、醚后碳四和戊烷中的至少一种。
75.本发明中，对于吸收剂的用量没有特别的要求，可以根据实际需要进行调整。
76.根据本发明，所述吸收塔的理论板数为25-50，优选为30-40。
77.根据本发明，所述吸收塔的操作压力为3-5mpag，优选为3.6-4.2mpag。
78.根据本发明，所述吸收塔的塔顶温度为10-30℃，优选为15-25℃。
79.根据本发明，所述吸收塔的塔釜温度为80℃-150℃，优选为100-130℃。
80.根据本发明，所述方法还包括，将步骤(5)中，所述第二气相送入燃料气管网，用于全厂燃料平衡。
81.本发明的一个具体实施方式，将经压缩、冷却的混合干气通入所述吸收塔的中部，与来自所述吸收塔顶部的吸收剂进行逆流接触，吸收第一气相中的碳二及以上馏分，吸收塔塔顶的第二气相送出界区，吸收塔塔釜的第二液相送至解吸塔处理。
82.根据本发明，所述解吸塔的理论板数为20-50，优选为30-40。
83.根据本发明，所述解吸塔的操作压力为1-2.8mpag，优选为1.2-2mpag。
84.根据本发明，所述解吸塔的塔顶温度为15-70℃，优选为18-55℃。
85.根据本发明，所述解吸塔的塔釜温度为90-200℃，优选为100-130℃。
86.根据本发明，所述方法还包括将步骤(6)中，解吸塔塔釜得到的贫吸收剂返回至吸收塔。
87.本发明中，步骤(7)中，所述脱碳剂为本领域常规的脱碳剂，例如mdea脱碳溶剂。
88.本发明中，对于脱碳剂的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。脱碳塔为典型的吸收塔，对理论板数、操作压力没有特别的要求，本领域技术人员可以根据现有技术的常识确定。
89.根据本发明，所述方法还包括，将所述提浓气通入裂解装置进行裂解反应。
90.本发明中，所述方法还包括，采用加热器将所述提浓气加热至常温(30℃)以上后再送出界区。
91.根据本发明，所述提浓气中包含氢气、甲烷、碳二组分、碳三组分和碳四以上组分。
92.根据本发明，基于提浓气的总体积，所述氢气的含量为0-1vol％，优选为0-0.1vol％；所述甲烷的含量为1-5vol％，优选1-3vol％；所述碳二组分的含量为50-85vol％，优选为60-80vol％；所述碳三组分的含量为0-40vol％，优选为10-22vol％；所述碳四以上组分的含量为0-20vol％，优选为8-15vol％。
93.步骤(7)中，还包括将所述第三液相送往界区外用于实现包含二氧化碳和硫化氢的富mdea溶液进行再生。
94.本发明第二方面提供一种回收炼厂干气中碳二及更重组分的系统，其特征在于，所述系统包括：第一压缩机一段、第一压缩机二段、第二压缩机、第一冷却器、第二冷却器、分液罐、压缩机段间罐、吸收塔、解吸塔和脱碳塔；
95.所述第一压缩机一段用于将轻炼厂干气进行压缩，并与压缩机段间罐连通；
96.所述第二压缩机、第一冷却器和分液罐依次连通，用于将重炼厂干气进行压缩、冷却和气液分相；
97.所压缩机段间罐分别与所述第一压缩机一段和所述分液罐的顶部连通，用于将来自第一压缩机一段的轻炼厂压缩干气和来自分液罐顶部的第一气相进行混合，得到混合干气；
98.所述压缩机段间罐、第一压缩机二段、第二冷却器、吸收塔、解吸塔和脱碳塔依次连通；
99.所述第一压缩机二段和第二冷却器用于将来自压缩机段间罐顶部的混合干气进行压缩、冷却；
100.所述吸收塔的中部与第二冷却器连通，用于将经第二冷却器冷却后的压缩混合干气与吸收剂逆流接触，所述吸收塔的塔顶和塔釜分别排出第二气相和第二液相；
101.所述解吸塔的中部与所述吸收塔的底部连通，用于将所述吸收塔的底部排出的第二液相进行解吸，所述解吸塔的塔顶得到粗提浓气，所述解析塔的塔釜得到贫吸收剂；
102.所述脱碳塔的底部与所述解吸塔的顶部连通，用于将所述解吸塔的顶部排出的粗提浓气与脱碳剂逆流接触，所述脱碳塔的塔顶得到第三气相，所述脱碳塔的塔釜得到第三液相；
103.所述脱碳塔的塔顶管线与所述分液罐的底部管线连通，使得所述第三气相与来自分液罐底部的第一液相进行混合，得到提浓气。
104.根据本发明，所述系统还包括吸收剂循环泵和吸收剂冷却器；
105.所述吸收剂循环泵、吸收剂冷却器与所述解吸塔的底部相连通，用于将解吸塔的塔釜得到的贫吸收剂进行升压、冷却后至少部分返回所述吸收塔的顶部。
106.优选地，所述吸收塔的理论板数为25-50，更优选为30-40。
107.优选地，所述解吸塔的理论板数为20-50，更优选为30-40。
