技术领域
[0001] 本
发明涉及一种乙烯装置回收压力能量的方法。
背景技术
[0002]
蒸汽热裂解制乙烯是最为成熟的烯
烃生产工艺技术，采用石油裂解原料在高温条件下发生
碳链断裂或脱氢反应，生产乙烯、丙烯产品，同时还可得到丁烯、丁二烯以及裂解
汽油、裂解柴油、裂解
燃料油等副产品。乙烯装置是采用蒸汽热裂解方法制备乙烯的典型石油化工大规模商业化工业生产装置，通常从
裂解炉流出的
裂解气中
酸性气体硫化氢H2S和二
氧化碳CO2含量为0.02～0.19mol％，为了制备聚合级乙烯和聚合级丙烯，一般要求将裂解气中的硫化氢H2S和二氧化碳CO2脱除，分别降至2.0ppm以下。
现有技术通常采用
碱洗法脱除乙烯装置裂解气中的酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2，当酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2含量过高时，为了降低碱的消耗量，采用可再生的
乙醇胺法
溶剂吸收脱除大部分酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2，然后再用碱洗法作进一步脱除剩余的酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2，以保证裂解气中酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2脱除至2ppm以下。乙醇胺法在吸收酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2时，工艺参数采用低温高压，吸收剂能够吸收溶解大量酸性气体，成为
富液吸收剂；在
解吸酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2时，工艺参数采用高温低压，吸收剂能够解吸释放大量酸性气体，成为
贫液吸收剂。由此，通过不同工艺参数的吸收剂分离乙烯装置裂解气中的酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2，而吸收剂可以反复循环使用。
[0003] 现有技术中，CN200910212788.1从气体混合物中深度脱除二氧化碳的方法，公开了一种从气体混合物中深度脱除二氧化碳的方法。采用一种复合胺
水溶液作为吸收剂，将含22vol％的原料气进行脱除二氧化碳的吸收处理，
净化后的混合气二氧化碳含量降至0.04～0.80vol％。CN 201310149170.1二氧化碳的纯化，公开了采用
热泵循环的方法从粗二氧化碳中去除硫化氢的方法。CN 201610404569.3
海水淡化废水压力回收装置，公开了
海水淡化废水压力利用和压力回收的方法，达到了节能减排的目的。
[0004] 在乙烯装置脱除裂解气酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2的单元工艺技术中，采用不同压力、
温度工艺参数的吸收剂分离裂解气中酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2的过程中，吸收剂需要反复循环使用。在循环使用时，高压吸收塔塔底出口的高压富液吸收剂通过减压
阀减压后送入低压解吸塔塔顶入口，富液吸收剂这部分压力能量被白白浪费了；而低压解吸塔塔底出口的低压贫液吸收剂需要通过外部输入能量
增压后才能送入高压吸收塔塔顶入口，贫液吸收剂增压不得不通过外部输入能量来实现。
[0005] CN 200910212788.1和CN 201310149170.1仅仅公开了完成脱除酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2的技术方案，没有乙烯装置脱除酸性气体过程中压力回收的技术方法，也没有将现有的压力能量通过压力回收装置进行压力回收的技术手段，CN201610404569.3仅仅是压力回收的技术方案和工艺路线，无具体工程实施的技术手段，无法应用到工业化生产规模的乙烯装置中。由此，现有技术乙烯装置脱除裂解气酸性杂质单元操作运行过程中，存在运行能耗大，动力电费高的问题。
发明内容
[0006] 本发明所要解决的技术问题是现有技术中能耗大、动力电费高的问题，提供一种新的乙烯装置回收压力能量的方法，具有能耗小、动力电费低的优点。
