煉廠氣集中梯級回收方法

專利名稱：：煉廠氣集中梯級回收方法
技術領域：
：本發明涉及一種煉廠氣集中梯級回收方法，屬于石油化工
技術領域：
。該方法利用煉廠氣梯級生產氫氣、輕烴、石腦油等，能夠最大限度地利用煉廠能源和資源。
背景技術：
：石油煉制與加工是一個非常龐大的工業過程，在蒸餾、裂化、重整、烷基化、異構化等石油加工過程中，會產生大量由氫氣、氮氣、甲烷、輕烴組成的煉廠氣。由于缺乏合適的分離方法，這些煉廠氣只能被用作燃料氣，含有的氫氣、輕烴、石腦油等高價值物質得不到有效利用。通常，煉油廠產生的煉廠氣占石油總加工量的5%左右，造成了資源的嚴重浪費。將煉廠氣中高價值資源充分回收利用將大大提高資源利用率和企業效益。在煉廠氣回收過程中，吸附技術、壓縮、冷凝技術、精餾技術發揮了巨大作用。但總的來說，由于煉廠氣是一個多組分、壓力、溫度組成等變化復雜的體系，并且各技術的最佳操作條件(壓力、溫度等)也千差萬別，因此，使用單一技術很難實現對煉廠氣資源和能源最大限度利用。總的來說單一技術應用于煉廠氣回收主要存在有回收目標單一、回收率低下、回收過程能源利用率低等缺點。
發明內容為打破單一分離技術的發展瓶頸，充分發揮現有技術和過程的長處，實現煉廠氣能源和資源的充分回收，提高分離過程的能量利用效率和各物質的回收率。本發明提供一種煉廠氣集中梯級回收方法，該方法應將壓縮冷凝、精餾、變壓吸附等技術有機集合起來，按照各煉廠氣壓力、溫度、組成等和各分離技術最佳操作條件的不同，針對不同的煉廠氣和不同的回收目標，選擇最佳分離工藝，通過不同分離技術在分離過程中的相互促進作用，改善分離過程的操作條件，實現能源的梯級利用和資源的梯級回收，從而提高能源利用率和高價值組份的回收率。本發明的具體技術方案是一種煉廠氣集中梯級回收方法采用把煉廠氣高純氫回收系統、煉廠氣高濃度氫氣回收系統系統、第三壓縮機、冷凝分離系統、精餾系統和有機蒸氣/氫氣分離系統通過管道連接在一起的回收裝置；輸入所述回收裝置的煉廠氣分別為下列幾種(1)氫濃度在60mol。/。以上和表壓力在l.OMPa以下的第一煉廠氣，(2)氫濃度在60mol。/。以上和表壓力在0.7MPa以上的第二煉廠氣，(3)氫濃度在3070mol。/。之間和表壓力在1.0MPa以下的第三煉廠氣，(4)氫濃度在3070mol。/。之間和表壓力在0.7MPa以上的第四煉廠氣，(5)氫濃度在30moP/。以下和表壓力在0.7MPa以上的第五煉廠氣，(6)氫濃度在30mol。/。以下和表壓力在l.OMPa以下的第六煉廠氣；輸出所述回收裝置的氣體分別為下列幾種高純氫氣、富乙烷氣、輕烴(LPG)、石腦油、燃料氣和高濃度氫氣。利用所述回收裝置進行煉廠氣集中梯級回收方法的過程如下(1)第一煉廠氣進入煉廠氣高純氫回收系統的第一壓縮機，升壓后經第一冷卻器降溫，降溫后和第二煉廠氣混合進入變壓吸附裝置，以得到氫濃度^99mo1。/。的高純氫氣外排接收，變壓吸附裝置的解吸氣送入煉廠氣高濃度氫氣回收系統與第三煉廠氣混合進入第二壓縮機；(2)第三煉廠氣與煉廠氣高純氫回收系統的變壓吸附裝置的解吸氣混合，混合氣進入第二壓縮機升壓，升壓后的煉廠氣與第四煉廠氣混合進一級氫氣分離裝置，經一級氫氣分離裝置處理后得到的高濃氫氣與有機蒸氣/氫氣分離系統的高濃度氫氣混合成氫氣濃度85moP/。