Способ извлечения сырья для крекинга из сухого газа
Изобретение относится к способу извлечения сырья для парового крекинга. Изобретение касается способа удаления легких газов из потока углеводородного сырья, включающего этилен, этан и более тяжелые углеводороды, который включает в себя абсорбцию диоксида углерода, сульфида водорода и карбонилсульфида из потока углеводородного сырья посредством контакта с растворителем с получением потока абсорбированного углеводородного сырья; гидрогенизацию ацетилена в потоке абсорбированного углеводородного сырья до этана и этилена с получением потока гидрогенизированного углеводородного сырья; удаление потока более тяжелого углеводородного сырья из легких газов, представляющих собой водород, монооксид углерода, азот и метан, в потоке гидрогенизированного углеводородного сырья; деметанизацию потока более тяжелого углеводородного сырья с получением потока верхнего продукта, содержащего водород, монооксид углерода, азот и метан, и потока чистого нижнего продукта содержащего этилен, этан и более тяжелые углеводороды. Технический результат заключается в удалении примесей из сухого газа, для обеспечения безопасного и экономически выгодного извлечения и использования этилена и этана. 9 з.п. ф-лы, 2 табл., 1 ил.
Право приоритета
Настоящая заявка испрашивает приоритет по заявке на патент США № 15/710,529, поданной 20 сентября 2017 г., содержание которой полностью включено в настоящий документ путем ссылки.
Область изобретения
Настоящее изобретение относится к способам и устройствам для извлечения сырья для парового крекинга. В частности, область техники относится к способам и устройствам для извлечения сырья для парового крекинга из отходящего газа абсорбера FCC.
Предпосылки создания изобретения
В типичной установке флюид-каталитического крекинга (FCC) доля отходящего газ абсорбера, также известного как сухой газ, в производстве топливного газа собственной выработки составляет одну треть. Сухой газ - это общее название потока отходящего газа абсорбера, который содержит все газы с температурой кипения ниже, чем у этана. Оставшийся поток известен как сухой газ FCC. Типичный поток сухого газа содержит от 5 до 50 мас. % этилена, от 10 до 20 мас. % этана, от 5 до 20 мас. % водорода, от 5 до 20 мас. % азота, от 0,05 до 5,0 мас. % монооксида углерода и от 0,1 до 5,0 мас. % диоксида углерода и менее 0,01 мас. % сульфида водорода и аммиака, а остальное составляют метан и другие примеси.
Этилен и более тяжелые углеводороды в сухом газе являются ценными компонентами. Этан может быть хорошим источником сырья для этановой крекинг-установки для производства этилена, а этилен может быть извлечен для производства полиэтилена. В настоящее время большую часть этилена и этана в сухом газе сжигают, а не извлекают из-за того, что отходящий газ содержит столько загрязняющих веществ, что их удаление экономически невыгодно. Однако потоки сухого газа все еще содержат привлекательные количества этилена, этана и более тяжелых компонентов, если восстановление могло быть сделано экономически выгодным.
Установка FCC, обрабатывающая 7949 килолитров (50 000 баррелей) в день, будет производить и сжигать до 181 000 кг (200 тонн) сухого газа, содержащего 36 000 кг (40 тонн) этилена и 14 400 кг (16 тонн) этана в качестве топлива в день. Поскольку существует большая разница в ценах между топливным газом и чистым этиленом или сырьем для парового крекинга, было бы экономически выгодно восстановить этот этилен и этан из сухого газа. Однако поток сухого газа содержит разбавленные примеси, которые могут отравить катализатор или нарушить извлечение этилена, но их удаление системами извлечения газа не оправдано с экономической точки зрения. К примесям в сухом газе относятся: сульфид водорода, меркаптаны, карбонилсульфид, диоксид углерода, монооксид углерода, азот, оксиды азота, кислород, ацетилен, аммиак, хлориды и мышьяк.
Соответственно, желательно обеспечить устройства и способы удаления примесей из сухого газа, чтобы обеспечить безопасное и экономически выгодное извлечение и использование этилена и этана.
Краткое описание изобретения
Способ извлечения сырья для парового крекинга из отходящего газа абсорбера FCC, содержащего этилен, этан, более тяжелые углеводороды и легкие газы, включает удаление водорода, азота и метана, а также других примесей из отходящего газа. Зона абсорбции находится выше по потоку от ацетиленового реактора селективной гидроочистки для удаления достаточного количества сульфида водорода, который может отравить катализатор селективной гидроочистки, при этом в сырьевом потоке оставляют достаточное количество серы, чтобы не допустить неконтролируемого изменения температуры.
Краткое описание графических материалов
На фиг. 1 представлена принципиальная схема способа и устройства для извлечения сырья для парового крекинга в соответствии с примером осуществления.
Определения
При использовании в настоящем документе термин «поток» может включать в себя различные углеводородные молекулы и другие вещества.
Обозначение Cx означает углеводородные молекулы, имеющие x атомов углерода, Cx+ обозначает углеводородные молекулы, имеющие x и/или более x атомов углерода, а Cx- означает углеводородные молекулы, имеющие x и/или меньше x атомов углерода.
При использовании в настоящем документе термин «зона» может относиться к объекту, включающему в себя одну или более единиц оборудования и/или одну или более подзон. Единицы оборудования могут включать в себя один или более реакторов или реакционных сосудов, нагревателей, обменников, труб, насосов, компрессоров, контроллеров и колонн. Кроме того, единица оборудования, такая как реактор, осушитель или сосуд, может дополнительно включать в себя одну или более зон или подзон.
При использовании в настоящем документе термин «трубопровод верхнего продукта» может означать трубопровод, присоединенный к верхней части или вблизи верхней части сосуда, такого как колонна.
При использовании в настоящем документе термин «поток нижнего продукта» может означать трубопровод, присоединенный к нижней части или вблизи нижней части сосуда, такого как колонна.
Показанные на фиг. 1 трубопроводы технологического маршрута могут называться взаимозаменяемо, например, трубопроводами, трубами, входными потоками, газами, продуктами, выходными потоками, частями, участками или потоками.
Термин «сообщение» означает, что между перечисленными компонентами функционально допустимо протекание материала.
Термин «сообщение вниз по потоку» означает, что по меньшей мере часть материала, протекающего в рассматриваемый объект, который находится в сообщении вниз по потоку, может функционально протекать от объекта, с которым он сообщается.
Термин «сообщение вверх по потоку» означает, что по меньшей мере часть материала, протекающего из рассматриваемого объекта, который находится в сообщении вверх по потоку, может функционально протекать к объекту, с которым он сообщается.
Термин «колонна» означает ректификационную колонну или колонны для разделения одного или более компонентов разной летучести. Если не указано иное, в состав каждой колонны входит конденсатор в верхней части колонны для конденсации и возврата части потока верхнего продукта в качестве орошения обратно в верхнюю часть колонны и нагреватель на дне колонны для испарения и направления части потока нижнего продукта обратно в нижнюю часть колонны. Входные потоки колонн можно предварительно нагреть. Верхнее давление представляет собой давление верхнего пара на выпускном паровом отверстии колонны. Температура нижнего продукта представляет собой температуру на выпускном отверстии жидкого продукта. Ссылка на трубопроводы верхнего продукта и трубопроводы нижнего продукта относится к отводным трубопроводам колонны после контуров конденсации или нагрева с возвратом в колонну. В отпарных колоннах может отсутствовать нагреватель на дне колонны, а необходимый нагрев и движущую силу для разделения обеспечивает псевдоожиженная инертная среда, такая как пар. В отпарных колоннах, как правило, выполняется подача на верхнюю тарелку и снятие отогнанного продукта со дна.
