本發(fā)明涉及干氣處理領(lǐng)域，涉及一種分離煤制芳烴副產(chǎn)干氣的方法，具體地，涉及一種從煤制芳烴副產(chǎn)干氣中回收甲烷、乙烯、乙烷的方法。
背景技術(shù)：
：煤制芳烴副產(chǎn)干氣(簡稱MTA干氣)來自于煤制芳烴裝置，其中通常含有大量的甲烷、乙烯、乙烷組分，不宜銷售，利用較為困難。如果將MTA干氣中的碳一、碳二組分回收，乙烯提純返回至MTA裝置作為合成芳烴的原料，甲烷、乙烷提純作為生產(chǎn)合成氣原料，可以充分利用干氣資源，降低甲醇、芳烴生產(chǎn)成本，經(jīng)濟(jì)效益和社會效益十分明顯。目前，從干氣中回收乙烷、乙烯組分的方法主要有深冷分離法、變壓吸附法、淺冷油吸收法等，各種方法各具特點(diǎn)。深冷分離法工藝成熟，乙烯回收率高，但投資大，用于稀乙烯回收能耗較高；變壓吸附法操作簡單，能耗較低，但產(chǎn)品純度低，乙烯回收率低，占地面積大。淺冷油吸收法主要是利用吸收劑對氣體中各組分的溶解度不同來分離氣體混合物，一般先利用吸收劑吸收C2和C2以上的重組分，分離出甲烷、氫氣等不凝氣，再用精餾法分離吸收劑中的各組分。該方法具有C2C3回收率高，生產(chǎn)安全，運(yùn)行可靠，對原料氣的適應(yīng)性強(qiáng)等特點(diǎn)，是目前具有競爭力的技術(shù)之一。但是，現(xiàn)有方法無法有效回收甲烷乙烷產(chǎn)品，甲烷氫氣中含有芳烴，同時(shí)乙烷產(chǎn)品中含有一定量的丙烯、丁烯，無法保證達(dá)到合成氣原料中不飽和烴含量小于1％(v)的要求。US5502971公開了一種回收C2及更重?zé)N類的低壓低溫工藝。該工藝取消了傳統(tǒng)的高壓方案，采用低壓技術(shù)，這樣回收溫度就可以保持在硝酸樹脂生成的溫度之上，避免了危險(xiǎn)的潛在可能性，同時(shí)還可以保持較高的烯烴收率。雖然該工藝采用了低壓方案，但溫度仍低達(dá)-100℃，仍屬于深冷分離工藝的一種，因此投資較大，能耗較高。CN101063048A公開了一種采用中冷油吸收法分離干氣的方法，該工藝由壓縮、脫除酸性氣體、干燥及凈化、吸收、解吸、冷量回收和粗分等步驟組成，具有吸收劑成本低廉，損失低等優(yōu)點(diǎn)。但該工藝中需要將干氣冷卻到-30℃至-40℃進(jìn)行吸收，屬于中冷分離工藝，投資較大，能耗較高。綜上所述，現(xiàn)有的分離干氣中碳一、碳二組分的方法，存在著投資大、能耗高、甲烷乙烷產(chǎn)品不飽和烴含量高的問題。技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：本發(fā)明的目的是為了克服現(xiàn)有分離干氣的方法中存在的投資大、能耗高、甲烷乙烷產(chǎn)品不飽和烴含量高的問題，提供一種分離煤制芳烴副產(chǎn)干氣的方法，該方法流程簡單，投資小，能耗低，乙烯組分回收率高，富甲烷氣和富乙烷氣中不飽和烴含量少，可以滿足合成氣原料要求。為了實(shí)現(xiàn)上述目的，本發(fā)明提供了一種分離煤制芳烴副產(chǎn)干氣的方法，該方法包括：將煤制芳烴副產(chǎn)干氣依次進(jìn)行壓縮處理、冷卻處理和碳四吸收劑吸收處理，將碳四吸收劑吸收處理得到的氣相物料和液相物料分別進(jìn)行汽油吸收劑吸收處理和碳四解吸處理；將碳四解吸處理得到的氣相物料進(jìn)行粗分處理，將碳四解吸處理得到的液相物料返回至碳四吸收劑吸收處理，回收粗分處理得到的富乙烯氣，并將粗分處理得到的貧乙烯物料進(jìn)行脫乙烷處理，分別回收脫乙烷處理得到的富乙烷氣和液化氣；將汽油吸收劑吸收處理得到的氣相物料依次進(jìn)行冷凝處理和氣液分離處理，回收氣液分離處理得到的富甲烷氣，并將氣液分離處理得到的液相物料返回至汽油吸收劑吸收處理。