[0007] 为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种乙烯装置回收压力能量的方法，包括如下步骤：
[0008] (a)来自界外乙烯裂解炉流出的经过急冷、压缩的裂解气11进入吸收塔1塔底，同时经过温度降低、压力增加后的低温贫液吸收剂23进入吸收塔1塔顶，在吸收塔1内，裂解气11与低温贫液吸收剂23逆流
接触，裂解气11中的酸性气体被低温贫液吸收剂23吸收，脱除酸性气体的净化裂解气12从吸收塔1塔顶流出送到界外；
[0009] (b)吸收酸性气体的高压富液吸收剂13从吸收塔1塔底流出，经过贫富吸收剂
热交换器2换热升温为高温富液吸收剂14；在正常工况条件下，旁路管线25阀
门关闭，该高温富液吸收剂14流到高温富液吸收剂15进入到压力回收装置3减压端入口；
[0010] (c)在正常工况条件下，高温富液吸收剂15进入压力回收装置3减压端入口，高温富液吸收剂15的压力从高压转换成低压，从压力回收装置3流出的低压富液吸收剂16流到低压富液吸收剂17进入解吸塔6塔顶；
[0011] (d)低压富液吸收剂17送入解吸塔6塔顶，外供直接蒸汽19进入解吸塔6塔底；在解吸塔6内，外供直接蒸汽19降低低压富液吸收剂17的分压，并提高低压富液吸收剂17的温度，富液吸收剂17与外供直接蒸汽19逆流接触，进行气提再生，富液吸收剂17中的酸性气体被外供直接蒸汽19解吸，酸性气体18从解吸塔6塔顶流出送到界外；
[0012] (e)脱除酸性气体的低压贫液吸收剂20从解吸塔6塔底流出；在正常工况条件下，旁路管线24的备用
增压泵4和备用增压泵4进口阀门、出口阀门都关闭，该低压贫液吸收剂20进入到前置增压泵5增压后，成为低压贫液吸收剂21进入压力回收装置3升压端入口；
[0013] (f)高温富液吸收剂15进入压力回收装置3减压端入口，同时低压贫液吸收剂21进入压力回收装置3升压端入口；在压力回收装置3内，减压端高压侧的高温富液吸收剂15“压力能”转化为
转轴的“机械能”，再转化为升压端低压侧的低压贫液吸收剂21“压力能”，低压贫液吸收剂21的压力增高，转变成高压贫液吸收剂22，该压力满足吸收塔1吸收操作运行要求的压力，从而减少了前置增压泵5的输出压力，降低了
电机的动力消耗；
[0014] (g)在正常工况条件下，低压贫液吸收剂21进入压力回收装置3升压端入口，在压力回收装置3内，低压贫液吸收剂21的压力从低压转换成高压，从压力回收装置3流出的高压贫液吸收剂22流到贫富吸收剂热交换器2换热降低温度，降温之后的低温贫液吸收剂23返回进入吸收塔1塔顶再次循环使用，吸收裂解气11中的酸性气体；
[0015] 所述压力回收装置3为采用液力透平原理的在线回收压力设备，该设备在同一个泵体内通过转轴将减压端高压侧
叶轮与升压端低压侧叶轮直接相连，减压端的高压富液吸收剂驱动减压端高压侧叶轮，并通过转轴驱动升压端低压侧叶轮转动，增加升压端低压贫液吸收剂的压力，由此将减压端高压侧的“压力能”转化为转轴的“机械能”再转化为升压端低压侧的“压力能”，而且压力回收装置3中的转轴是唯一运转部件，因此压力回收装置3无轴密封、无额外润滑系统。
[0016] 上述技术方案中，优选地，当压力回收装置3出现故障工况时，同时开启压力回收装置3正常工况时处于旁路关闭状态的阀门并打开备用增压泵4，高温富液吸收剂14从贫富吸收剂热交换器2通过管线25到解吸塔6塔顶，低压贫液吸收剂20通过管线24和备用增压泵4增压后到吸收塔1塔顶；启动不使用压力回收装置3的运行工况，从而保证吸收剂在吸收塔
1与解吸塔6之间正常循环运行。
[0017] 上述技术方案中，优选地，进入吸收塔1塔底的裂解气11含酸性气体摩尔分数为0.02～0.19％；流出吸收塔1塔顶的净化裂解气12含酸性气体摩尔分数为≤2.0ppm；酸性气体为硫化氢H2S和二氧化碳CO2。
[0018] 上述技术方案中，优选地，吸收塔1操作压力范围1.5～2.5MPa，塔顶操作温度范围55～72℃，塔底操作温度范围58～75℃。
[0019] 上述技术方案中，优选地，吸收塔1采用摩尔分数为15～20％一乙醇胺MEA或摩尔分数为25％～35％二乙醇胺DEA为吸收剂。
[0020] 上述技术方案中，优选地，解吸塔6操作压力范围0.1～1.1MPa，塔顶操作温度范围100～115℃，塔底操作温度范围104～119℃。
[0021] 上述技术方案中，优选地，解吸塔6采用外供直接蒸汽19操作压力范围0.2～1.2MPa，操作温度范围140～208℃。