При использовании в настоящем документе термин «обогащенный компонентом поток» означает, что богатый поток, выходящий из сосуда, имеет более высокую концентрацию компонента, чем подаваемый в сосуд поток.
При использовании в настоящем документе термин «обедненный компонентом поток» означает, что обедненный поток, выходящий из сосуда, имеет меньшую концентрацию компонента, чем подаваемый в сосуд поток.
Термин «преобладающий» означает большую часть, соответственно по меньшей мере 80 мас. % и предпочтительно по меньшей мере 90 мас. %.
Подробное описание
Настоящее изобретение может быть применено к любому углеводородному потоку, содержащему этилен и этан, предпочтительно, к разбавленной пропорции этилена. Подходящий разбавленный поток этилена, как правило, может содержать от 5 до 50 мас. % этилена. Поток сухого газа FCC представляет собой подходящий разбавленный поток этилена. В настоящем изобретении также можно использовать другие разбавленные потоки этилена, такие как потоки сухого газа для установки коксования. Поскольку настоящее изобретение особенно подходит для сухого газа FCC, настоящее изобретение будет описано в отношении использования этилена из потока сухого газа FCC.
Теперь обратимся к фиг. 1, где аналогичные численные значения обозначают одинаковые компоненты. На фиг. 1 изображен нефтеперерабатывающий комплекс 6, который по существу включает в себя установку 10 FCC, секцию 90 извлечения продукта и секцию 140 обработки сухого газа. Секция установки 10 FCC включает в себя реактор 12 и регенератор 14 катализатора. Переменные процесса в установке 10 FCC, как правило, включают в себя температуру реакции крекинга от 400°C (752°F) до 600°C (1112°F) и температуру регенерации катализатора от 500°C (932°F) до 900°C (1652°F). Как крекинг, так и регенерация происходят при абсолютном давлении ниже 506 кПа (72,5 фунтов/кв. дюйм).
На фиг. 1 представлен типичный реактор 12 FCC, в котором поток тяжелого углеводородного сырья или сырой нефти в распределителе 16 приводят в контакт с регенерированным катализатором крекинга, поступающим из напорной трубы 18 регенерированного катализатора. Контакт в реакторе 12 FCC может происходить в узком стояке 20, проходящем вверх к нижней части сосуда 22 реактора. Контакт сырья и катализатора псевдоожижают газом из трубопровода 24 псевдоожижения. В одном варианте осуществления тепло от катализатора испаряет углеводородное сырье или нефть, а затем углеводородное сырье подвергают крекингу до углеводородных продуктов с меньшей молекулярной массой в присутствии катализатора, поскольку оба из них переносятся вверх по стояку 20 в сосуд 22 реактора. В стояке 20 происходят неизбежные побочные реакции, оставляя на катализаторе отложения кокса, которые снижают активность катализатора. Затем подвергнутые крекингу легкие углеводородные продукты отделяют от закоксованного катализатора крекинга с помощью циклонных сепараторов, которые могут включать в себя первичный сепаратор 26 и одну или две ступени циклонов 28 в сосуде 22 реактора. Газообразные, подвергнутые крекингу продукты выходят из сосуда 22 реактора через выходной канал 31 для продукта в трубопровод 32 для транспортировки в расположенную ниже по потоку секцию 90 извлечения продукта. Для дальнейшего использования отработанный или закоксованный катализатор нуждается в регенерации. Закоксованный катализатор крекинга после отделения от газообразных углеводородов продукта попадает в отпарную секцию 34, где пар нагнетают через сопло для удаления всех остаточных паров углеводородов. После операции отпаривания закоксованный катализатор переносят в регенератор 14 катализатора через напорную трубу 36 отработанного катализатора.
На фиг. 1 показан регенератор 14, представляющий собой топочную камеру, хотя приемлемыми являются и другие типы регенераторов. В регенераторе 14 катализатора поток газа, содержащего кислород, такого как воздух, вводят через распределитель 38 воздуха для контакта с закоксованным катализатором. Кокс выжигают из закоксованного катализатора с получением регенерированного катализатора и дымового газа. В процессе регенерации катализатора в катализатор добавляют значительное количество тепла, обеспечивая энергию для смещения эндотермических реакций крекинга, происходящих в стояке 20 реактора. Катализатор и воздух перемещаются вверх вместе вдоль стояка 40 топочной камеры, расположенного в регенераторе 14 катализатора, и после регенерации сначала разделяются путем выпуска через устройство 42 для выделения. Дополнительное извлечение регенерированного катализатора и дымового газа, выходящих из устройства 42 для выделения, достигается при помощи сепараторных циклонов 44, 46 первой и второй ступени, соответственно, внутри регенератора 14 катализатора. Катализатор, отделенный от дымового газа, проходит через отводы из циклонов 44, 46, а относительно более легкий дымовой газ в катализаторе последовательно выходит из циклонов 44, 46 и выходит из сосуда 14 регенератора через выходной канал 47 для дымового газа в трубопровод 48 для дымового газа. Регенерированный катализатор переносят обратно в стояк 20 через напорную трубу 18 регенерированного катализатора. В результате сжигания кокса пары дымового газа, выходящие из верхней части регенератора 14 катализатора в трубопровод 48, содержат CO, CO2, N2 и H2O, наряду с меньшими количествами других веществ. Горячий дымовой газ выходит из регенератора 14 через выходной канал 47 для дымового газа в трубопровод 48 для дальнейшей обработки.
Секция 90 извлечения продукта FCC находится в сообщении вниз по потоку выходным каналом 31 для продукта. В секции 90 извлечения продукта газообразный продукт FCC в трубопроводе 32 направляется в нижнюю секцию главной колонны 92 фракционирования FCC. Основная колонна 92 фракционирования также находится в сообщении вниз по потоку с выходным каналом 31 для продукта. Несколько фракций продукта FCC могут быть отделены и взяты из основной колонны фракционирования, в том числе тяжелая суспензия в нефтепродукте из нижнего продукта в трубопроводе 93, легкий каталитический газойль в трубопроводе 95, взятый из выходного канала 95a, и поток тяжелой нафты в трубопроводе 96, взятый из выходного канала 96a. Любой или все трубопроводы 93–96 могут охлаждаться и обеспечивать обратное нагнетание к основной колонне 92 фракционирования для охлаждения основной колонны фракционирования, расположенной, как правило, в более высоком местоположении. Бензин и газообразные легкие углеводороды удаляют в трубопроводе 97 верхнего продукта из основной колонны 92 фракционирования и конденсируют перед входом в приемник 99 основной колонны. Приемник 99 основной колонны находится в сообщении вниз по потоку с выходным каналом 31 для продукта.