以上的高濃度氫氣外排接收；(3)第六煉廠氣與有機蒸氣/氫氣分離系統的循環氣混合進入第三壓縮機升壓，升壓后的煉廠氣與第五煉廠氣組成貧氫高壓流股與煉廠氣高濃度氫氣回收系統的貧氫流股混合成貧氫高壓混合氣，進入冷凝分離系統的第三冷卻器；(4)貧氫高壓混合氣進入冷凝分離系統，進入冷凝分離系統的貧氫高壓混合氣經第三冷卻器冷卻后，進入第一氣液分離器，液相流股送入第二輕烴泵，氣相流股送入冷箱換熱后進入第四冷卻器，經第四冷卻器降溫后送入第二氣液分離器，液相流股送入第一輕烴泵，氣相流股進入冷箱換熱后進入有機蒸氣/氫氣分離系統的第一加熱器；(5)第二輕烴泵和第一輕烴泵分別將第一氣液分離器和第二氣液分離器的液相流股送入精餾系統，進入精餾系統的液相流股首先進入脫乙烷塔，塔頂得到乙烷含量70tnol。/。以上的富乙烷氣經冷箱換熱后可作為燃料氣或進一步分離回收乙烷的富乙烷氣外排接收，塔底液相流股送往脫丁烷塔，脫丁烷塔的塔頂得到C3+C4含量大于90mol。/。的輕烴(LPG)，塔底得到C5+含量大于90mol。/。的石腦油。(6)進入有機蒸氣/氫氣分離系統的氣體首先經第一加熱器升溫后進入一級有機蒸氣分離裝置，富輕烴流股與二級有機蒸氣分離裝置的富輕烴流股混合作為循環氣與第六煉廠氣混合進入第三壓縮機，貧輕烴流股經第二加熱器升溫后進入二級氫氣分離裝置，得到的富氫流股與煉廠氣高濃度氫氣回收系統的一級氫氣分離裝置的富氫流股混合成氫氣濃度85molo/。以上的高濃度氫氣外排接收，貧氫流股經第五冷卻器冷卻后送入二級有機蒸氣分離裝置，富輕烴流股與一級有機蒸氣分離裝置的富輕烴流股混合作為循環氣與第六煉廠氣混合進入第三壓縮機，貧輕烴氣作為燃料氣外排接收。本發明的有益效果是這種煉廠氣集中梯級回收方法將精餾、壓縮冷凝等傳統分離技術與變壓吸附等新型回收技術集合起來，在不同的壓力和組成等級，選擇合適的分離技術，將能量網絡和質量網絡的同時優化，多技術相互促進，相互改善操作條件，實現了能源的梯級利用和資源的梯級回收，打破了單一技術發展瓶頸，達到了提高產品回收率、降低回收能耗的雙重目標。對于富含氫氣而輕烴較少的煉廠氣，首先進行氫氣回收，在獲得氫氣產品的同時輕烴的濃度也得到提高，有利于輕烴在更高的溫度下冷凝，減少低溫冷劑的消耗；對于輕烴含量高而氫氣濃度低的煉廠氣，經過壓縮冷凝、有機蒸氣分離等處理以后，氫氣濃度升高，采用氫氣分離技術對其回收；在有機蒸氣分離過程中，于適當階段使用的氫分離技術既提高了輕烴濃度，又同時降低了后續有機蒸氣分離過程的處理量，保證了輕烴的高回收率。下面結合附圖和具體實施方式對本發明進一步說明。圖1是通用的處理煉廠氣的梯級回收流程簡圖。圖2是處理不含第一、第二、第四煉廠氣時的梯級回收流程簡圖。圖3是處理不含第一、第三、第四煉廠氣時的梯級回收流程簡圖。圖4是處理不含第一、第四、第五、第六煉廠氣時的梯級回收流程簡圖。