108.本发明中，所述系统还包括裂解装置，用于以回收得到的提浓气为原料，进行裂解反应。
109.本发明第三方面提供一种上述方法或系统在炼厂干气回收中的应用。
110.结合图1，对本发明所述方法以及系统作进一步地说明。
111.将轻炼厂干气1的压力经过第一压缩机一段2升压到1.5-2mpag，压缩后的干气送入压缩机段间罐8；
112.将重炼厂干气4的压力经过第二压缩机升压到1-2mpag，在第一冷却器6中冷却至5-30℃，送入分液罐7中进行气液分相，得到的第一气相送入压缩机段间罐8，第一液相合并入提浓气18中；
113.压缩机段间罐8中的混合干气的压力经过第一压缩机二段3升压到3-5mpag，经过第二冷却器9冷却至5-30℃；送入吸收塔10的中部，与来自吸收塔顶部的吸收剂15逆流接触，吸收干气中碳二馏分及更重组分，塔顶未被吸收的包含甲烷和氢的第二气相19送入燃料气管网，或他用；
114.将来自吸收塔10塔釜的第二液相送入解吸塔11的中部，进行解吸，解吸塔11的塔顶得到粗提浓气20，送入脱碳塔14；解吸塔11的塔釜得到贫吸收剂经吸收剂循环泵12升压，
吸收剂冷却器13冷却后，返回吸收塔10循环使用。
115.将来自解吸塔顶的粗提浓气20送入脱碳塔14的底部，与来自脱碳塔14的顶部的脱碳剂16接触，脱除粗提浓气中的二氧化碳和硫化氢，脱碳塔14的塔顶得到的第三气相与重炼厂干气分液罐7的第一液相合并，作为提浓气18产品，送往乙烯装置作原料；脱碳塔14的塔釜得到的富脱碳剂17送出界区。
116.以下将通过实施例对本发明进行详细描述。以下实施例中，碳二回收率的计算公式为：提浓气中的(乙烷+乙烯)/(轻炼厂干气中的(乙烷+乙烯)+重炼厂干气中的(乙烷+乙烯))
×
100％；碳三回收率的计算公式为：提浓气中的(丙烷+丙烯)/(轻炼厂干气中的(丙烷+丙烯)+重炼厂干气中的(丙烷+丙烯))
×
100％。
117.实施例1以及对比例中，轻炼厂干气和重炼厂干气的组成如表1所示。气体组成的测试方法采用标准astm d1945。
118.表1炼厂干气流量及组成
[0119] 轻炼厂干气重炼厂干气温度，℃40.040.0压力，mpag0.600.30质量流量，t/h50.020.0组成，mol％
ꢀꢀ
h240.806.99h2s0.060.00co0.750.00co20.570.00o20.830.00n211.120.00ch420.153.94c2h616.4360.12c2h40.250.00c3h85.1119.01c3h60.050.00c4h
10
2.506.21c4h80.020.00c5+1.273.72h2o0.070.00
[0120]
实施例1
[0121]
采用本发明的采用油吸收法回收轻重炼厂干气中碳二及更重组分的方法对上述炼厂干气进行分离回收。
[0122]
具体的工艺过程为：
[0123]
轻炼厂干气，组成如表1所示，压力0.6mpag，进入第一压缩机一段，将压力提高至2mpag，送至压缩机段间罐中。
[0124]
重炼厂干气，组成如表1所示，压力0.3mpag，进入第二压缩机，将压力提高至
2mpag。增压后的重炼厂压缩干气在第一冷却器冷却至15℃后，送入分液罐进行气液分相，分液罐顶的第一气相送入压缩机段间罐中，分液罐底的第一液相合并入提浓气产品中，送出界区。
[0125]
压缩机段间罐顶气相经第一压缩机二段，将压力提高至3.8mpag，并经第二冷却器冷却至15℃，送至吸收塔的中部。
[0126]
在吸收塔中，采用碳四和碳五馏分(正丁烷45vol％，异丁烷22vol％，戊烷33vol％)作为吸收剂(吸收剂循环量165t/h)，从塔顶喷入，吸收干气中碳二馏分及更重组分。吸收塔理论板数优选为40，操作压力3.7mpag，塔顶温度为18℃，塔釜温度为121℃。吸收塔顶塔釜采用低压蒸汽加热，塔顶未被吸收的第二气相排入燃料气管网，塔釜的第二液相送入解吸塔处理，其中，第一液相中碳二及更重组分与重炼厂干气中碳二及更重组分的体积比为6.1：10。
[0127]
来自吸收塔塔釜的第二液相进入解吸塔的中部。解吸塔的理论板数为40，操作压力2mpag，塔顶温度为56℃，塔釜温度为130℃。解吸塔采用低压蒸汽加热，塔顶得到粗提浓气，送至脱碳塔，解吸塔得到的贫吸收剂经吸收剂循环泵升压，在吸收剂冷却器冷却至15℃后，返回吸收塔循环使用。
[0128]
来自解吸塔顶的粗提浓气，进入脱碳塔的底部，脱碳塔以mdea脱碳溶剂为脱碳剂(脱碳剂流量约60t/h)，从脱碳塔顶部注入，吸收粗提浓气中二氧化碳和硫化氢。脱碳塔塔顶的第三气相与重炼厂干气分液罐底的第一液相合并后，加热至45℃，作为提浓气产品送出界区，送至乙烯装置裂解炉作原料。