Водный поток удаляют из отстойника в приемнике 99. Более того, поток конденсированной легкой нафты удаляют в конденсатном трубопроводе 101, в то время как поток верхнего продукта удаляют в трубопроводе 102 верхнего продукта из приемника 99. Поток верхнего продукта в трубопроводе 102 верхнего продукта содержит газообразные легкие углеводороды, которые могут содержать разбавленный поток этилена. Часть конденсированного потока в конденсатном трубопроводе 101 возвращают в качестве орошения обратно в основную колонну по трубопроводу 103, так что основная колонна 92 фракционирования находится в сообщении вверх по потоку с приемником 99 основной колонны. Поток чистого нижнего продукта в трубопроводе 105 чистого нижнего продукта и поток чистого верхнего продукта в трубопроводе 102 верхнего продукта, содержащий нестабилизированную легкую нафту может поступать в секцию 120 извлечения газа секции 90 извлечения продукта.
Показано, что секция 120 извлечения газа представляет собой систему на основе абсорбции, но может использоваться любая система извлечения газа, включая систему холодного блока. Для обеспечения достаточного отделения легких компонентов газа газообразный поток в трубопроводе 102 верхнего продукта сжимают в компрессоре 104. Можно использовать более одной ступени компрессора, и, как правило, для сжатия газообразного потока в трубопроводе 102 до давления от 1,2 МПа до 2,1 МПа (изб.) (180–300 фунтов/кв. дюйм) для получения сжатого потока легких парообразных углеводородов используется двухступенчатое сжатие. Три стадии сжатия могут быть преимущественными для обеспечения дополнительного давления по меньшей мере до 3,4 МПа (изб.) (500 фунтов/кв. дюйм).
Сжатый поток легких парообразных углеводородов в напорном трубопроводе 106 компрессора может быть соединен потоками в трубопроводах 107 и 108, охлажден и доставлен в приемник 110 высокого давления. Водный поток от приемника 110 может быть направлен в приемник 99 основной колонны. Поток газообразных углеводородов в трубопроводе 112 верхнего продукта высокого давления от верхней части приемника 110 высокого давления направляют к нижнему концу первичной абсорбционной колонны 114. В первичной абсорбционной колонне 114 поток газообразных углеводородов приводят в контакт с потоком нестабилизированной легкой нафты из потока чистого нижнего продукта приемника основной колонны в трубопроводе 105 чистого нижнего продукта приемника основной колонны, направленном к верхнему концу первичной абсорбционной колонны 114, чтобы обеспечить разделение между углеводородами C3+ и C2-. Это разделение дополнительно улучшается путем подачи стабилизированного бензина из трубопровода 135 над входным каналом для подачи потока 105. Первичная абсорбционная колонна 114 находится в сообщении вниз по потоку с трубопроводом 102 верхнего продукта приемника основной колонны посредством напорного трубопровода 106 компрессора, трубопровода 112 верхнего продукта высокого давления и трубопровода 105 нижнего продукта основной колонны приемника 99 основной колонны. Перед охлаждением в напорную линию 106 компрессора возвращают поток жидкого нижнего продукта C3+ в трубопроводе 107 нижнего продукта абсорбера. Поток первичного отходящего газа в трубопроводе 116 верхнего продукта первичного абсорбера от первичной абсорбционной колонны 114 содержит разбавленный поток этилена, который подается к нижнему концу вторичного абсорбера 118.
Вторичная абсорбционная колонна 118 находится в сообщении вниз по потоку с первичной абсорбционной колонной 114. Циркулирующий поток легкого каталитического газойля в трубопроводе 121, отводящийся от трубопровода 95 к верхнему концу вторичной абсорбционной колонны 118, поглощает большую часть материала C3–C4 в первичном отходящем газе. Вторичная абсорбционная колонна 118 находится в сообщении вниз по потоку с основной колонной 92 фракционирования. Легкий каталитический газойль из нижней части вторичной абсорбционной колонны 118 в трубопроводе 119 нижнего продукта вторичного абсорбера с высоким содержанием материала C3+ возвращают в основную колонну 92 фракционирования посредством циркуляционного насоса линии 95. Основная колонна 92 фракционирования находится в сообщении вниз по потоку со вторичной абсорбционной колонной 118 посредством трубопровода 119 нижнего продукта вторичного абсорбера. Поток вторичного отходящего газа из вторичной абсорбционной колонны 118, содержащий сухой газ преимущественно из углеводородов C2- со многими примесями, удаляют в трубопроводе 122 верхнего продукта вторичного абсорбера в качестве потока углеводородного сырья, подлежащего дальнейшей обработке. Обе абсорбционные колонны 114 и 118 не имеют конденсатора или нагревателя, но могут использовать охлаждающие контуры с циркуляционным насосом.
В приемнике 110 высокого давления поток газообразных углеводородов, выходящий из трубопровода 112 верхнего продукта высокого давления, отделяют от потока жидкости высокого давления, содержащего углеводороды C3+, выходящего из нижней части приемника 110 высокого давления в трубопроводе 124 нижнего продукта высокого давления. Поток жидкости высокого давления в трубопроводе 124 нижнего продукта высокого давления отправляют в отпарную колонну 126. Отпарная колонна 126 не имеет конденсатора, но принимает охлажденный поток жидкости высокого давления в трубопроводе 124 нижнего продукта высокого давления. Большую часть материала C2- удаляют в трубопроводе 108 верхнего продукта отпарной колонны из отпарной колонны 126 и возвращают в нагнетательный трубопровод 106 компрессора. Поток жидкого нижнего продукта отпарной колонны от отпарной колонны 126 отправляют в колонну 130 фракционирования дебутанизатора по трубопроводу 128 нижнего продукта отпарной колонны.
Колонна фракционирования дебутанизатора создает поток верхнего продукта дебутанизатора в трубопроводе 132 верхнего продукта дебутанизатора, содержащий углеводородный продукт C3–C4, и поток дебутанизированного нижнего продукта в трубопроводе 134 дебутанизированного нижнего продукта, содержащий стабилизированный бензин. Часть стабилизированного бензина в трубопроводе 134 нижнего продукта может быть возвращена по рециркуляционному трубопроводу 135 дебутанизатора в верхнюю часть первичной абсорбционной колонны над входным каналом для трубопровода 105 нижнего продукта приемника основной колонны для улучшения извлечения углеводородов C3 +. Поток верхнего продукта дебутанизатора в трубопроводе 132 верхнего продукта дебутанизатора, содержащий олефины C3 и C4, можно использовать в качестве сырья для алкилирования или подвергать дальнейшей обработке для извлечения олефинов. В одном аспекте трубопровод 132 верхнего продукта дебутанизатора может подаваться в колонну разделения СПГ для отделения углеводородов C3 от углеводородов C4. Поток чистого дебутанизированного нижнего продукта в трубопроводе 136 чистого дебутанизированного нижнего продукта можно фракционировать в колонне разделения нафты для разделения легкой и тяжелой нафты и/или дополнительной обработки и отправки в хранилище бензина.
В таблице 1 показан диапазон примесей в сырьевом потоке сухого углеводородного газа и типичная максимальная концентрация, необходимая для установки парового крекинга.