圖中1、煉廠氣高純氫回收系統，la、第一壓縮機，lb、第一冷卻器，PSA、變壓吸附裝置，2、煉廠氣高濃度氫回收系統，2a、第二壓縮機，2b、第二冷卻器，HS1、一級氫氣分離裝置，3、第三壓縮機，4、冷凝分離系統，4a、第三冷卻器，64b、第一氣液分離器，4c、冷箱，4d、第四冷卻器，4e、第二氣液分離器，4f、第一輕烴泵，4g、第二輕烴泵，5、精餾系統，5a、脫乙垸塔，5b、脫丁烷塔，6、有機蒸氣/氫氣分離系統，6a、第一加熱器，VS1、一級有機蒸氣分離裝置，6b、第二加熱器，HS2、二級氫氣分離裝置，6c、第五冷卻器，VS2、二級有機蒸氣分離裝置，a、第一煉廠氣，b、第二煉廠氣，c、第三煉廠氣，d、第四煉廠氣，e、第五煉廠氣，f、第六煉廠氣，g、高純氫氣，h、富乙烷氣，i、輕烴(LPG)，j、石腦油，k、燃料氣，1、高濃度氫氣。具體實施例方式圖1示出了通用的處理煉廠氣的梯級回收流程簡圖。圖中，把煉廠氣高純氫回收系統l、煉廠氣高濃度氫氣回收系統系統2、第三壓縮機3、冷凝分離系統4、精餾系統5和有機蒸氣/氫氣分離系統6通過管道連接在一起構成一套回收裝置。下面對該回收裝置作進一步說明煉廠氣高純氫回收系統1把第一壓縮機la、第一冷卻器lb、變壓吸附裝置PSA連接在一起，變壓吸附裝置PSA的下出口連接到煉廠氣高濃度氫氣回收系統2第二壓縮機2a的進口。煉廠氣高濃度氫氣回收系統2把第二壓縮機2a、第二冷卻器2b和一級氫氣分離裝置HS1連接在一起，一級氫氣分離裝置HS1的下出口連接到冷凝分離系統4的第三冷卻器4a的入口。第三壓縮機3把有機蒸氣/氫氣分離系統6和冷凝分離系統4連接在一起，它設置在有機蒸氣/氫氣分離系統6和冷凝分離系統4之間。冷凝分離系統4把第三冷卻器4a、第一氣液分離器4b、冷箱4c、第四冷卻器4d和第二氣液分離器4e連接在一起，在第一氣液分離器4b的下出口連接第二輕烴泵4g，在第二氣液分離器4e的下出口連接第一輕烴泵4f，第一輕烴泵4f和第二輕烴泵4g的出口連接到精餾系統5中的脫乙烷塔4a的進口。精餾系統5把脫乙烷塔5a和脫丁烷塔5b串聯在一起，脫乙烷塔5a的上出口連接冷凝分離系統4中的冷箱4c后接外排，脫乙烷塔5a的下出口連接脫丁烷塔5b的進口，脫丁垸塔5b的上出口和下出口接外排。有機蒸氣/氫氣分離系統6把第一加熱器6a、一級有機蒸氣分離裝置VS1、第二加熱器6b、二級氫氣分離裝置HS2、第五冷卻器6c和二級有機蒸氣分離裝置VS2連接在一起，一級有機蒸氣分離裝置VS1位于第一加熱器6a和第二加熱器6b之間，二級氫氣分離裝置HS2位于第二加熱器6b和第五冷卻器6c之間，第五冷卻器6c出口連接到二級有機蒸氣分離裝置VS2的進口。在冷凝分離系統4中第二氣液分離器4e的上出口經冷箱4c后連接到在有機蒸氣/氫氣分離系統6中第一加熱器6a的進口，7一級有機蒸氣分離裝置VS1和二級有機蒸氣分離裝置VS2的下出口連接到第三壓縮機3的進口，二級有機蒸氣分離裝置VS2的上出口接外排。采用上述回收裝置處理的煉廠氣包括原油分餾、裂解、裂化、重整和異構化原油加工過程中產生的經過脫硫、脫水處理后的無硫干燥煉廠氣(硫含量和水含量在100ppm以下)，若煉廠氣未經脫硫、脫水處理，且硫含量或水含量超標，則煉廠氣需先經過脫硫或脫水工藝處理達標后再并入本系統。上述回收裝置中的一級氫氣分離裝置HS1、二級氫氣分離裝置HS2、一級有機蒸氣分離裝置VS1和二級有機蒸氣分離裝置VS2可采用變壓吸附PSA裝置，也可使用氣體膜分離裝置。氣體分離膜可以為中空纖維、板框或螺旋巻式結構；變壓吸附PSA裝置可以是常壓解吸變壓吸附裝置，也可以是真空解吸變壓吸附裝置。圖2、3、4示出了輸入不同品種煉廠氣時在圖1基礎上的梯級回收流程簡圖。