一種分離煤制芳烴副產干氣的方法與流程

本發明涉及干氣處理領域，涉及一種分離煤制芳烴副產干氣的方法，具體地，涉及一種從煤制芳烴副產干氣中回收甲烷、乙烯、乙烷的方法。
背景技術：
：煤制芳烴副產干氣(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裝置作反應原料，甲烷、乙烷提純作為生產合成氣原料，可以充分利用干氣資源，降低甲醇、芳烴生產成本，經濟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。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，生產安全，運行可靠，對原料氣的適應性強等特點，是目前具有競爭力的技術之一。但是，現有方法無法有效回收甲烷乙烷產品，甲烷氫氣中含有芳烴，同時乙烷產品中含有一定量的丙烯、丁烯，無法保證達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及更重烴類的低壓低溫工藝。該工藝取消了傳統的高壓方案，采用低壓技術，這樣回收溫度就可以保持在硝酸樹脂 生成的溫度之上，避免了危險的潛在可能性，同時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-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，損失低等優點。但該工藝中需要將干氣冷卻到-30℃至-40℃進行吸收，屬于中冷分離工藝，投資較大，能耗較高。綜上所述，現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、甲烷乙烷產品不飽和烴含量高的問題。技術實現要素：本發明的目的是為了克服現有分離干氣的方法中存在的投資大、能耗高、甲烷乙烷產品不飽和烴含量高的問題，提供一種分離煤制芳烴副產干氣的方法，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。為了實現上述目的，本發明提供了一種分離煤制芳烴副產干氣的方法，該方法包括：將煤制芳烴副產干氣依次進行壓縮處理、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行催化加氫處理，回收催化加氫處理得到的富乙烷氣；將汽油吸收劑吸收處理得到的氣相物料依次進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。本發明的分離煤制芳烴副產干氣的方法，具有以下優點：(1)本發明的方法，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、粗分處理和催化加氫處理，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，富乙烯氣可作為乙烯產品送出界區。(2)本發明的方法中，通過在汽油吸收塔塔頂設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；通過對粗分塔塔釜物料(即貧乙烯物料)進行催化加氫處理，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到合成氣原料要求。(3)本發明的方法中，用于回收煤制芳烴副產干氣中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。本發明的其它特征和優點將在隨后的具體實施方式部分予以詳細說明。附圖說明圖1是本發明中分離煤制芳烴副產干氣采用的裝置的結構示意圖。附圖標記說明1干氣壓縮機；2加氫反應器；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。具體實施方式以下對本發明的具體實施方式進行詳細說明。應當理解的是，此處所描述的具體實施方式僅用于說明和解釋本發明，并不用于限制本發明。本發明提供了一種分離煤制芳烴副產干氣的方法，該方法包括：將煤制芳烴副產干氣依次進行壓縮處理、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行催化加氫處理，回收催化加氫處理得到的富乙烷氣；將汽油吸收劑吸收處理得到的氣相物料依次進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。本發明的方法中，煤制芳烴副產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，如氮氣等。為了方便進行后續處理，優選情況下，壓縮處理的方法包括：將煤制芳烴副產干氣的壓力提高至3-5MPaG；進一步優選地，壓縮處理為多段壓縮處理。其中，對于壓縮處理的段數沒有特別的規定，例如可以為二段壓縮處理或三段壓縮處理。本發明的方法中，優選情況下，冷卻處理的條件包括：將壓縮處理得到的物料冷卻至0-20℃，進一步優選為5-15℃。更進一步優選地，冷卻處理采用的制冷劑為冷水、丙烯或液氨。再進一步優選地，冷水為溴化鋰吸收式制冷機制備的冷水，溫度可以為5℃或7℃。本發明的方法中，優選情況下，將碳四解吸處理得到的液相物料冷卻至0-20℃，進一步優選為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。本發明的方法中，優選情況下，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使其與碳四吸收劑接觸，碳四吸收塔 的理論板數為25-50，操作壓力為3-5MPaG，塔頂溫度為10-40℃，塔釜溫度為90-160℃。