Таблица 1
| Примесь | Сухой газ | Требование к сырью |
| H2S, объемных частей на миллион | 5000–15 000 | 1 |
| Меркаптан, мг/кг | 1–10 | 1 |
| COS, объемных частей на миллион | 5–20 | 1 |
| CO2, объемных частей на миллион | 10 000–20 000 | 2 |
| CO, объемных частей на миллион | 1000–5000 | 2 |
| N2, массовых частей на миллион | 50 000–200 000 | 100 |
| NOx, массовых частей на миллион | 10–100 | 5 |
| O2, объемных частей на миллион | 1000–10 000 | 2 |
| Ацетилен, объемных частей на миллион | 5–20 | 3 |
| NH3, массовых частей на миллион | 1000–10 000 | 2 |
| Хлор, объемных частей на миллион | 20–60 | 37 |
| AsH3, массовых частей на миллион | 50–200 | 20 |
В таблице 2 показан диапазон углеводородов и водорода, который может присутствовать в сырьевом потоке сухого углеводородного газа. Поток сухого газа может иметь температуру от 75°C (167°F) до 125°C (257°F) и давление от 1600 кПа (232 фунтов/кв. дюйм) до 1900 кПа (276 фунтов/кв. дюйм).
Таблица 2
| Компонент | мол. % |
| Водород | 10–30 |
| Метан | 25–40 |
| Этан | 10–20 |
| Этилен | 10–20 |
| Пропан | 0,25–1,5 |
| Пропилен | 1–5 |
| Изо-бутан | 0,1–1,5 |
| н-Бутан | 0,01–0,5 |
| 1-Бутен | 0,05–0,75 |
| Изо-бутен | 0,05–0,75 |
| Транс-бутен | 0,05–0,75 |
| Цис-бутен | 0,05–0,75 |
| Бутадиен | 0 |
| Изо-пентан | 0,05–0,5 |
| н-Пентан | 0–0,05 |
| C6+ | 0,05–0,1 |
Поток углеводородного сырья в трубопроводе 122 вторичного верхнего продукта должен быть очищен в секции 140 обработки сухого газа, чтобы обеспечить дальнейшую обработку для приготовления сырья для парового крекинга. Секция 140 обработки сухого газа включает в себя колонну 50 мокрой очистки, абсорбционную установку 60, реактор 80 селективной гидроочистки, установку 150 адсорбции и деметанизации, установку 190 адсорбции кислых газов и адсорбционный сосуд 210 десульфуризации.
Поток углеводородного сырья в трубопроводе 122 вторичного верхнего продукта может подаваться в колонну 50 мокрой очистки для удаления как хлоридов, так и аммиака из потока углеводородного сырья. Сначала удаляют хлориды, чтобы избежать дорогостоящего оборудования из нержавеющей стали ниже по потоку. Кроме того, удаление аммиака снижает эксплуатационные затраты для обработки амином ниже по потоку. Поток воды может быть введен в верхнюю часть колонны мокрой очистки по трубопроводу 52 и встречно входит в контакт с потоком углеводородного сырья, который входит в нижнюю часть колонны 50 мокрой очистки. Поток промывной воды поглощает хлориды и аммиак. Водный поток, насыщенный хлоридом и аммиаком, в трубопроводе 54 нижнего продукта колонны мокрой очистки выходит из колонны 50 мокрой очистки. Тарелки колонны 50 мокрой очистки улучшают контакт паров и жидкости. Из-за высоких уровней концентрации хлорида и диоксида углерода колонна 50 мокрой очистки и тарелки в ней могут быть изготовлены из двухфазной нержавеющей стали. Колонну мокрой очистки можно эксплуатировать при температуре от 40°C (104°F) до 125°C (257°F) и давлении от 1250 до 1750 кПа. Поток промытого углеводородного сырья, лишенный аммиака и хлоридов, выходит из верхней части колонны 50 мокрой очистки в трубопровод 56 верхнего продукта колонны мокрой очистки и входит в абсорбционную установку 60.
В абсорбционной установке 60 диоксид углерода, сульфид водорода и карбонилсульфид абсорбируются из потока промытого углеводородного сырья посредством контакта с растворителем с получением потока абсорбированного углеводородного сырья, который выходит из абсорбционной установки 60 в трубопровод 76 абсорбера. В одном варианте осуществления абсорбционная установка включает в себя две абсорбционные колонны 62 и 70. В первой абсорбционной колонне 62 поток углеводородного сырья в трубопроводе 56 нижнего продукта колонны влажной очистки подают в нижнюю часть первой абсорбционной колонны и встречно приводят в контакт с первым растворителем, подаваемым в верхнюю часть первой абсорбционной колонны 62 поглощения по трубопроводу 64 первого растворителя. Поток промытого углеводородного сырья в трубопроводе 56 верхнего продукта колонны влажной очистки может проходить через первую тарельчатую или насадочную абсорбционную колонну 62. Первая абсорбционная колонна 62 может находиться в сообщении вниз по потоку с колонной 50 влажной очистки. Кислые газы, сульфид водорода, диоксид углерода и карбонилсульфид поглощаются в первый растворитель из трубопровода 64. Предпочтительными первыми растворителями являются Selexol™, поставляемый компанией UOP LLC (г. Дес-Плейнс, штат Иллинойс, США), и амины, такие как алканоламины, в том числе диэтаноламин (DEA), моноэтаноламин (MEA), метилдиэтаноламин (MDEA), диизопропаноламин (DIPA) и дигликольамин (DGA). Вместо предпочтительных аминов или в дополнение к ним можно использовать и другие амины. Полученный первый поток абсорбированного углеводородного сырья выходит из верхней части первой абсорбирующей колонны 62 в трубопровод 66 верхнего продукта первого абсорбера и содержит от 5 до 30 объемных частей на миллион сульфида водорода, по-прежнему оставшегося в первом потоке абсорбированного углеводородного сырья. Поток растворителя с высоким содержанием сульфида водорода извлекают из нижней части первой абсорбционной колонны 62 в трубопровод 68 нижнего продукта первого абсорбера. Растворитель с высоким содержанием сульфида водорода из нижней части колонны можно регенерировать и направлять обратно в первую абсорбционную колонну 62 по трубопроводу 64. Первую абсорбционную колонну 62 можно эксплуатировать при температуре от 40°C (104°F) до 125°C (257°F) и давлении от 1200 до 1600 кПа. Температура потока промытого углеводородного сырья в трубопроводе 56 нижнего продукта колонны мокрой очистки может находиться в диапазоне от 20°C (68°F) до 80°C (176°F), а температура потока первого растворителя в трубопроводе 64 растворителя может находиться в диапазоне от 20°C (68°F) до 70°C (158°F).