下述的四個實施例將有助于對本發明的進一步了解，實施例數據源自下表1所示表1煉廠氣典型組成<table>tableseeoriginaldocumentpage8</column></row><table>根據上述組成和壓力，可以把上述煉廠氣分類如表2所示:表2煉廠氣的分類<table>tableseeoriginaldocumentpage9</column></row><table>實施例一圖1所示，本實施例同時處理所有上述煉廠氣。煉廠氣具體參數如表3所示:表3煉廠氣分類組成<table>tableseeoriginaldocumentpage9</column></row><table>為便于操作，本案例先將第一煉廠氣a加壓降溫后與第二煉廠氣b混合進入煉廠氣高純氫回收系統的PSA裝置得到氫濃度為99moP/。的高純氫，解吸氣經一級壓縮降溫到0.70MPag、50°C,和第三煉廠氣c混合。a、當煉廠氣高濃度氫氣回收系統和有機蒸氣/氫氣分離系統的氫氣分離設備和有機蒸氣分離設備采用變壓吸附裝置PSA時煉廠氣高純氫回收系統的解吸氣經一級加壓降溫后和第三煉廠氣C合股得到氫氣濃度為46.40mol。/。的煉廠氣，經二級壓縮到1.50MPag，與第四煉廠氣d混合預處理后進入氫氣分離PSA塔。第六煉廠氣f與循環氣合股后一級壓縮降溫到0.70MPag、40°C，與第五煉廠氣e混合壓縮到1.50MPag，與煉廠氣高濃度氫氣回收系統的殘余氣體一起進行冷凝。冷凝過程中，一級冷卻器溫度控制在3(TC，二級冷卻器溫度控制在-3(TC。氫氣分離PSA塔操作溫度控制在40°C，煉廠氣高濃度氫氣回收系統的回收率控制為77%;有機蒸氣/氫氣分離系統的氫氣回收率控制為76%。有機蒸汽PSA塔操作溫度控制在35°C,循環氣中LPG含量控制為12mol%。脫乙烷塔進料壓力2.30MPag，塔頂壓力2.20MPag，溫度-0.5。C，塔釜壓力2.25MPag，溫度85°C。脫戊烷塔進料壓力1.50MPag，冷凝器溫度68°C，壓力1.40MPag，再沸器溫度138。C，壓力1.45MPag。b、當煉廠氣高濃度氫氣回收系統和有機蒸氣/氫氣分離系統的氫氣分離設備和有機蒸氣分離設備采用膜分離裝置時煉廠氣高純氫回收系統的解吸氣經一級加壓降溫后和第三煉廠氣c合股得到氫氣濃度為46.40mol。/。的煉廠氣，壓縮到1.5MPag，預處理后進入氫氣膜分離裝置。第六煉廠氣f與循環氣合股后一級壓縮降溫到0.70MPag、4(TC，與第五煉廠氣e混合壓縮到1.5MPag，與煉廠氣高濃度氫氣回收系統的殘余氣體一起進行冷凝。冷凝過程中，一級冷卻器溫度控制在3(TC，二級冷卻器溫度控制在-3(TC。氫氣膜分離裝置的操作溫度控制在60°C，煉廠氣高濃度氫氣回收系統的回收率控制為77%;有機蒸氣/氫氣分離系統的氫氣回收率控制為76%。有機蒸汽膜分離裝置的操作溫度控制在35'C,循環氣中LPG含量控制為12mol%。脫乙垸塔進料壓力2.30MPag,塔頂壓力2,20MPag，溫度-10。C，塔釜壓力2.25MPag，溫度83。C。脫戊烷塔進料壓力1.50MPag，冷凝器溫度68t:，壓力1.40MPag，再沸器溫度138°C，壓力1.45MPag。在該實施案例中，氫氣回收率達97%，丙烷及重組分回收率達90%。