[0022] 上述技术方案中，优选地，压力回收装置3减压端入口操作压力范围1.5～2.5MPa，出口操作压力范围0.4～1.4MPa；升压端入口操作压力范围0.9～1.9MPa，出口操作压力范围1.9～2.9MPa。
[0023] 上述技术方案中，优选地，开启前置增压泵5，入口操作压力范围0.1～1.1MPa，出口操作压力范围0.9～1.9MPa。
[0024] 本发明涉及一种乙烯装置回收压力能量的方法，对于生产规模11.5万吨/年～150万吨/年乙烯装置来说，在吸收塔1与解吸塔6之间增加设置压力回收装置3，将高温富液吸收剂15从高压转换成低压富液吸收剂16，同时将来自解吸塔6塔底低压贫液吸收剂21从低压转变成高压贫液吸收剂22，由此节约外供能量60.14～65.61％以上，节省电力
费用12～143万元/年以上，取得较好的技术效果。
附图说明
[0025] 图1为本发明所述方法的流程示意图。
[0026] 图1中，1-吸收塔；2-贫富吸收剂热交换器；3-压力回收装置；4-备用增压泵；5-前置增压泵；6-解吸塔；11-裂解气；12-净化裂解气；13-高压富液吸收剂；14-高温富液吸收剂；15-高温富液吸收剂；16-低压富液吸收剂；17-低压富液吸收剂；18-酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2；19-外供直接蒸汽；20-低压贫液吸收剂；21-低压贫液吸收剂；22-高压贫液吸收剂；23-低温贫液吸收剂；24-低压贫液吸收剂旁路管线；25-高温富液吸收剂旁路管线。
[0027] 下面通过
实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。
具体实施方式
[0028] 【对比例1】
[0029] 分别以生产规模11.5万吨/年、30万吨/年、70万吨/年、80万吨/年、100万吨/年、150万吨/年乙烯装置为例，乙烯装置采用现有技术，在脱除酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2过程中，没有采用压力回收技术，也没有考虑通过压力回收装置回收压力能量，脱酸吸收剂输送泵的电力消耗和经济效益，见表1。
[0030] 表1输送泵电力消耗和经济效益汇总表
[0031]生产规模(万吨/年) 11.5 30 70 80 100 150
输送泵消耗功率(千瓦) 28.08 67.88 167.90 193.06 253.83 379.24
输送泵电机功率(千瓦) 40 90 210 240 300 440
计算电机效率(％) 70.21 75.42 79.95 80.44 84.61 86.19
年电力消耗(千瓦时) 320000 720000 1680000 1920000 2400000 3520000
年电力费用(万元) 20 44 104 118 148 217
[0032] 【实施例1】
[0033] 以生产规模11.5万吨/年乙烯装置为例，采用本发明一种乙烯装置回收压力能量的方法，如图1所示，工艺流程如下：来自界外乙烯裂解炉流出的经过急冷、压缩的裂解气11进入吸收塔1塔底，同时经过温度降低、压力增加后的低温贫液吸收剂23进入吸收塔1塔顶，在吸收塔1内，裂解气11与低温贫液吸收剂23逆流接触，裂解气11中的酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2被低温贫液吸收剂23吸收，脱除酸性气体的净化裂解气12从吸收塔1塔顶流出送到界外。吸收酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2的高压富液吸收剂13从吸收塔1塔底流出，经过贫富吸收剂热交换器2换热升温为高温富液吸收剂14，该高温富液吸收剂14流到高温富液吸收剂15进入到压力回收装置3减压端入口，高温富液吸收剂15的压力从高压转换成低压富液吸收剂16。从压力回收装置3流出的低压富液吸收剂16流到低压富液吸收剂17进入解吸塔6塔顶，外供直接蒸汽19进入解吸塔6塔底。在解吸塔6内，外供直接蒸汽19降低了低压富液吸收剂17的分压，并提高了低压富液吸收剂17的温度，富液吸收剂17与外供直接蒸汽19逆流接触进行气提再生，富液吸收剂17中的酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2被外供直接蒸汽19释放解吸，酸性气体18从解吸塔6塔顶流出送到界外。