Диоксид углерода, сульфид водорода и карбонилсульфид в потоке углеводородного сырья могут по-прежнему требовать дальнейшего удаления из первого потока абсорбированного углеводородного сырья в трубопроводе 66 верхнего продукта первого абсорбера. Во второй абсорбционной колонне 70 первый поток абсорбированного углеводородного сырья в трубопроводе 66 верхнего продукта первого абсорбера может подаваться в нижнюю часть второй абсорбирующей колонны 70 и встречно приводиться в контакт со вторым растворителем, подаваемым в верхнюю часть второй абсорбционной колонны 70 по второму трубопроводу 74 растворителя. Первый поток абсорбированного углеводородного сырья в трубопроводе 66 верхнего продукта первого абсорбера может проходить через вторую тарельчатую или насадочную абсорбционную колонну 70. Вторая абсорбционная колонна 70 может находиться в сообщении вниз по потоку с колонной 50 влажной очистки и первой абсорбционной колонной 62. Кислые газы, сульфид водорода, диоксид углерода и карбонилсульфид поглощаются во второй растворитель из трубопровода 74. Предпочтительными вторыми растворителями являются Selexol и алканоламины, как было упомянуто ранее для потока первого растворителя в трубопроводе 64 первого растворителя. Вторая абсорбционная колонна 70 может использовать активатор во втором растворителе, который ускоряет кинетику и уменьшает число необходимых тарелок. Активатор может содержать пиперазин. Вместо предпочтительных аминов или в дополнение к ним можно использовать и другие амины. Полученный второй поток абсорбированного углеводородного сырья выходит из верхней части второй абсорбционной колонны колонну 70 в трубопровод верхнего продукта второго абсорбера, который может представлять собой трубопровод 76 абсорбера, с сульфидом водорода, диоксидом углерода и карбонилсульфидом, присутствующими только во втором потоке абсорбированного углеводородного сырья на приемлемых уровнях. Поток растворителя с высоким содержанием диоксида углерода, карбонилсульфида и сульфида водорода извлекают из нижней части второй абсорбционной колонны 70 в трубопровод 78 нижнего продукта второго абсорбера. Растворитель с высоким содержанием диоксида углерода, карбонилсульфида и сульфида водорода из нижней части колонны можно регенерировать и направлять обратно во вторую абсорбционную колонну 70 по трубопроводу 78. Вторую абсорбционную колонну 70 можно эксплуатировать при температуре от 75°C (167°F) до 125°C (257°F) и давлении от 1000 до 1400 кПа. Первый поток абсорбированного углеводородного сырья в трубопроводе 66 верхнего продукта первого абсорбера может быть охлажден до температуры от 20°C (68°F) до 80°C (176°F) перед входом во вторую абсорбционную колонну 70, а температура потока второго растворителя в трубопроводе 74 растворителя может находиться в диапазоне от 20°C (68°F) до 70°C (158°F). Поток абсорбированного углеводородного сырья, лишенный диоксида углерода, карбонилсульфида и сульфида водорода, выходит из абсорбционной установки 60 в трубопровод 76 абсорбера. Поток абсорбированного углеводородного сырья может содержать не более 20 объемных частей на миллион диоксида углерода и 50 объемных частей на миллион сульфида водорода.
Поток абсорбированного углеводородного сырья, который может представлять собой второй поток абсорбированного углеводородного сырья в трубопроводе 76 верхнего продукта второго абсорбера, может быть введен в реактор 80 селективной гидроочистки для гидрогенизации ацетилена в потоке абсорбированного углеводородного сырья до этана и этилена. Реактор 80 селективной гидроочистки включает в себя катализатор гидрогенизации в фиксированном слое 82 катализатора для преобразования ацетилена в этилен и оксиды азота и кислород в воду и аммиак. В слое катализатора можно использовать никелевый катализатор, такой как катализатор OleMax 101 производства компании Sud Chemie. Водород, присутствующий в потоке углеводородного сырья, будет в достаточном количестве для гидрогенизации ацетилена, а также для снижения концентраций как Noxx, так и O2. В катализаторе гидрогенизации используется некоторое количество серы, но слишком большое количество серы и диоксида углерода может отравить катализатор. Таким образом, реактор 80 селективной гидроочистки размещен ниже по потоку от колонны 50 влажной очистки и абсорбционной установки 60, которые удаляют сульфид водорода и диоксид углерода. К потоку углеводородного сырья, поступающему в реактор 80 селективной гидроочистки, может быть добавлен сульфидирующий агент для гидрогенизации для ослабления активности катализатора с целью снижения потенциала неконтролируемого изменения температуры, особенно по мере старения катализатора. Диметилдисульфид представляет собой подходящий сульфидирующий агент для гидрогенизации. Реактор 80 селективной гидроочистки обеспечивает поток гидрогенизированного углеводородного сырья в трубопроводе 84 гидрогенизации.
После селективной гидроочистки легкие газы должны быть удалены из потока гидрогенизированного углеводородного сырья в установке 150 короткоцикловой адсорбции и деметанизации. Поскольку установка 150 короткоцикловой адсорбции и деметанизации работает значительно ниже температуры замерзания воды, вода должна быть удалена выше по потоку в охладителе 152 и колонне 160 осушки. В охладителе 152 используется пропиленовый хладагент для конденсации большей части воды из потока гидрогенизированного углеводородного сырья в трубопроводе 84 гидрогенизации. Конденсированную воду отделяют от потока гидрогенизированных углеводородов в сепараторе 154 в виде водного потока в трубопроводе 156 нижнего продукта сепаратора. Поток частично осушенных углеводородов выходит из трубопровода 158 верхнего продукта сепаратора 154 и входит в колонну 160 осушки. Колонна 160 осушки может содержать слой 162 гидрофильного адсорбента, такого как активированный глинозем, силикагель, молекулярный ситовый осушитель, активированный уголь, цеолит Zn-X, цеолит Ca-Y и их смеси, которые будут адсорбировать воду до концентрации 1 массовая часть на миллион в потоке осушенного углеводородного сырья, при которой замораживание не будет проблемой. Поток осушенного углеводородного сырья выходит из колонны 160 осушки в трубопровод 164 колонны осушки и подается в установку 170 короткоцикловой адсорбции.
Поток осушенного углеводородного сырья включает в себя тяжелые материалы и легкие газы. Тяжелые материалы могут включать углеводороды, такие как этилен, этан, пропан, пропилен и другие более тяжелые углеводороды. Легкие газы могут включать метан и более легкие газы.
Установка 170 короткоцикловой адсорбции включает в себя адсорбент, селективный к адсорбции тяжелых материалов. Примеры адсорбента, селективного к адсорбции тяжелых материалов, включают в себя, помимо прочего, силикагелевый адсорбент. Адсорбент в установке 170 короткоцикловой адсорбции не адсорбирует легкие газы, включая водород, азот, кислород, монооксид углерода и метан, но селективно адсорбирует более тяжелые материалы, включая более тяжелые газы, диоксид углерода, сульфид водорода и этилен, а также более тяжелые углеводороды при более высоком давлении в диапазоне от 1000 до 1200 кПа. Адсорбент в установке 170 короткоцикловой адсорбции позволяет легким газам проходить по выпускному трубопроводу 172. В одном примере осуществления по меньшей мере 80 мас. % азота и водорода, присутствующего в потоке углеводородного сырья, поступающего в установку 170 короткоцикловой адсорбции, удаляют из более тяжелого адсорбированного газа по выпускному трубопроводу 172. Кроме того, по меньшей мере 70 мас. % метана, присутствующего в потоке углеводородного сырья, поступающего в установку 170 короткоцикловой адсорбции, удаляют из более тяжелого газа по выпускному трубопроводу 172 из установки 170 короткоцикловой адсорбции. В другом примере осуществления по меньшей мере 75 мас. % метана, присутствующего в потоке углеводородного сырья, поступающего в установку 170 короткоцикловой адсорбции, удаляют в установке 170 короткоцикловой адсорбции по выпускному трубопроводу 172. Тяжелые газы, адсорбированные адсорбентом в установке 170 короткоцикловой адсорбции, периодически десорбируют при более низком давлении в диапазоне от 20 до 210 кПа и дополнительно обрабатывают в трубопроводе 174 тяжелых материалов.