本發(fā)明的分離煤制芳烴副產(chǎn)干氣的方法，具有以下優(yōu)點(diǎn)：(1)本發(fā)明的方法，通過碳四吸收劑吸收處理、碳四解吸處理、汽油吸收劑吸收處理、冷凝處理及氣液分離處理、粗分處理和脫乙烷處理，干氣中的甲烷、乙烯、乙烷都得到了分離回收，乙烯回收率高，且富甲烷氣、富乙烷氣可作為合成氣原料，富乙烯氣可返回MTA裝置作為合成芳烴的原料。(2)本發(fā)明的方法中，通過在汽油吸收塔塔頂設(shè)置汽油吸收塔冷凝器和汽油吸收塔回流器，降低了富甲烷氣中的芳烴含量；通過增加脫乙烷塔對粗分塔塔釜物料(即貧乙烯物料)進(jìn)行脫乙烷處理，降低了富乙烷氣中的丙烯、丁烯等不飽和烴的含量，富甲烷氣和富乙烷氣中的不飽和烴含量都能夠達(dá)到合成氣原料要求。(3)本發(fā)明的方法中，用于回收煤制芳烴副產(chǎn)干氣中C2C3餾分的碳四吸收劑以及用于回收碳四吸收塔塔頂尾氣中夾帶的碳四吸收劑的汽油吸收劑，原料容易獲得，成本低廉，且對于吸收劑中的不飽和烴含量沒有要求。本發(fā)明的其它特征和優(yōu)點(diǎn)將在隨后的具體實(shí)施方式部分予以詳細(xì)說明。附圖說明圖1是本發(fā)明中分離煤制芳烴副產(chǎn)干氣采用的裝置的結(jié)構(gòu)示意圖。附圖標(biāo)記說明1干氣壓縮機(jī)；2脫乙烷塔；3干氣冷卻器；4碳四吸收塔；5碳四解吸塔；6碳四冷卻器；7汽油吸收塔；8粗分塔；9汽油吸收塔冷凝器；10汽油吸收塔回流器。具體實(shí)施方式以下對本發(fā)明的具體實(shí)施方式進(jìn)行詳細(xì)說明。應(yīng)當(dāng)理解的是，此處所描述的具體實(shí)施方式僅用于說明和解釋本發(fā)明，并不用于限制本發(fā)明。本發(fā)明提供了一種分離煤制芳烴副產(chǎn)干氣的方法，該方法包括：將煤制芳烴副產(chǎn)干氣依次進(jìn)行壓縮處理、冷卻處理和碳四吸收劑吸收處理，將碳四吸收劑吸收處理得到的氣相物料和液相物料分別進(jìn)行汽油吸收劑吸收處理和碳四解吸處理；將碳四解吸處理得到的氣相物料進(jìn)行粗分處理，將碳四解吸處理得到的液相物料返回至碳四吸收劑吸收處理，回收粗分處理得到的富乙烯氣，并將粗分處理得到的貧乙烯物料進(jìn)行脫乙烷處理，分別回收脫乙烷處理得到的富乙烷氣和液化氣；將汽油吸收劑吸收處理得到的氣相物料依次進(jìn)行冷凝處理和氣液分離處理，回收氣液分離處理得到的富甲烷氣，并將氣液分離處理得到的液相物料返回至汽油吸收劑吸收處理。本發(fā)明的方法中，煤制芳烴副產(chǎn)干氣可以為來自煤制芳烴裝置的MTA干氣，其中含0-60mol％的氫氣、15-60mol％的甲烷、10-50mol％的碳二組分、0.5-15mol％的芳烴組分，各組分含量之和不超過100mol％，未注明組分為雜質(zhì)，如氮?dú)獾?。為了方便進(jìn)行后續(xù)處理，優(yōu)選情況下，壓縮處理的方法包括：將煤制芳烴副產(chǎn)干氣的壓力提高至3-5MPaG；進(jìn)一步優(yōu)選地，壓縮處理為多段壓縮處理。其中，對于壓縮處理的段數(shù)沒有特別的規(guī)定，例如可以為二段壓縮處理或三段壓縮處理。本發(fā)明的方法中，優(yōu)選情況下，冷卻處理的條件包括：將壓縮處理得到的物料冷卻至0-20℃，進(jìn)一步優(yōu)選為5-15℃。更進(jìn)一步優(yōu)選地，冷卻處理采用的制冷劑為冷水、丙烯或液氨。再進(jìn)一步優(yōu)選地，冷水為溴化鋰吸收式制冷機(jī)制備的冷水，溫度可以為5℃或7℃。本發(fā)明的方法中，優(yōu)選情況下，將碳四解吸處理得到的液相物料冷卻至0-20℃，進(jìn)一步優(yōu)選為5-15℃后返回至碳四吸收劑吸收處理。