高純氫氣濃度大于99mo1。/。，高濃度氫氣濃度達92mol%，LPG中C2、C5均低于3mo1。/。，石腦油中Cs+純度達95mol%。實施例二圖2所示，本實施案例只處理不含第一、第二、第四煉廠氣。煉廠氣具體參數如表3所示表3煉廠氣分類組成組成，v%第三煉廠氣c第五煉廠氣e第六煉廠氣f氫氣53.7216.36_甲烷20.677.833.62乙烷9.8719.2721.75丙烷7.8644.2044.74異丁垸1.906.237.20正J.烷4.044.3515.48正異丁烯一一一反丁烯—一_順丁烯一一一c5+1.941,777.21總計100.00100.00100.00溫度°c44.4134.8953.64壓力MPa(G)0.700.700.25流量kg/h12771644714355實施案例中壓縮機、冷凝器、精餾塔等的重要操作參數請見實施案例一。a、當煉廠氣高濃度氫氣回收系統和有機蒸氣/氫氣分離系統的氫氣分離設備和有機蒸氣分離設備采用變壓吸附裝置PSA時氫氣分離PSA塔操作溫度控制在40°C，煉廠氣高濃度氫氣回收系統的回收率控制為82%;有機蒸氣/氫氣分離系統的氫氣回收率控制為74%。有機蒸汽PSA塔操作溫度控制在35°C，循環氣中LPG含量控制為12mol%。b、當煉廠氣高濃度氫氣回收系統和有機蒸氣/氫氣分離系統的氫氣分離設備和有機蒸氣分離設備采用膜分離裝置時氫氣膜分離裝置的操作溫度控制在60°C，煉廠氣高濃度氫氣回收系統的回收率控制為82%;有機蒸氣/氫氣分離系統的氫氣回收率控制為74%。有機蒸汽膜分離裝置的操作溫度控制在35°C，循環氣中LPG含量控制為12mol%。在該實施案例中，氫氣回收率達93%，丙烷及重組分回收率達93%。氫氣濃度大于95mo1。/。，LPG中C2、C5均低于3mo1。/。，石腦油中戊烷純度達95mol%。ii實施例三圖3所示，本實施案例只處理不含第一、第三、第四煉廠氣。煉廠氣具體參數如表4所示表4煉廠氣分類組成<table>tableseeoriginaldocumentpage12</column></row><table>實施案例中壓縮機、冷凝器、精餾塔等的重要操作參數請見實施案例一。為便于操作，本案例先將第二煉廠氣b進入煉廠氣高純氫回收系統的PSA裝置得到氫濃度為99mol。/。的高純氫，解吸氣進入煉廠氣高濃度氫氣回收系統的原料。a、當煉廠氣高濃度氫氣回收系統和有機蒸氣/氫氣分離系統的氫氣分離設備和有機蒸氣分離設備采用變壓吸附裝置PSA時氫氣分離PSA塔操作溫度控制在40°C，煉廠氣高濃度氫氣回收系統的回收率控制為48%;有機蒸氣/氫氣分離系統的氫氣回收率控制為84%。有機蒸汽PSA塔操作溫度控制在35°C，循環氣中LPG含量控制為13mol%。b、當煉廠氣高濃度氫氣回收系統和有機蒸氣/氫氣分離系統的氫氣分離設備和有機蒸氣分離設備采用膜分離裝置時氫氣膜分離裝置的操作溫度控制在60°C，煉廠氣高濃度氫氣回收系統的回收率控制為48%;有機蒸氣/氫氣分離系統的氫氣回收率控制為84%。有機蒸汽膜分離裝置的操作溫度控制在35°C，循環氣中LPG含量控制為13mol%。在該實施案例中，氫氣回收率達96%，丙垸及重組分回收率達92%。