Поток тяжелого углеводородного сырья в трубопроводе 174 тяжелых материалов может дополнительно включать в себя оставшуюся часть легких газов, адсорбированных и десорбированных при помощи установки 170 короткоцикловой адсорбции с тяжелыми материалами. Выходящий из зоны адсорбции поток в трубопроводе 174 тяжелых материалов может иметь давление в диапазоне от 20 до 210 кПа (изб.). Поток тяжелого углеводородного сырья в трубопроводе 174 тяжелых материалов может быть сжат в компрессоре 176 для обеспечения потока сжатого более тяжелого углеводородного сырья в трубопроводе 174 тяжелых материалов. В соответствии с одним вариантом осуществления компрессор 176 может представлять собой двухступенчатый компрессор. В одном примере поток сжатого тяжелого углеводородного сырья в трубопроводе 174 тяжелых материалов может иметь давление по меньшей мере от 2 до 6 МПа (изб.). Поток сжатого тяжелого углеводородного сырья в трубопроводе 174 тяжелых материалов пропускают в охладитель 178 для охлаждения потока тяжелого углеводородного сырья. В одном примере осуществления поток сжатого тяжелого углеводородного сырья охлаждают до температуры не ниже -30°C (-22°F) в охладителе 178. В другом примере осуществления поток сжатого тяжелого углеводородного сырья охлаждают до температуры не ниже -20°C (-4°F) в охладителе 178.
Охлажденный поток сжатого тяжелого углеводородного сырья выводят из охладителя 178 и пропускают в колонну 180 деметанизации. В колонне 180 деметанизации углеводородный продукт C2- фракционируют, например, посредством традиционной дистилляции, для обеспечения потока верхнего продукта деметанизатора в трубопроводе 182 верхнего продукта деметанизатора и потока деметанизированного нижнего продукта в трубопроводе 184 деметанизированного нижнего продукта. Поток верхнего продукта деметанизатора представляет собой поток чистого пара, снятый с верхней части приемника верхнего продукта деметанизатора. Поток верхнего продукта деметанизатора в трубопроводе 182 верхнего продукта деметанизатора включает в себя этилен, этан и оставшееся количество метана, водорода и азота, которое адсорбировали и десорбировали с помощью установки 170 короткоцикловой адсорбции. Поток верхнего продукта деметанизатора в трубопроводе 182 верхнего продукта деметанизатора может быть возвращен в установку 170 короткоцикловой адсорбции для извлечения этилена, который может содержаться потоке верхнего продукта деметанизатора. В различных вариантах осуществления поток 182 верхнего продукта деметанизатора может проходить через охладитель 178 для опосредованного теплообмена с потоком сжатого углеводородного сырья в трубопроводе 174 тяжелых материалов для охлаждения потока тяжелого углеводородного сырья и нагрева потока 182 верхнего продукта деметанизатора до его возврата во входной канал установки 170 короткоцикловой адсорбции. Колонна 180 деметанизации работает при значительно более высоких температурах от -30°C (-22°F) до -50°C (−58°F), допустимо по меньшей мере при -45°C (-49°F) и предпочтительно по меньшей мере при -40°C (-40°F), а не при температуре колонны криогенной деметанизации приблизительно -95°C (-140°F). Таким образом, общее разделение этилена может быть достигнуто без использования этиленовой системы охлаждения. Это позволяет охлаждать колонну 180 деметанизатора с помощью пропиленового хладагента, который может охлаждаться до температур ниже -49°C (-56°F), а не с помощью холодильной системы на основе этиленового хладагента, которую необходимо охлаждать до температур ниже -100°C (-148°F) для извлечения этилена.
Поток чистого деметанизированного нижнего продукта выводят из нижней части колонны 180 деметанизации в трубопровод 184 чистого деметанизированного нижнего продукта. Поток чистого деметанизированного нижнего продукта включает в себя этилен, этан и более тяжелые углеводороды. В одном варианте осуществления поток чистого деметанизированного нижнего продукта включает в себя менее 1 мас. % легких газов, легче чем этилен, присутствующих в потоке углеводородного сырья, подаваемом в установку 170 короткоцикловой адсорбции по трубопроводу колонны 164 осушки. Поток чистого деметанизированного нижнего продукта в трубопроводе 184 чистого деметанизированного нижнего продукта преимущественно включает в себя этилен и этан. В соответствии с примером осуществления поток чистого деметанизированного нижнего продукта включает в себя по меньшей мере 85 мас. % и предпочтительно по меньшей мере 90 мас. % этилена, присутствующего в потоке углеводородного сырья, подаваемом в установку 170 короткоцикловой адсорбции по трубопроводу колонны 164 осушки.
Поток деметанизированного нижнего продукта может находиться под давлением от 2 до 6 МПа (изб.) и по-прежнему будет иметь концентрации сульфида водорода, карбонилсульфида, диоксида углерода, меркаптана и арсина, которые превышают характеристики для установки парового крекинга. Поток деметанизированного нижнего продукта может доставляться в установку 190 адсорбции кислых газов для адсорбции сульфида водорода, карбонилсульфида и диоксида углерода из потока чистого деметанизированного нижнего продукта. Установка адсорбции кислых газов газа может включать в себя адсорбционный сосуд 192, содержащий слой 194 адсорбентов с адсорбентами кислых газов, которые адсорбируют сульфид водорода, карбонилсульфид и диоксид углерода посредством контакта с потоком чистого деметанизированного нижнего продукта с получением потока чистого нижнего продукта установки адсорбции кислых газов в трубопроводе 196 установки адсорбции кислых газов. В одном аспекте установка 190 адсорбции кислых газов может включать в себя первый адсорбционный сосуд 192 с первым слоем 194 адсорбентов и второй адсорбционный сосуд 198 со вторым слоем 200 адсорбентов, каждый из которых содержит адсорбенты кислых газов, которые адсорбируют сульфид водорода, карбонилсульфид и диоксид углерода посредством контакта с потоком чистого деметанизированного нижнего продукта с получением потока чистого нижнего продукта установки адсорбции кислых газов в трубопроводе 196 установки адсорбции кислых газов. В одном аспекте первый адсорбционный сосуд 192 и второй адсорбционный сосуд 198 могут работать в режиме качающегося слоя. В одном варианте осуществления клапанная арматура расположена таким образом, что первый слой 194 адсорбентов в первом адсорбционном сосуде 192 принимает поток деметанизированного нижнего продукта по трубопроводу 184 чистого деметанизированного нижнего продукта для адсорбции кислых газов, в то время как второй слой 200 адсорбентов во втором адсорбционном сосуде 198 находится вне связи с трубопроводом 184 деметанизированного нижнего продукта. Второй слой 200 адсорбентов может подвергаться регенерации с помощью десорбционного газа, такого как газообразный азот, из трубопровода 202 регенерации для удаления адсорбированных кислых газов из второго слоя 194 адсорбентов в отсутствие связи с трубопроводом 184 деметанизированного нижнего продукта. При израсходовании первого слоя 194 адсорбентов клапанная арматура может быть переупорядочена таким образом, что второй слой 200 адсорбентов во втором адсорбционном сосуде 198 принимает поток деметанизированного нижнего продукта по трубопроводу 184 чистого деметанизированного нижнего продукта для адсорбции кислых газов, в то время как первый слой 194 адсорбентов в первом адсорбционном сосуде 192 не находится в связи с трубопроводом 184 деметанизированного нижнего продукта. Первый слой 194 адсорбентов может подвергаться регенерации с помощью десорбционного газа из трубопровода 202 регенерации для удаления адсорбированных кислых газов из первого слоя 194 адсорбентов в отсутствие связи с трубопроводом 184 деметанизированного нижнего продукта.