[0129]
在本实施例中，产品提浓气的组成如表2所示，其中，碳二回收率为95.8％，碳三回收率97.4％。
[0130]
表2
[0131] 提浓气温度，℃45.0压力，mpag1.82质量流量，t/h43.4组成，mol％ h20.05ch42.72c2h665.13c2h40.40c3h820.69c3h60.10c4h
10
9.08c5+1.45h2o0.38
[0132]
实施例2
[0133]
表3炼厂干气流量及组成
[0134][0135][0136]
本实施例中轻炼厂干气和重炼厂干气的流量及组成如表3所示。气体组成的测试方法采用标准astm d1945
[0137]
采用本发明的采用油吸收法回收轻重炼厂干气中碳二及更重组分的方法对上述炼厂干气进行分离回收。
[0138]
具体的工艺过程为：
[0139]
轻炼厂干气，组成如表3所示，压力0.6mpag，进入第一压缩机一段，将压力提高至1.2mpag，送至压缩机段间罐中。
[0140]
重炼厂干气，组成如表3所示，压力0.2mpag，进入第二压缩机，将压力提高至1.2mpag。增压后的干气在第一冷却器冷却至20℃后，送入分液罐进行气液分相，分液罐顶的第一气相送入压缩机段间罐中，分液罐底的第一液相合并入提浓气产品中，送出界区。
[0141]
压缩机段间罐顶气相经第一压缩机二段，将压力提高至4.2mpag，并经第二冷却器冷却至20℃，送至吸收塔的中部。
[0142]
在吸收塔中，采用碳四和碳五馏分(正丁烷50vol％，异丁烷19vol％，戊烷31vol％)作为吸收剂(吸收剂循环量150t/h)，从塔顶喷入，吸收干气中碳二馏分及更重组分。吸收塔理论板数优选为30，操作压力4.0mpag，塔顶温度为19℃，塔釜温度为128℃。吸收塔顶塔釜采用低压蒸汽加热，塔顶未被吸收的第二气相排入燃料气管网，塔釜的第二液相送入解吸塔处理，其中，第一液相中碳二及更重组分与重炼厂干气中碳二及更重组分的体
积比为5.5：10。
[0143]
来自吸收塔塔釜的第二液相进入解吸塔的中部。解吸塔的理论板数为30，操作压力1.2mpag，塔顶温度为40℃，塔釜温度为100℃。解吸塔采用低压蒸汽加热，塔顶得到粗提浓气，送至脱碳塔，解吸塔得到的贫吸收剂经吸收剂循环泵升压，在吸收剂冷却器冷却至15℃后，返回吸收塔循环使用。
[0144]
来自解吸塔顶的粗提浓气，进入脱碳塔的底部，脱碳塔以mdea脱碳溶剂为脱碳剂(脱碳剂流量约50t/h)，从脱碳塔顶部注入，吸收粗提浓气中二氧化碳和硫化氢。脱碳塔塔顶的第三气相与重炼厂干气分液罐底的第一液相合并后，加热至45℃，作为提浓气产品送出界区，送至乙烯装置裂解炉作原料。
[0145]
在本实施例中，产品提浓气的组成如表4所示，其中，碳二回收率为96.4％，碳三回收率97.9％。
[0146]
表4
[0147] 提浓气温度，℃45.0压力，mpag1.16质量流量，t/h43.8组成，mol％ h20.05ch42.54c2h651.44c2h40.42c3h833.32c3h60.11c4h
10
9.85c5+1.90h2o0.37
[0148]
对比例1
[0149]
按照cn103087772a典型浅冷油吸收工艺流程对表1所示的干气进行回收，其中进料条件和碳二回收率与实施例1相同，其得到的产品提浓气的组成如表5所示，工艺条件以及能耗如表6所示。
[0150]
表5
[0151] 提浓气组成，mol％ ch43.03c2h668.42c2h40.43c3h821.73c3h60.11c4h
10
5.83
h2o0.45
[0152]
对比例2
[0153]
按照深冷分离工艺对表1所示的干气进行回收，其中，进料条件与碳二回收率与实施例1相同，其工艺条件如表6所示。
[0154]
表6
[0155][0156]
从表2-表6可知，本工艺的工艺物流最低温度在5-15℃，不需要低温位的丙烯冷量，也不需要上丙烯制冷系统和干燥系统，设备投资少。相较于常规的浅冷油吸收工艺，本工艺通过将轻、重炼厂干气分别进行压缩、冷却处理，重炼厂干气中的碳二及以上重组分大部分随压缩凝液直接并入提浓气产品中，减少了吸收塔和解吸塔再沸器负荷，降低了系统能耗，提浓气中水含量较低，降低了外送管线冻堵风险。
[0157]
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。