另外，有少量碳四吸收劑會隨汽油吸收塔釜物料送出界區(qū)。本發(fā)明的方法中，優(yōu)選情況下，碳四吸收劑吸收處理的方法包括：將冷卻處理得到的物料供給至碳四吸收塔內(nèi)使其與碳四吸收劑接觸，碳四吸收塔的理論板數(shù)為25-50，操作壓力為3-5MPaG，塔頂溫度為10-40℃，塔釜溫度為90-160℃。本領(lǐng)域技術(shù)人員應(yīng)該理解的是，將冷卻處理得到的物料供給至碳四吸收塔內(nèi)使其與碳四吸收劑接觸的實(shí)施方式可以為：將碳四吸收劑從碳四吸收塔頂部噴入，與從碳四吸收塔中部進(jìn)入的干氣物料逆流接觸，碳四吸收劑吸收物料中的C2餾分及更重組分，然后將來自碳四吸收塔塔頂?shù)臍庀辔锪?主要為未被吸收的甲烷氫氣體)供給至汽油吸收塔回收其中夾帶的碳四吸收劑，將來自碳四吸收塔塔釜的液相物料(即富碳四吸收劑)供給至碳四解吸塔進(jìn)行碳四解吸處理。由于有少量碳四吸收劑會隨汽油吸收塔釜物料送出界區(qū)，為了以保證系統(tǒng)中碳四吸收塔的碳四吸收劑流量，優(yōu)選地，在進(jìn)行碳四吸收劑吸收處理時(shí)，向碳四吸收塔內(nèi)補(bǔ)充新鮮碳四吸收劑。對補(bǔ)充的新鮮碳四吸收劑本身的溫度沒有特別要求，只要供給至碳四吸收塔時(shí)的溫度為0-20℃，優(yōu)選為5-15℃即可。為了方便操作，優(yōu)選地，將補(bǔ)充的新鮮碳四吸收劑與來自碳四解吸塔塔釜的液相物料混合后一并進(jìn)行冷卻，然后送至碳四吸收塔。本領(lǐng)域技術(shù)人員應(yīng)該理解的是，本發(fā)明中的碳四吸收劑為在碳四吸收塔中在進(jìn)行碳四吸收劑吸收處理時(shí)用于吸收干氣物料中的C2餾分及更重組分的各種吸收劑。具體地，對于碳四吸收劑沒有特別的限定，可以為本領(lǐng)域常用的各種碳四餾分，優(yōu)選情況下，碳四吸收劑為來自煉廠的含有碳四餾分的物料(包括混合碳四餾分、醚后碳四餾分或其他以碳四為主的餾分)，進(jìn)一步優(yōu)選為來自煉廠的正丁烷、醚后碳四和混合碳四中的一種或多種。對于碳四吸收劑的用量及其中的不飽和烴含量沒有特別的限定，本領(lǐng)域技術(shù)人員可以根據(jù)實(shí)際情況確定，此為本領(lǐng)域技術(shù)人員所公知，在此不再贅述。本發(fā)明的方法中，優(yōu)選情況下，碳四解吸處理的方法包括：將碳四吸收劑吸收處理得到的液相物料供給至碳四解吸塔內(nèi)，碳四解吸塔的理論板數(shù)為20-50，操作壓力為1.5-2.8MPaG，塔頂溫度為15-70℃，塔釜溫度為100-200℃。本領(lǐng)域技術(shù)人員應(yīng)該理解的是，將碳四吸收劑吸收處理得到的液相物料供給至碳四解吸塔內(nèi)的實(shí)施方式可以為將來自碳四吸收塔塔釜的液相物料供給至碳四解吸塔中部，在碳四解吸塔塔頂?shù)玫降臍庀辔锪蠟樘级釢鈿猓┙o至粗分塔進(jìn)行粗分處理；在碳四解吸塔塔釜得到的液相物料為貧碳四吸收劑，返回至碳四吸收塔循環(huán)使用。本發(fā)明的方法中，優(yōu)選情況下，粗分處理的方法包括：將碳四解吸處理得到的氣相物料供給至粗分塔內(nèi)，粗分塔的理論板數(shù)為30-100，操作壓力為0.5-4Mpa，塔頂溫度為-40～0℃，塔釜溫度為-10～20℃。本領(lǐng)域技術(shù)人員應(yīng)該理解的是，將碳四解吸處理得到的氣相物料供給至粗分塔的實(shí)施方式可以為：將來自碳四解吸塔塔頂?shù)臍庀辔锪?即碳二提濃氣)供給至粗分塔中部，通過精餾方式將碳二提濃氣中的乙烯和乙烷分離，在粗分塔塔頂?shù)玫礁灰蚁?，返回MTA裝置作為合成芳烴的原料，在粗分塔塔釜得到貧乙烯物料，將其供給至脫乙烷塔進(jìn)行脫乙烷處理。