本領域技術人員應該理解的是，將冷卻處理得到的物料供給至碳四吸收塔內使其與碳四吸收劑接觸的實施方式可以為：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的氣相物料(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，為了以保證系統中碳四吸收塔的碳四吸收劑流量，優選地，在進行碳四吸收劑吸收處理時，向碳四吸收塔內補充新鮮碳四吸收劑。對補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的溫度為0-20℃，優選為5-15℃即可。為了方便操作，優選地，將補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行冷卻，然后送至碳四吸收塔。本領域技術人員應該理解的是，本發明中的碳四吸收劑為在碳四吸收塔中在進行碳四吸收劑吸收處理時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，可以為本領域常用的各種碳四餾分，優選情況下，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)，進一步優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，本領域技術人員可以根據實際情況確定，此為本領域技術人員所公知，在此不再贅述。本發明的方法中，優選情況下，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，碳四解吸塔的理論板數為 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℃。本領域技術人員應該理解的是，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的實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，在碳四解吸塔塔頂得到的氣相物料為碳二提濃氣，供給至粗分塔進行粗分處理；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使用。本發明的方法中，優選情況下，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，粗分塔的理論板數為30-100，操作壓力為0.5-4Mpa，塔頂溫度為-40～0℃，塔釜溫度為-10～20℃。本領域技術人員應該理解的是，將碳四解吸處理得到的氣相物料供給至粗分塔的實施方式可以為：將來自碳四解吸塔塔頂的氣相物料(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，在粗分塔塔頂得到富乙烯氣，作為富乙烯產品送出界區，在粗分塔塔釜得到貧乙烯物料，將其供給至加氫反應器進行催化加氫處理。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％。本發明的方法中，催化加氫處理可以為氣相反應或者液相反應，優選情況下，催化加氫處理的方法包括：將粗分處理得到的貧乙烯物料與加氫催化劑接觸，溫度為40-200℃，進一步優選為60-100℃；壓力為1-4MPaG，進一步優選為1.3-2MPaG；體積空速為0.5-40h-1，進一步優選為2-8h-1。對于加氫催化劑沒有特別的限定，可以為本領域常用的各種加氫催化劑，優選地，加氫催化劑為含有Co、Mo、Ni和W系金屬中至少一種金屬的加氫催化劑，進一步優選為Co-Mo-Ni系加氫催化劑。本發明的催化加氫處理用于將粗分塔塔釜得到的貧乙烯物料中的烯烴 (包括乙烯、丙烯、丁烯)加氫飽和成烷烴，經過上述催化加氫處理得到的物料(即富乙烷氣)中烯烴含量不大于0.1摩爾％。富乙烷氣中主要含有0.01-5mol％的氫氣、60-99mol％的乙烷、0.01-0.9mol％的乙烯，1-15mol％的丙烷和丁烷，0.01-0.5mol％的丙烯和丁烯，不飽和烴含量小于1mol％,各組分含量之和不超過100mol％。將催化加氫處理得到富乙烷氣作為合成氣原料，送出界區。本發明的方法中，優選情況下，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使其與汽油吸收劑接觸，汽油吸收塔的理論板數為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℃。本領域技術人員應該理解的是，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使其與汽油吸收劑接觸的實施方式可以為：將來自碳四吸收塔塔頂的氣相物料(主要為未被吸收的甲烷氫氣體)供給至汽油吸收塔底部，將汽油吸收劑從塔頂進入，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外的汽油穩定塔進行碳四餾分和芳烴餾分的分離以循環使用。本領域技術人員應該理解的是，本發明中的汽油吸收劑為在汽油吸收塔中在進行汽油吸收劑吸收處理時用于吸收來自碳四吸收塔塔頂的氣相物料中夾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，可以為本領域常用的各種汽油吸收劑，優選地，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，進一步優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，本領域技術人員可以根 據實際情況確定，此為本領域技術人員所公知，在此不再贅述。本發明的方法中，優選情況下，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℃；進一步優選地，冷凝處理在汽油吸收塔冷凝器中進行。