Адсорбент кислых газов в слоях 194 и 200 может представлять собой адсорбент CG-731 производства компании UOP LLC (г. Дес-Плейнс, штат Иллинойс, США). Концентрация кислых газов, сульфида водорода, карбонилсульфида и диоксида углерода в трубопроводе 196 установки адсорбции кислых газов может составлять не более 1 объемной части на миллион.
Поток деметанизированного нижнего продукта установки адсорбции кислых газов в трубопроводе 196 установки адсорбции кислых газов по-прежнему может содержать концентрации арсина и меркаптана выше указанных уровней для установки парового крекинга. Таким образом, поток деметанизированного нижнего продукта установки адсорбции кислых газов в трубопроводе 196 установки адсорбции кислых газов можно подавать в адсорбционный сосуд 210 десульфуризации, содержащий слой 212 адсорбента для десульфуризации. Поток деметанизированного нижнего продукта установки адсорбции кислых газов приводят в контакт с адсорбентом для десульфуризации в слое 212 адсорбента для десульфуризации для адсорбции меркаптанов и арсинов и получения потока десульфурированного деметанизированного чистого нижнего продукта в трубопроводе 214 установки десульфуризации. Адсорбент для десульфуризации может представлять собой адсорбент GB-238 производства компании UOP LLC (г. Дес-Плейнс, штат Иллинойс, США). Поток десульфурированного деметанизированного чистого нижнего продукта в трубопроводе 214 установки десульфуризации может содержать не более 1 объемной части на миллион меркаптанов и не более 0,02 объемной части на миллион арсина. Поток десульфурированного деметанизированного нижнего продукта в трубопроводе 214 установки десульфуризации может иметь давление от 1,5 до 2 МПа.
Поток десульфурированного деметанизированного нижнего продукта в трубопроводе 214 установки десульфуризации может доставляться в установку 220 парового крекинга. Установка 220 парового крекинга может включать в себя секцию фракционирования, отделяющую этан и более легкие углеводороды от более тяжелых углеводородов в колонне деэтанизации и колонне разделения этилена для извлечения этилена из этана. Этан и более тяжелые углеводороды, содержащие по меньшей мере часть потока десульфурированного деметанизированного нижнего продукта, можно направить в печь парового крекинга, в которой этан и боле тяжелые углеводороды подвергаются крекингу с получением этиленового продукта.
В одном аспекте этилен может быть извлечен из десульфурированного деметанизированного потока в трубопроводе 214 установки десульфуризации перед подачей потока деметанизированного нижнего продукта лишенного этилена в установку 220 парового крекинга. Колонна 230 разделения C2 может находиться в сообщении вниз по потоку с колонной 180 деметанизации и адсорбционным сосудом 210 десульфуризации и может быть выполнена с возможностью извлечения этилена из потока десульфурированного деметанизированного нижнего продукта в трубопроводе 214 установки десульфуризации. В одном примере осуществления можно также использовать колонну деэтанизации (не показана) между колонной 180 деметанизации и колонной 230 разделения C2 для отделения потока верхнего продукта деэтанизатора, содержащего преимущественно этан и этилен, от потока деэтанизированного нижнего продукта C3+, который можно извлечь, и впоследствии направить поток верхнего продукта деэтанизатора в колонну 210 разделения C2. Однако, возможно, нет необходимости сначала отделять более тяжелые углеводороды от углеводородов C2 в колонне деэтанизации, так как в колонне 230 разделения C2 более тяжелые углеводороды должны идти вместе с потоком нижнего этанового продукта. Колонна 230 разделения C2 может извлекать поток этиленового продукта высокой чистоты, например, более 99,5 мол. %, в трубопровод 232 чистого верхнего продукта колонны разделения и поток нижнего продукта с высоким содержанием этана в трубопровод 234 нижнего продукта колонны разделения. Поток с высоким содержанием этана в трубопроводе 234 нижнего продукта колонны разделения может доставляться в установку 220 парового крекинга в виде сырья для парового крекинга. Колонна 230 разделения C2 может работать при давлении от 3,5 до 4 МПа и температуре верхнего продукта от -30°C (-22°F) до -50°C (-58°F).
Соответственно, поток отходящего сухого газа можно использовать для получения потока этилена высокой чистоты и потока продуктов для парового крекинга.
Конкретные варианты осуществления
Хотя приведенное ниже описание относится к конкретным вариантам осуществления, следует понимать, что настоящее описание предназначено для иллюстрации, а не ограничения объема предшествующего описания и прилагаемой формулы изобретения.
Первый вариант осуществления настоящего изобретения представляет собой способ удаления легких газов из потока углеводородного сырья, включающего этилен, этан и более тяжелые углеводороды, причем способ включает (a) абсорбцию диоксида углерода, сульфида водорода и карбонилсульфида из потока углеводородного сырья посредством контакта с растворителем с получением потока абсорбированного углеводородного сырья; (b) гидрогенизацию ацетилена в потоке абсорбированного углеводородного сырья до этана и этилена с получением потока гидрогенизированного углеводородного сырья; (c) удаление потока более тяжелого углеводородного сырья из легких газов, представляющих собой водород, монооксид углерода, азот и метан, в потоке гидрогенизированного углеводородного сырья; и (d) деметанизацию потока более тяжелого углеводородного сырья с получением потока верхнего продукта, содержащего водород, монооксид углерода, азот и метан, и потока чистого нижнего продукта, содержащего этилен, этан и более тяжелые углеводороды. Один вариант осуществления настоящего изобретения представляет собой один, любой или все из предыдущих вариантов осуществления, представленных в данном разделе, вплоть до первого варианта осуществления, представленного в данном разделе, дополнительно включающий осушение потока гидрогенизированного углеводородного сырья до этапа селективной адсорбции посредством приведения в контакт потока гидрогенизированного углеводородного сырья с гидрофильным адсорбентом. Вариант осуществления настоящего изобретения представляет собой один, любой или все из предыдущих вариантов осуществления, представленных в данном разделе, вплоть до первого варианта осуществления, представленного в данном разделе, дополнительно включающий охлаждение и конденсацию воды из потока гидрогенизированного углеводородного сырья до приведения в контакт с гидрофильным адсорбентом. Вариант осуществления настоящего изобретения представляет собой один, любой или все из предыдущих вариантов осуществления, представленных в данном разделе, вплоть до первого варианта осуществления, представленного в данном разделе, дополнительно включающий промывку потока углеводородного сырья водой для абсорбции хлоридов и аммиака из потока углеводородного сырья до этапа абсорбции. Вариант осуществления настоящего изобретения представляет собой один, любой или все из предыдущих вариантов осуществления, представленных в данном разделе, вплоть до первого варианта осуществления, представленного в данном разделе, дополнительно включающий возврат потока деметанизированного верхнего продукта на этап удаления. Вариант осуществления настоящего изобретения представляет собой один, любой или все из предыдущих вариантов осуществления, представленных в данном разделе, вплоть до первого варианта осуществления, представленного в данном разделе, причем этап абсорбции включает абсорбцию диоксида углерода, сульфида водорода и карбонилсульфида из потока углеводородного сырья посредством приведения в контакт с первым растворителем для удаления диоксида углерода и большей части