富乙烯氣中主要含有60-99mol％的乙烯、0.5-10mol％的乙烷，0.5-20mol％的甲烷，各組分含量之和不超過100％。本發(fā)明的方法中，優(yōu)選情況下，脫乙烷處理的方法包括：將粗分處理得到的貧乙烯物料供給至脫乙烷塔內(nèi)，脫乙烷塔的理論板數(shù)為15-50，操作壓力為0.5-3Mpa，塔頂溫度為-35～20℃，塔釜溫度為40-100℃。本領(lǐng)域技術(shù)人員應(yīng)該理解的是，將粗分處理得到的貧乙烯物料供給至脫乙烷塔內(nèi)的實(shí)施方式包括：將粗分塔塔釜得到的貧乙烯物料供給至脫乙烷塔的中部，通過精餾的方式將貧乙烯物料中的乙烷和碳三等重組分分離，在脫乙烷塔塔頂?shù)玫礁灰彝闅?，作為合成氣原料送出界區(qū)，在脫乙烷塔塔釜得到以碳三碳四組分為主的液化氣，送出界區(qū)。富乙烷氣中主要含有60-99mol％的乙烷、0.1-0.7mol％的乙烯，0-15mol％的碳三及以上重組分，不飽和烴含量小于1mol％,各組分含量之和不超過100mol％。本發(fā)明的方法中，優(yōu)選情況下，汽油吸收劑吸收處理的方法包括：將碳四吸收劑吸收處理得到的氣相物料供給至汽油吸收塔內(nèi)使其與汽油吸收劑接觸，汽油吸收塔的理論板數(shù)為15-30，操作壓力為2.5-4.5MPaG(操作壓力低于碳四吸收塔)，塔頂溫度為10-40℃，塔釜溫度為20-60℃。本領(lǐng)域技術(shù)人員應(yīng)該理解的是，將碳四吸收劑吸收處理得到的氣相物料供給至汽油吸收塔內(nèi)使其與汽油吸收劑接觸的實(shí)施方式可以為：將來自碳四吸收塔塔頂?shù)臍庀辔锪?主要為未被吸收的甲烷氫氣體)供給至汽油吸收塔底部，將汽油吸收劑從塔頂進(jìn)入，使氣相物料與汽油吸收劑接觸，汽油吸收劑吸收氣相物料中夾帶的碳四吸收劑，汽油吸收塔塔頂和塔釜分別得到氣相物料和液相物料(即富汽油吸收劑)，將氣相物料依次供給至汽油吸收塔冷凝器和汽油吸收塔回流器進(jìn)行冷凝處理和氣液分離處理，以降低氣相物料中的芳烴含量。將汽油吸收塔塔釜液相物料供給至界區(qū)外的汽油穩(wěn)定塔進(jìn)行碳四餾分和芳烴餾分的分離以循環(huán)使用。本領(lǐng)域技術(shù)人員應(yīng)該理解的是，本發(fā)明中的汽油吸收劑為在汽油吸收塔中在進(jìn)行汽油吸收劑吸收處理時(shí)用于吸收來自碳四吸收塔塔頂?shù)臍庀辔锪现袏A帶的碳四吸收劑等組分的各種吸收劑。對于汽油吸收劑沒有特別的限定，可以為本領(lǐng)域常用的各種汽油吸收劑，優(yōu)選地，汽油吸收劑為汽油、重石腦油、芳烴抽余油、苯和甲苯中的一種或多種，更進(jìn)一步優(yōu)選為含有苯和甲苯的芳烴。對于汽油吸收劑的用量沒有特別的限定，本領(lǐng)域技術(shù)人員可以根據(jù)實(shí)際情況確定，此為本領(lǐng)域技術(shù)人員所公知，在此不再贅述。本發(fā)明的方法中，優(yōu)選情況下，冷凝處理的方法包括：將汽油吸收劑吸收處理得到的氣相物料冷卻至5-15℃；進(jìn)一步優(yōu)選地，冷凝處理在汽油吸收塔冷凝器中進(jìn)行。本發(fā)明的方法中，優(yōu)選情況下，氣液分離處理的方法包括：將冷凝處理得到的物料供給至汽油吸收塔回流器，將來自汽油吸收塔回流器的液相物料全部返回至汽油吸收劑吸收處理。富甲烷氣中主要含有10-70mol％的氫氣、10-80mol％的甲烷，0-20mol％的碳二及碳二以上重組分，不飽和烴含量小于1mol％，各組分含量之和不超過100mol％。將氣液分離處理得到的富甲烷氣作為合成氣原料，送出界區(qū)。