本發明的方法中，優選情況下，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，1-20mol％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。本發明的方法中，碳四吸收塔塔釜和碳四解吸塔塔釜均設置有再沸器，其中，碳四吸收塔塔釜設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，優選采用來自MTA裝置的140℃以上的熱油或者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。實施例以下將結合圖1并通過實施例對本發明進行詳細描述，但并不因此限制本發明。以下實施例和對比例中，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，如氮氣、一氧化碳等，未示出)。表1MTA干氣溫度，℃40壓力，MPaG1.5質量流量，t/h28.8組成，mol％H211.08CH447.09C2H627.27C2H46.33C3H62.82C3H42.31C4H60.35C6H60.42C7H80.35H2O0.00實施例1本實施例用于說明本發明的分離煤制芳烴副產干氣的方法。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1，經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干氣冷卻器3用溴化鋰吸收式制冷機制備的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塔頂的氣相物料(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塔頂得到碳二提濃氣，供給至粗分塔8。將來自碳四解吸塔5塔釜的液相物料經碳四冷卻器6冷卻至15℃后返回至碳四吸收塔4循環使用，同時在碳四解吸塔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作為補充。將來自碳四解吸塔5塔頂的碳二提濃氣供給至粗分塔8中部。粗分塔8的理論板數為60，操作壓力為1.8MPaG，塔頂溫度為-31℃，塔釜溫度為-2℃。粗分塔8塔頂得到富乙烯氣，送出界區。將來自粗分塔8塔釜的貧乙烯物料經過泵升壓后供給至加氫反應器2。在加氫反應器2中，來自粗分塔8塔釜的貧乙烯物料與加氫催化劑Co-Mo-Ni系催化劑(購自中國石油化工股份有限公司北京化工研究院，型號為BY-5)接觸發生催化加氫反應，控制反應溫度為60℃，反應壓力為1.8MPaG，體積空速為5h-1。將加氫反應器2的出口物料作為富乙烷氣產品送出界區作為合成氣原料。將來自碳四吸收塔4塔頂的氣相物料靠壓差供給至汽油吸收塔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)供給至界區外的汽油穩定塔回收碳四餾分和芳烴餾分用于循環使用，將來自汽油吸收塔7塔頂的氣相物料(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塔頂的氣相物料冷卻至8℃，然后供給至汽油吸收塔回流器10進行氣液分離，將氣液分離得到的氣相物料作為富甲烷氣產品送出界區，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，如一氧化碳、氮氣等，未示出)，乙烯回收率為90％，甲烷回收率為95％。表2富乙烯氣富甲烷氣富乙烷氣溫度，℃-34.08.040.0壓力，MPaG1.803.441.8質量流量，t/h2.2812.2212.12組成，mol％H20.0018.030.04CH48.3373.450.00C2H60.611.5987.43C2H491.060.640.01C3H60.000.040.01C3H80.000.368.42C4H80.000.000.00C4H100.000.014.09C6H60.000.210.00C7H80.000.030.00實施例2本實施例用于說明本發明的分離煤制芳烴副產干氣的方法。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1，經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干氣冷卻器3用丙烯制冷壓縮機制備的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塔頂的氣相物料(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塔頂得到碳二提濃氣，供給至粗分塔8。將來自碳四解吸塔5塔釜的液相物料經碳四冷卻器6冷卻至5℃后返回至碳四吸收塔4循環使用，同時在碳四解吸塔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作為補充。將來自碳四解吸塔5塔頂的碳二提濃氣供給至粗分塔8中部。粗分塔8的理論板數為40，操作壓力為1.7MPaG，塔頂溫度為-30℃，塔釜溫度為-4℃。粗分塔8塔頂得到富乙烯氣，送出界區。將來自粗分塔8塔釜的貧乙烯物料經過泵升壓后供給至加氫反應器2。在加氫反應器2中，來自粗分塔8塔釜的貧乙烯物料與加氫催化劑Ni系催化劑(購自中國石油化工股份有限公司北京化工研究院，型號為YN-1)接觸發生催化加氫反應，控制反應溫度為80℃，反應壓力為1.3MPaG，體積空速為2h-1。將加氫反應器2的出口物料作為富乙烷氣產品送出界區作為合成氣原料。