脱除酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2的低压贫液吸收剂20从解吸塔6塔底流出，进入到前置增压泵5增压后，成为低压贫液吸收剂21进入压力回收装置3升压端入口。在压力回收装置3内，低压贫液吸收剂21的压力从低压转换成高压，从压力回收装置3流出的高压贫液吸收剂22流到贫富吸收剂热交换器2换热降低温度，降温之后的低温贫液吸收剂23返回进入吸收塔1塔顶再次循环反复使用，重新吸收裂解气11中的酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2。当压力回收装置3出现故障时，可同时开启旁路阀门并打开备用增压泵4，高温富液吸收剂14从贫富吸收剂热交换器2通过管线25到解吸塔6塔顶，低压贫液吸收剂20通过管线24和备用增压泵4增压后到吸收塔1塔顶。
[0034] 乙烯装置采用的裂解原料为48％石脑油、39％加氢尾油、13％轻烃，裂解炉流出，进入分离单元的裂解气组成，见表2。
[0035] 表2分离单元的裂解气组成一览表
[0036]组分名称 氢 甲烷
一氧化碳 硫化氢 二氧化碳 乙烯
产率/mol％ 15.27 21.38 0.08 0.01 0.01 31.56
组分名称 碳二 丙烯 碳三 碳四 碳五 水
产率/mol％ 6.67 9.50 0.90 4.66 4.74 5.22
[0037] 工艺参数如下：进入吸收塔1塔底的裂解气11含酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2摩尔分数为0.02％；流出吸收塔1塔顶的净化裂解气12含酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2摩尔分数为≤2.0ppm。吸收塔1操作压力1.8MPa，塔顶操作温度60℃，塔底操作温度64℃。吸收塔1采用摩尔分数为17％一乙醇胺MEA为吸收剂。解吸塔6操作压力0.4MPa，塔顶操作温度106℃，塔底操作温度110℃。解吸塔6采用外供直接蒸汽操作压力0.5MPa，操作温度172℃。压力回收装置3减压端入口操作压力1.8MPa，出口操作压力0.7MPa；升压端入口操作压力1.2MPa，出口操作压力2.2MPa。开启前置增压泵5，入口操作压力0.4MPa，出口操作压力
1.2MPa。
[0038] 采用本发明一种乙烯装置回收压力能量的方法，相对节约外供能量60.14％，节省电力费用12万元/年，其它取得的技术效果和经济效益，见表5。
[0039] 【实施例2】
[0040] 同【实施例1】，仅仅生产规模改为30万吨/年乙烯装置，裂解原料改为100％重石脑油，进入分离单元的裂解气组成相应改变，见表3。
[0041] 表3分离单元的裂解气组成一览表
[0042]组分名称 甲烷氢 二氧化碳 乙烯 碳二 丙烯 碳三 碳四 重组分 合计
产率/wt％ 14.00 0.15 19.90 3.10 12.00 0.10 8.10 42.65 100.00
[0043] 工艺参数如下：进入吸收塔1塔底的裂解气11含酸性气体二氧化碳CO2
质量分数为0.15％；流出吸收塔1塔顶的净化裂解气12含酸性气体二氧化碳CO2摩尔分数为≤2.0ppm。
吸收塔1操作压力1.9MPa，塔顶操作温度62℃，塔底操作温度64℃。吸收塔1采用摩尔分数为
28％二乙醇胺DEA为吸收剂。解吸塔6操作压力0.5MPa，塔顶操作温度107℃，塔底操作温度
111℃。解吸塔6采用外供直接蒸汽操作压力0.6MPa，操作温度179℃。压力回收装置3减压端入口操作压力1.9MPa，出口操作压力0.8MPa；升压端入口操作压力1.3MPa，出口操作压力
2.3MPa。开启前置增压泵5，入口操作压力0.5MPa，出口操作压力1.3MPa。
[0044] 采用本发明一种乙烯装置回收压力能量的方法，相对节约外供能量61.26％，节省电力费用27万元/年，其它取得的技术效果和经济效益，见表5。
[0045] 【实施例3】
[0046] 同【实施例1】，仅仅生产规模改为70万吨/年乙烯装置，裂解原料改为100％乙烷，进入分离单元的裂解气组成相应改变，见表4。
[0047] 表4分离单元的裂解气组成一览表
[0048]组分名称 甲烷氢 酸性气体 乙烯 碳二 丙烯 碳四 重组分 水 合计
产率/vol％ 38.39 0.19 31.51 24.54 0.76 0.18 0.09 4.34 100.00