本發(fā)明的方法中，碳四吸收塔塔釜和碳四解吸塔塔釜均設(shè)置有再沸器，其中，碳四吸收塔塔釜設(shè)置有再沸器以保證碳四吸收塔塔釜甲烷、氫氣等輕組分降到設(shè)定要求以下。碳四吸收塔塔釜再沸器和碳四解吸塔塔釜再沸器的加熱介質(zhì)可以采用低壓蒸汽(溫度為150℃以上、壓力為0.4MPaG以上)，也可以采用熱油或者熱水，優(yōu)選采用來自MTA裝置的140℃以上熱油或者110℃以上熱水加熱，既能充分利用MTA裝置富裕熱量，也能降低工藝能耗。實(shí)施例以下將結(jié)合圖1并通過實(shí)施例對本發(fā)明進(jìn)行詳細(xì)描述，但并不因此限制本發(fā)明。以下實(shí)施例和對比例中，來自煤制芳烴裝置的MTA干氣的組成如表1所示(MTA干氣中剩余組分為雜質(zhì)，如氮?dú)?、一氧化碳等，未示?。表1MTA干氣溫度，℃40壓力，MPaG1.5質(zhì)量流量，t/h28.8組成，mol％H211.08CH447.09C2H627.27C2H46.33C3H62.82C3H42.31C4H60.35C6H60.42C7H80.35H2O0.00實(shí)施例1本實(shí)施例用于說明本發(fā)明的分離煤制芳烴副產(chǎn)干氣的方法。將來自煤制芳烴裝置的壓力為1.5MPaG的MTA干氣供給至干氣壓縮機(jī)1，經(jīng)過二段壓縮處理將干氣壓力提高至4MPaG。然后將增壓后的干氣經(jīng)干氣冷卻器3用溴化鋰吸收式制冷機(jī)制備的5℃冷水冷卻到15℃，并供給至碳四吸收塔4的中部。在碳四吸收塔4中，采用來自煉廠的正丁烷作為碳四吸收劑(流量為98t/h)，從碳四吸收塔4的塔頂噴入與干氣逆流接觸。其中，碳四吸收塔4的理論板數(shù)為40，操作壓力為3.8MPaG，塔頂溫度為21℃，塔釜溫度為120℃。碳四吸收塔4采用低壓(壓力為0.4MPaG，溫度為150℃)蒸汽加熱。將來自碳四吸收塔4塔釜的液相物料(即富碳四吸收劑)供給至碳四解吸塔5處理，將來自碳四吸收塔4塔頂?shù)臍庀辔锪?氣相物料主要為未被吸收的甲烷氫氣體)供給至汽油吸收塔7。將來自碳四吸收塔4塔釜的液相物料靠壓差供給至碳四解吸塔5中部。碳四解吸塔5的理論板數(shù)為40，操作壓力為2.1MPaG，塔頂溫度為42℃，塔釜溫度為122℃。碳四解吸塔5采用低壓(壓力為0.4MPaG，溫度為150℃)蒸汽加熱，碳四解吸塔5塔頂?shù)玫教级釢鈿?，供給至粗分塔8。將來自碳四解吸塔5塔釜的液相物料經(jīng)碳四冷卻器6冷卻至15℃后返回至碳四吸收塔4循環(huán)使用，同時(shí)在碳四解吸塔5塔釜的液相物料中引入新鮮的來自煉廠的正丁烷供給至碳四吸收塔4作為補(bǔ)充。將來自碳四解吸塔5塔頂?shù)奶级釢鈿夤┙o至粗分塔8中部。粗分塔8的理論板數(shù)為60，操作壓力為1.8MPaG，塔頂溫度為-31℃，塔釜溫度為-2℃。粗分塔8塔頂?shù)玫礁灰蚁?，供給至MTA裝置作為合成芳烴的原料。將來自粗分塔8塔釜的貧乙烯物料經(jīng)過泵升壓后供給至脫乙烷塔2中部。在脫乙烷塔2中，脫乙烷塔2的理論板數(shù)為20，操作壓力為2.7MPaG，塔頂溫度為12℃，塔釜溫度為93℃。脫乙烷塔2塔頂?shù)玫礁灰彝闅?，送出界區(qū)。脫乙烷塔2塔釜物料作為液化氣產(chǎn)品送出界區(qū)。將來自碳四吸收塔4塔頂?shù)臍庀辔锪峡繅翰罟┙o至汽油吸收塔7底部，與從塔頂噴入的汽油吸收劑(流量16t/h)接觸，該汽油吸收劑為來自MTA裝置的含有苯和甲苯的混合芳烴。其中，汽油吸收塔7的理論板數(shù)為20，操作壓力為3.5MPaG，塔頂溫度為24℃，塔釜溫度為37℃。將來自汽油吸收塔7塔釜的液相物料(即富汽油吸收劑)供給至界區(qū)外的汽油穩(wěn)定塔回收碳四餾分和芳烴餾分用于循環(huán)使用，將來自汽油吸收塔7塔頂?shù)臍庀辔锪?