將來自碳四吸收塔4塔頂的氣相物料靠壓差供給至汽油吸收塔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)供給至界區外的汽油穩定塔回收碳四餾分和芳烴餾分用于循環使用，將來自汽油吸收塔7塔頂的氣相物料(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塔頂的氣相物料冷卻至5℃，然后供給至汽油吸收塔回流器10進行氣液分離，將氣液分離得到的氣相物料作為富甲烷氣產品送出界區，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，如氮氣等，未示出)，乙烯回收率為92％，甲烷回收率為96％。表3富乙烯氣富甲烷氣富乙烷氣溫度，℃30840壓力，MPaG1.62.41.8質量流量，t/h2.512.112.0組成，mol％H20.0018.110.04CH48.7674.240.00C2H68.801.3285.72C2H482.440.060.01C3H60.000.040.00C3H80.000.347.70C4H80.000.010.05C4H100.000.046.48C6H60.000.220.00C7H80.000.040.00實施例3本實施例用于說明本發明的分離煤制芳烴副產干氣的方法。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1，經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干氣冷卻器3用氨制冷壓縮機制備的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塔頂的氣相物料(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塔頂得到碳二提濃氣，供給至粗分塔8。將來自碳四解吸塔5塔釜的液相物料經碳四冷卻器6冷卻至10℃后返回至碳四吸收塔4循環使用，同時在碳四解吸塔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作為補充。將來自碳四解吸塔5塔頂的碳二提濃氣供給至粗分塔8中部。粗分塔8的理論板數為100，操作壓力為2.6MPaG，塔頂溫度為-15℃，塔釜溫度為10℃。粗分塔8塔頂得到富乙烯氣，送出界區。將來自粗分塔8塔釜的貧乙烯物料經過泵升壓后供給至加氫反應器2。在加氫反應器2中，來自粗分塔8塔釜的貧乙烯物料與加氫催化劑Ni系催化劑(購自中國石油化工股份有限公司北京化工研究院，型號為YN-S)接觸發生催化加氫反應，控制反應溫度為100℃，反應壓力為2MPaG，體積 空速為8h-1。將加氫反應器2的出口物料作為富乙烷氣產品送出界區作為合成氣原料。將來自碳四吸收塔4塔頂的氣相物料靠壓差供給至汽油吸收塔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)供給至界區外的汽油穩定塔回收碳四餾分和芳烴餾分用于循環使用，將來自汽油吸收塔7塔頂的氣相物料(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塔頂的氣相物料冷卻至15℃，然后供給至汽油吸收塔回流器10進行氣液分離，將氣液分離得到的氣相物料作為富甲烷氣產品送出界區，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，如氮氣等，未示出)，乙烯回收率為90％，甲烷回收率為95％。表4富乙烯氣富甲烷氣富乙烷氣溫度，℃30840壓力，MPaG2.54.41.8質量流量，t/h2.612.111.9組成，mol％H20.0018.080.09CH44.1673.580.00C2H66.301.4890.49C2H489.540.660.01C3H60.000.040.01C3H80.000.339.00C4H80.000.000.00C4H100.000.000.40C6H60.000.180.00C7H80.000.040.00對比例1按照實施例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行催化加氫處理，將來自汽油吸收塔7塔頂的氣相物料作為富乙烷氣而不再進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，如氮氣等，未示出)，乙烯回收率為90％，甲烷回收率為95％。表5富乙烯氣富甲烷氣富乙烷氣溫度，℃-3424-2.7壓力，MPaG1.83.451.85質量流量，t/h2.2812.3512.9組成，mol％H20.0017.990.00CH48.3373.310.00C2H60.611.5986.96C2H491.060.640.50C3H60.000.040.87C3H80.000.367.57C4H80.000.000.04C4H100.000.014.06C6H60.000.330.00C7H80.000.100.00將實施例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 量進行匯總，結果見表6。表6從表6可知，本發明的分離煤制芳烴副產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％，均能達到合成氣原料要求。以上詳細描述了本發明的優選實施方式，但是，本發明并不限于上述實施方式中的具體細節，在本發明的技術構思范圍內，可以對本發明的技術方案進行多種簡單變型，這些簡單變型均屬于本發明的保護范圍。另外需要說明的是，在上述具體實施方式中所描述的各個具體技術特征，在不矛盾的情況下，可以通過任何合適的方式進行組合，為了避免不必要的重復，本發明對各種可能的組合方式不再另行說明。此外，本發明的各種不同的實施方式之間也可以進行任意組合，只要其不違背本發明的思想，其同樣應當視為本發明所公開的內容。當前第1頁1 2 3