[0049] 工艺参数如下：进入吸收塔1塔底的裂解气11含酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2摩尔分数为0.19％；流出吸收塔1塔顶的净化裂解气12含酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2摩尔分数为≤2.0ppm。吸收塔1操作压力2.0MPa，塔顶操作温度63℃，塔底操作温度68℃。吸收塔1采用摩尔分数为16％一乙醇胺MEA与摩尔分数为27％二乙醇胺DEA
混合液。解吸塔6操作压力0.6MPa，塔顶操作温度108℃，塔底操作温度113℃。解吸塔6采用外供直接蒸汽操作压力0.7MPa，操作温度185℃。压力回收装置3减压端入口操作压力2.0MPa，出口操作压力0.9MPa；升压端入口操作压力1.4MPa，出口操作压力2.4MPa。开启前置增压泵5，入口操作压力0.6MPa，出口操作压力1.4MPa。
[0050] 采用本发明一种乙烯装置回收压力能量的方法，相对节约外供能量62.87％，节省电力费用65万元/年，其它取得的技术效果和经济效益，见表5。
[0051] 【实施例4】
[0052] 同【实施例1】，仅仅生产规模改为80万吨/年乙烯工艺装置，采用本发明一种乙烯装置回收压力能量的方法，相对节约外供能量63.41％，节省电力费用75万元/年，其它取得的技术效果和经济效益，见表5。
[0053] 【实施例5】
[0054] 同【实施例1】，仅仅生产规模改为100万吨/年乙烯工艺装置，采用本发明一种乙烯装置回收压力能量的方法，相对节约外供能量64.22％，节省电力费用95万元/年，其它取得的技术效果和经济效益，见表5。
[0055] 【实施例6】
[0056] 同【实施例1】，仅仅生产规模改为150万吨/年乙烯工艺装置，采用本发明一种乙烯装置回收压力能量的方法，相对节约外供能量65.61％，节省电力费用143万元/年，其它取得的技术效果和经济效益，见表5。
[0057] 【实施例7】
[0058] 同【实施例5】，生产规模仍然为100万吨/年乙烯工艺装置，仅仅工艺参数改变如下：进入吸收塔1塔底的裂解气11含酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2摩尔分数为0.02％；流出吸收塔1塔顶的净化裂解气12含酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2摩尔分数为≤
2.0ppm。吸收塔1操作压力1.5MPa，塔顶操作温度55℃，塔底操作温度58℃。吸收塔1采用摩尔分数为15％一乙醇胺MEA为吸收剂。解吸塔6操作压力0.1MPa，塔顶操作温度100℃，塔底操作温度104℃。解吸塔6采用外供直接蒸汽操作压力0.2MPa，操作温度140℃。压力回收装置3减压端入口操作压力1.5MPa，出口操作压力0.4MPa；升压端入口操作压力0.9MPa，出口操作压力1.9MPa。开启前置增压泵5，入口操作压力0.1MPa，出口操作压力0.9MPa。
[0059] 采用本发明一种乙烯装置回收压力能量的方法，相对节约外供能量64.02％，节省电力费用95万元/年，其它取得的技术效果和经济效益，见表5。
[0060] 【实施例8】
[0061] 同【实施例5】，生产规模仍然为100万吨/年乙烯工艺装置，仅仅工艺参数改变如下：进入吸收塔1塔底的裂解气11含酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2摩尔分数为0.19％；流出吸收塔1塔顶的净化裂解气12含酸性气体硫化氢H2S和二氧化碳CO2摩尔分数为≤
2.0ppm。吸收塔1操作压力2.5MPa，塔顶操作温度72℃，塔底操作温度75℃。吸收塔1采用摩尔分数为35％二乙醇胺DEA为吸收剂。解吸塔6操作压力1.1MPa，塔顶操作温度115℃，塔底操作温度119℃。解吸塔6采用外供直接蒸汽操作压力1.2MPa，操作温度208℃。压力回收装置3减压端入口操作压力2.5MPa，出口操作压力1.4MPa；升压端入口操作压力1.9MPa，出口操作压力2.9MPa。开启前置增压泵5，入口操作压力1.1MPa，出口操作压力1.9MPa。
[0062] 采用本发明一种乙烯装置回收压力能量的方法，相对节约外供能量63.98％，节省电力费用95万元/年，其它取得的技术效果和经济效益，见表5。
[0063] 综上所述，【实施例1】～【实施例8】采用本发明一种乙烯装置回收压力能量的技术方案，所取得的技术效果和经济效益，见表5。
[0064] 表5本发明技术效果和经济效益汇总表
[0065]