主要為未被吸收的甲烷氫氣體)供給至汽油吸收塔冷凝器9。在汽油吸收塔冷凝器9中，將來自汽油吸收塔7塔頂?shù)臍庀辔锪侠鋮s至8℃，然后供給至汽油吸收塔回流器10進(jìn)行氣液分離，將氣液分離得到的氣相物料作為富甲烷氣產(chǎn)品送出界區(qū)，將氣液分離得到的液相物料全部返回至汽油吸收塔7。本實(shí)施例的方法中，富乙烯氣、富甲烷氣、富乙烷氣的組成見表2(富甲烷氣中剩余組分為雜質(zhì)，如一氧化碳、氮?dú)獾龋词境?，乙烯回收率為90％，乙烷回收率為93％，甲烷回收率為95％。表2富乙烯氣富甲烷氣富乙烷氣溫度，℃-34.08.010.0壓力，MPaG1.803.442.7質(zhì)量流量，t/h2.2812.2210.93組成，mol％H20.0018.030.00CH48.3373.450.00C2H60.611.5996.56C2H491.060.640.56C3H80.000.362.33C3H60.000.040.37C4H100.000.010.18C4H80.000.000.00C6H60.000.210.00C7H80.000.030.00實(shí)施例2本實(shí)施例用于說明本發(fā)明的分離煤制芳烴副產(chǎn)干氣的方法。將來自煤制芳烴裝置的壓力為1.5MPaG的MTA干氣供給至干氣壓縮機(jī)1，經(jīng)過二段壓縮處理將干氣壓力提高至3MPaG。然后將增壓后的干氣經(jīng)干氣冷卻器3用丙烯制冷壓縮機(jī)制備的2℃丙烯冷卻到5℃，并供給至碳四吸收塔4的中部。在碳四吸收塔4中，采用來自煉廠的混合碳四作為碳四吸收劑(流量為120t/h)，從碳四吸收塔4的塔頂噴入與干氣逆流接觸。其中，碳四吸收塔4的理論板數(shù)為50，操作壓力為3MPaG，塔頂溫度為11℃，塔釜溫度為100℃。碳四吸收塔4采用來自MTA裝置的110℃熱水加熱。將來自碳四吸收塔4塔釜的液相物料(即富碳四吸收劑)供給至碳四解吸塔5處理，將來自碳四吸收塔4塔頂?shù)臍庀辔锪?氣相物料主要為未被吸收的甲烷氫氣體)供給至汽油吸收塔7。將來自碳四吸收塔4塔釜的液相物料靠壓差供給至碳四解吸塔5中部。碳四解吸塔5的理論板數(shù)為50，操作壓力為1.5MPaG，塔頂溫度為46℃，塔釜溫度為100℃。碳四解吸塔5采用來自MTA裝置的110℃熱水加熱，碳四解吸塔5塔頂?shù)玫教级釢鈿?，供給至粗分塔8。將來自碳四解吸塔5塔釜的液相物料經(jīng)碳四冷卻器6冷卻至5℃后返回至碳四吸收塔4循環(huán)使用，同時(shí)在碳四解吸塔5塔釜的液相物料中引入新鮮的來自煉廠的混合碳四供給至碳四吸收塔4作為補(bǔ)充。將來自碳四解吸塔5塔頂?shù)奶级釢鈿夤┙o至粗分塔8中部。粗分塔8的理論板數(shù)為40，操作壓力為1.7MPaG，塔頂溫度為-30℃，塔釜溫度為-4℃。粗分塔8塔頂?shù)玫礁灰蚁?，供給至MTA裝置作為合成芳烴的原料。將來自粗分塔8塔釜的貧乙烯物料經(jīng)過泵升壓后供給至脫乙烷塔2中部。在脫乙烷塔2中，脫乙烷塔2的理論板數(shù)為15，操作壓力為0.8MPaG，塔頂溫度為-33℃，塔釜溫度為42℃。脫乙烷塔2塔頂?shù)玫礁灰彝闅猓统鼋鐓^(qū)。脫乙烷塔2塔釜物料作為液化氣產(chǎn)品送出界區(qū)。將來自碳四吸收塔4塔頂?shù)臍庀辔锪峡繅翰罟┙o至汽油吸收塔7底部，與從塔頂噴入的汽油吸收劑(流量16t/h)接觸，該汽油吸收劑為來自MTA裝置的含有苯和甲苯的混合芳烴。其中，汽油吸收塔7的理論板數(shù)為25，操作壓力為2.5MPaG，塔頂溫度為22℃，塔釜溫度為26℃。