高純氫氣濃度大于99mol%，高濃度氫氣濃度大于90mol%，LPG中C2、Q均低于3mol°/。，石腦油中戊垸純度達97mol%。實施例四圖4所示，本實施案例只處理不含第一、第四、第五、第六煉廠氣。煉廠氣具體參數如表5所示表<table>tableseeoriginaldocumentpage13</column></row><table>實施案例中壓縮機、冷凝器、精餾塔等的重要操作參數請見實施案例一。為便于操作，本案例先將第二煉廠氣b進入煉廠氣高純氫回收系統的PSA裝置得到氫濃度為99moP/。的高純氫，解吸氣經一級壓縮降溫到0.7MPag、50°C，和第三煉廠氣c混合a、當煉廠氣高濃度氫氣回收系統和有機蒸氣/氫氣分離系統的氫氣分離設備和有機蒸氣分離設備采用變壓吸附裝置PSA時氫氣分離PSA塔操作溫度控制在40°C，煉廠氣高濃度氫氣回收系統的回收率控制為77%;有機蒸氣/氫氣分離系統的氫氣回收率控制為73%。有機蒸汽PSA塔操作溫度控制在35°C，循環氣中LPG含量控制為10mol%。b、當煉廠氣高濃度氫氣回收系統和有機蒸氣/氫氣分離系統的氫氣分離設備和有機蒸氣分離設備采用膜分離裝置時-氫氣膜分離裝置的操作溫度控制在6crc，煉廠氣高濃度氫氣回收系統的回收率控制為77%;有機蒸氣/氫氣分離系統的氫氣回收率控制為73%。有機蒸汽膜分離裝置的操作溫度控制在35°C，循環氣中LPG含量控制為10mol%。在該實施案例中，氫氣回收率達96%，丙垸及重組分回收率達90%。高純氫氣濃度大于99mol%,高濃度氫氣濃度大于95mol%，LPG中C2、(25均低于3mol%，石腦油中戊烷純度達96mol%。權利要求1、一種煉廠氣集中梯級回收方法，其特征在于所述煉廠氣集中梯級回收方法采用把煉廠氣高純氫回收系統(1)、煉廠氣高濃度氫回收系統系統(2)、第三壓縮機(3)、冷凝分離系統(4)、精餾系統(5)和有機蒸氣/氫氣分離系統(6)通過管道連接在一起的回收裝置；輸入所述回收裝置的煉廠氣根據組成和壓力分類，比如可分為下列幾種(1)氫濃度在60mol％以上和表壓力在1.0MPa以下的第一煉廠氣(a)，(2)氫濃度在60mol％以上和表壓力在0.7MPa以上的第二煉廠氣(b)，(3)氫濃度在30～70mol％之間和表壓力在1.0MPa以下的第三煉廠氣(c)，(4)氫濃度在30～70mol％之間和表壓力在0.7MPa以上的第四煉廠氣(d)，(5)氫濃度在30mol％以下和表壓力在0.7MPa以上的第五煉廠氣(e)，(6)氫濃度在30mol％以下和表壓力在1.0MPa以下的第六煉廠氣(f)；輸出所述回收裝置的氣體分別為下列幾種高純氫氣(g)、富乙烷氣(h)、輕烴(i)、石腦油(j)、燃料氣(k)和高濃度氫氣(1)；利用所述回收裝置進行煉廠氣集中梯級回收方法的過程如下(1)第一煉廠氣(a)進入煉廠氣高純氫回收系統(1)的第一壓縮機(1a)，升壓后經第一冷卻器(1b)降溫，降溫后和第二煉廠氣(b)混合進入變壓吸附裝置(PSA)，以得到氫濃度≮99mol％的高純氫氣(g)外排接收，變壓吸附裝置(PSA)的解吸氣送入中氫煉廠氣氫回收系統(2)與第三煉廠氣(c)混合進入第二壓縮機(2a)；(2)第三煉廠氣(c)與煉廠氣高純氫回收系統(1)的變壓吸附裝置(PSA)的解吸氣混合，混合氣進入第二壓縮機(2a)升壓，升壓后的煉廠氣與第四煉廠氣(d)混合進一級氫氣分離裝置(HS1)，經一級氫氣分離裝置(HS1)處理后得到的高濃氫氣與有機蒸氣/氫氣分離系統(6)的高濃度氫氣混合成氫氣濃度95mol％以上的高濃度氫氣(1)外排接收；(3)第六煉廠氣(f)與有機蒸氣/氫氣分離系統(6)的循環氣混合進入第三壓縮機(3)升壓，升壓后的煉廠氣與第五煉廠氣(e)組成貧氫高壓流股與煉廠氣高濃度氫回收系統(2)的貧氫流股混合成貧氫高壓混合氣，進入冷凝分離系統(4)的第三冷卻器(4a)；(4)貧氫高壓混合氣進入冷凝分離系統(4)，進入冷凝分離系統(4)的貧氫高壓混合氣經第三冷卻器(4a)冷卻后，進入第一氣液分離器(4b)，液相流股送入第二輕烴泵(4g)，氣相流股送入冷箱(4c)換熱后進入第四冷卻器(4d)，經第四冷卻器(4d)降溫后送入第二氣液分離器(4e)，液相流股送入第一輕烴泵(4f)，氣相流股進入冷箱(3c)換熱后進入有機蒸氣/氫氣分離系統(6)的第一加熱器(6a)；(5)第二輕烴泵(4g)和第一輕烴泵(4f)分別將第一氣液分離器(4b)和第二氣液分離器(4e)的液相流股送入精餾系統(5)，進入精餾系統(5)的液相流股首先進入脫乙烷塔(5a)，塔頂得到乙烷含量70mol％以上的富乙烷氣經冷箱(4c)換熱后可作為燃料氣或進一步分離回收乙烷的富乙烷氣(h)外排接收，塔底液相流股送往脫丁烷塔(5b)，脫丁烷塔(5b)的塔頂得到C3+C4含量大于90mol％的輕烴(i)，塔底得到C5+含量大于90mol％的石腦油(j)。(6)進入有機蒸氣/氫氣分離系統(6)的氣體首先經第一加熱器(6a)升溫后進入一級有機蒸氣分離裝置(VS1)，富輕烴流股與二級有機蒸氣分離裝置(VS2)的富輕烴流股混合作為循環氣與第六煉廠氣(f)混合進入第三壓縮機(3)，貧輕烴流股經第二加熱器(6b)升溫后進入二級氫氣分離裝置(HS2)，得到的富氫流股與煉廠氣高濃度氫回收系統(2)的一級氫氣分離裝置(HS1)的富氫流股混合成氫氣濃度85mol％以上的高濃度氫氣(1)外排接收，貧氫流股經第五冷卻器(6c)冷卻后送入二級有機蒸氣分離裝置(VS2)，富輕烴流股與一級有機蒸氣分離裝置(VS1)的富輕烴流股混合作為循環氣與第六煉廠氣(f)混合進入第三壓縮機，貧輕烴氣作為燃料氣(k)外排接收。全文摘要一種煉廠干氣集中梯級回收方法，屬于石油化工
技術領域：
。該方法將精餾、壓縮冷凝等傳統分離技術與吸附、膜分離等新型分離技術集成為一個有機整體，在充分考慮物料壓力、組成等特點，將分離工藝梯級布局，多技術相互促進，相互改善操作條件，梯級回收目標產品，實現了煉廠干氣能源和資源的梯級利用、梯級回收，打破了單一技術發展瓶頸，提高了產品收率、降低了回收能耗。該方法通過各分離技術的相互促進作用，改善了各分離工藝的操作條件，從而提高了能源的利用效率和物質的回收率；具有多目標同時回收、目標回收率高、能源利用率高，能從低目標濃度的煉廠干氣中回收目標產品的優；適用于石油煉制與加工領域。文檔編號C10G5/00GK101559311SQ20091001180公開日2009年10月21日申請日期2009年6月2日優先權日2009年6月2日發明者李保軍,飛聶,蘇學鋒,范瑛琦,賀高紅,阮雪華申請人:大連理工大學;江蘇賽瑞科技工程有限公司