將來自汽油吸收塔7塔釜的液相物料(即富汽油吸收劑)供給至界區(qū)外的汽油穩(wěn)定塔回收碳四餾分和芳烴餾分用于循環(huán)使用，將來自汽油吸收塔7塔頂?shù)臍庀辔锪?主要為未被吸收的甲烷氫氣體)供給至汽油吸收塔冷凝器9。在汽油吸收塔冷凝器9中，將來自汽油吸收塔7塔頂?shù)臍庀辔锪侠鋮s至5℃，然后供給至汽油吸收塔回流器10進(jìn)行氣液分離，將氣液分離得到的氣相物料作為富甲烷氣產(chǎn)品送出界區(qū)，將氣液分離得到的液相物料全部返回至汽油吸收塔7。本實(shí)施例的方法中，富乙烯氣、富甲烷氣、富乙烷氣的組成見表3(富甲烷氣中剩余組分為雜質(zhì)，如氮?dú)獾?，未示?，乙烯回收率為92％，乙烷回收率為87％，甲烷回收率為96％。表3富乙烯氣富甲烷氣富乙烷氣溫度，℃308-33壓力，MPaG1.62.40.8質(zhì)量流量，t/h2.512.19.65組成，mol％H20.0018.110.00CH48.7674.240.00C2H68.801.3297.58C2H482.440.060.57C3H80.000.341.51C3H60.000.040.27C4H100.000.010.01C4H80.000.040.06C6H60.000.220.00C7H80.000.040.00實(shí)施例3本實(shí)施例用于說明本發(fā)明的分離煤制芳烴副產(chǎn)干氣的方法。將來自煤制芳烴裝置的壓力為1.5MPaG的MTA干氣供給至干氣壓縮機(jī)1，經(jīng)過三段壓縮處理將干氣壓力提高至5MPaG。然后將增壓后的干氣經(jīng)干氣冷卻器3用氨制冷壓縮機(jī)制備的5℃液氨冷卻到10℃，并供給至碳四吸收塔4的中部。在碳四吸收塔4中，采用來自煉廠的醚后碳四作為碳四吸收劑(流量為80t/h)，從碳四吸收塔4的塔頂噴入與干氣逆流接觸。其中，碳四吸收塔4的理論板數(shù)為25，操作壓力為4.5MPaG，塔頂溫度為18℃，塔釜溫度為120℃。碳四吸收塔4采用來自MTA裝置的140℃熱油加熱。將來自碳四吸收塔4塔釜的液相物料(即富碳四吸收劑)供給至碳四解吸塔5處理，將來自碳四吸收塔4塔頂?shù)臍庀辔锪?氣相物料主要為未被吸收的甲烷氫氣體)供給至汽油吸收塔7。將來自碳四吸收塔4塔釜的液相物料靠壓差供給至碳四解吸塔5中部。碳四解吸塔5的理論板數(shù)為25，操作壓力為2.8MPaG，塔頂溫度為25℃，塔釜溫度為130℃。碳四解吸塔5采用來自MTA裝置的140℃熱油加熱，碳四解吸塔5塔頂?shù)玫教级釢鈿?，供給至粗分塔8。將來自碳四解吸塔5塔釜的液相物料經(jīng)碳四冷卻器6冷卻至10℃后返回至碳四吸收塔4循環(huán)使用，同時(shí)在碳四解吸塔5塔釜的液相物料中引入新鮮的來自煉廠的醚后碳四供給至碳四吸收塔4作為補(bǔ)充。將來自碳四解吸塔5塔頂?shù)奶级釢鈿夤┙o至粗分塔8中部。粗分塔8的理論板數(shù)為100，操作壓力為2.6MPaG，塔頂溫度為-15℃，塔釜溫度為10℃。粗分塔8塔頂?shù)玫礁灰蚁?，供給至MTA裝置作為合成芳烴的原料。將來自粗分塔8塔釜的貧乙烯物料經(jīng)過泵升壓后供給至脫乙烷塔2中部。在脫乙烷塔2中，脫乙烷塔2的理論板數(shù)為50，操作壓力為3MPaG，塔頂溫度為12℃，塔釜溫度為91℃。脫乙烷塔2塔頂?shù)玫礁灰彝闅?，送出界區(qū)。脫乙烷塔2塔釜物料作為液化氣產(chǎn)品送出界區(qū)。將來自碳四吸收塔4塔頂?shù)臍庀辔锪峡繅翰罟┙o至汽油吸收塔7底部，與從塔頂噴入的汽油吸收劑(流量16t/h)接觸，該汽油吸收劑為來自MTA裝置的含有苯和甲苯的混合芳烴。其中，汽油吸收塔7的理論板數(shù)為15，操作壓力為4.5MPaG，塔頂溫度為20℃，塔釜溫度為40℃。將來自汽油吸收塔7塔釜的液相物料(即富汽油吸收劑)供給至界區(qū)外的汽油穩(wěn)定塔回收碳四餾分和芳烴餾分用于循環(huán)使用，將來自汽油吸收塔7塔頂?shù)臍庀辔锪?主要為未被吸收的甲烷氫氣體)供給至汽油吸收塔冷凝器9。在汽油吸收塔冷凝器9中，將來自汽油吸收塔7塔頂?shù)臍庀辔锪侠鋮s至15℃，然后供給至汽油吸收塔回流器10進(jìn)行氣液分離，將氣液分離得到的氣相物料作為富甲烷氣產(chǎn)品送出界區(qū)，將氣液分離得到的液相物料全部返回至汽油吸收塔7。本實(shí)施例的方法中，富乙烯氣、富甲烷氣、富乙烷氣的組成見表4(富甲烷氣中剩余組分為雜質(zhì)，如氮?dú)獾?，未示?，乙烯回收率為90％，乙烷回收率為93％，甲烷回收率為95％。表4富乙烯氣富甲烷氣富乙烷氣溫度，℃308.012.7壓力，MPaG2.54.43.0質(zhì)量流量，t/h2.612.110.6組成，mol％H20.0018.080.00CH44.1673.580.00C2H66.301.4897.72C2H489.540.660.54C3H80.000.331.39C3H60.000.040.35C4H100.000.000.00C4H80.000.000.00C6H60.000.180.00C7H80.000.040.00對比例1按照實(shí)施例1的方法，不同的是，將來自粗分塔8塔釜的貧乙烯物料作為富乙烷氣而不再進(jìn)行脫乙烷處理，將來自汽油吸收塔7塔頂?shù)臍庀辔锪献鳛楦灰彝闅舛辉龠M(jìn)行冷凝處理和氣液分離處理。本對比例的方法中，富乙烯氣、富甲烷氣、富乙烷氣的組成見表5(富甲烷氣中剩余組分為雜質(zhì)，如氮?dú)獾龋词境?，乙烯回收率為90％，乙烷回收率為93％，甲烷回收率為95％。表5富乙烯氣富甲烷氣富乙烷氣溫度，℃-34.024.2-2.7壓力，MPaG1.803.451.85質(zhì)量流量，t/h2.2812.3512.90組成，mol％H20.0017.990.00CH48.3373.310.00C2H60.611.5986.96C2H491.060.640.50C3H80.000.367.57C3H60.000.040.87C4H100.000.014.06C4H80.000.000.04C6H60.000.330.00C7H80.000.100.00將實(shí)施例1-3和對比例1的得到的富甲烷氣和富乙烷氣中的不飽和烴含量進(jìn)行匯總，結(jié)果見表6。表6富甲烷氣中不飽和烴含量(mol％)富乙烷氣中不飽和烴含量(mol％)實(shí)施例10.92％0.93％實(shí)施例20.40％0.90％實(shí)施例30.92％0.89％對比例11.11％1.41％從表6可知，本發(fā)明的分離煤制芳烴副產(chǎn)干氣的方法得到的富甲烷氣、富乙烷氣中的不飽和烴含量都小于1mol％，均能達(dá)到合成氣原料要求。以上詳細(xì)描述了本發(fā)明的優(yōu)選實(shí)施方式，但是，本發(fā)明并不限于上述實(shí)施方式中的具體細(xì)節(jié)，在本發(fā)明的技術(shù)構(gòu)思范圍內(nèi)，可以對本發(fā)明的技術(shù)方案進(jìn)行多種簡單變型，這些簡單變型均屬于本發(fā)明的保護(hù)范圍。另外需要說明的是，在上述具體實(shí)施方式中所描述的各個(gè)具體技術(shù)特征，在不矛盾的情況下，可以通過任何合適的方式進(jìn)行組合，為了避免不必要的重復(fù)，本發(fā)明對各種可能的組合方式不再另行說明。此外，本發(fā)明的各種不同的實(shí)施方式之間也可以進(jìn)行任意組合，只要其不違背本發(fā)明的思想，其同樣應(yīng)當(dāng)視為本發(fā)明所公開的內(nèi)容。當(dāng)前第1頁1 2 3