сульфида водорода, а затем посредством приведения в контакт со вторым растворителем для удаления диоксида углерода, карбонилсульфида и сульфида водорода до низких уровней и получения потока абсорбированного углеводородного сырья. Вариант осуществления настоящего изобретения представляет собой один, любой или все из предыдущих вариантов осуществления, представленных в данном разделе, вплоть до первого варианта осуществления, представленного в данном разделе, дополнительно включающий адсорбцию сульфида водорода, карбонилсульфида и диоксида углерода из потока чистого нижнего продукта посредством приведения в контакт потока чистого нижнего продукта с адсорбентом кислых газов с получением потока чистого нижнего продукта установки адсорбции кислых газов. Вариант осуществления настоящего изобретения представляет собой один, любой или все из предыдущих вариантов осуществления, представленных в данном разделе, вплоть до первого варианта осуществления, представленного в данном разделе, дополнительно включающий регенерацию второго слоя адсорбентов кислых газов с помощью десорбционного газа вместе с адсорбцией сульфида водорода, карбонилсульфида и диоксида углерода из потока чистого нижнего продукта посредством приведения в контакт потока чистого нижнего продукта с первым слоем адсорбентов кислых газов с получением потока чистого нижнего продукта установки адсорбции кислых газов. Вариант осуществления настоящего изобретения представляет собой один, любой или все из предыдущих вариантов осуществления, представленных в данном разделе, вплоть до первого варианта осуществления, представленного в данном разделе, дополнительно включающий адсорбцию меркаптанов и арсина из потока чистого нижнего сырья установки адсорбции кислых газов посредством приведения в контакт потока чистого нижнего продукта с адсорбентом для десульфуризации с получением потока десульфурированного чистого нижнего продукта. Вариант осуществления настоящего изобретения представляет собой один, любой или все из предыдущих вариантов осуществления, представленных в данном разделе, вплоть до первого варианта осуществления, представленного в данном разделе, дополнительно включающий подачу потока чистого нижнего продукта в установку парового крекинга с получением олефинов. Вариант осуществления настоящего изобретения представляет собой один, любой или все из предыдущих вариантов осуществления, представленных в данном разделе, вплоть до первого варианта осуществления, представленного в данном разделе, дополнительно включающий добавление сульфидирующего агента для гидрогенизации для ослабления активности катализатора и снижения потенциала неконтролируемого изменения температуры. Вариант осуществления настоящего изобретения представляет собой один, любой или все из предыдущих вариантов осуществления, представленных в данном разделе, вплоть до первого варианта осуществления, представленного в данном разделе, отличающийся тем, что колонна деметанизации работает при температуре нижнего продукта от -30 до -50°C. Вариант осуществления настоящего изобретения представляет собой один, любой или все из предыдущих вариантов осуществления, представленных в данном разделе, вплоть до первого варианта осуществления, представленного в данном разделе, отличающийся тем, что поток боле тяжелого углеводородного сырья сжимают до подачи в колонну деметанизации.
Второй вариант осуществления настоящего изобретения представляет собой способ удаления легких газов из потока углеводородного сырья в установке парового крекинга, включая этан и более тяжелые углеводороды, причем способ включает (a) абсорбцию диоксида углерода, сульфида водорода и карбонилсульфида из потока углеводородного сырья посредством приведения в контакт с растворителем с получением потока абсорбированного углеводородного сырья; (b) гидрогенизацию ацетилена в потоке абсорбированного углеводородного сырья до этана и этилена с получением потока гидрогенизированного углеводородного сырья; (c) селективное удаление потока более тяжелого углеводородного сырья из легких газов, представляющих собой водород, азот, монооксид углерода и метан, из потока гидрогенизированного углеводородного сырья в зоне адсорбции с получением потока более тяжелого углеводородного сырья; (d) деметанизацию потока более тяжелого углеводородного сырья с получением потока верхнего продукта, содержащего водород, азот, монооксид углерода и метан, и потока чистого нижнего продукта, содержащего этилен, этан и более тяжелые углеводороды; и (e) паровой крекинг по меньшей мере части потока чистого нижнего продукта с получением олефинов. Вариант осуществления настоящего изобретения представляет собой один, любой или все из предыдущих вариантов осуществления, представленных в данном разделе, вплоть до второго варианта осуществления, представленного в данном разделе, дополнительно включающий осушение потока гидрогенизированного углеводородного сырья до этапа селективной адсорбции посредством охлаждения и конденсации воды из потока гидрогенизированного углеводородного сырья и приведения в контакт потока гидрогенизированного углеводородного сырья с гидрофильным адсорбентом. Вариант осуществления настоящего изобретения представляет собой один, любой или все из предыдущих вариантов осуществления, представленных в данном разделе, вплоть до второго варианта осуществления, представленного в данном разделе, дополнительно включающий промывку потока углеводородного сырья водой для абсорбции хлоридов и аммиака из потока углеводородного сырья до этапа абсорбции. Вариант осуществления настоящего изобретения представляет собой один, любой или все из предыдущих вариантов осуществления, представленных в данном разделе, вплоть до второго варианта осуществления, представленного в данном разделе, причем этап абсорбции включает абсорбцию диоксида углерода, сульфида водорода и карбонилсульфида из потока углеводородного сырья посредством приведения в контакт со вторым растворителем для удаления диоксида углерода и большей части сульфида водорода, а затем посредством приведения в контакт со вторым растворителем для удаления диоксида углерода, карбонилсульфида и сульфида водорода до низких уровней и получения потока абсорбированного углеводородного сырья. Вариант осуществления настоящего изобретения представляет собой один, любой или все из предыдущих вариантов осуществления, представленных в данном разделе, вплоть до второго варианта осуществления, представленного в данном разделе, дополнительно включающий адсорбцию сульфида водорода, карбонилсульфида и диоксида углерода из потока чистого нижнего продукта путем приведения в контакт потока чистого нижнего продукта с адсорбентом кислых газов с получением потока чистого нижнего продукта установки адсорбции кислых газов; и адсорбцию меркаптанов и арсина из потока чистого нижнего сырья установки адсорбции кислых газов посредством приведения в контакт потока чистого нижнего продукта с адсорбентом для десульфуризации с получением потока десульфурированного чистого нижнего продукта.
Третий вариант осуществления настоящего изобретения представляет собой способ удаления легких газов из потока углеводородного сырья, включающего этилен, этан и более тяжелые углеводороды, причем способ включает (а) промывку потока углеводородного сырья водой для абсорбции хлоридов и аммиака из потока углеводородного сырья с получением потока промытого углеводородного сырья; (b) абсорбцию диоксида углерода, сульфида водорода и карбонилсульфида из потока промытого углеводородного сырья посредством контакта с растворителем с получением потока абсорбированного углеводородного сырья; (c) гидрогенизацию ацетилена в потоке абсорбированного углеводородного сырья до этана и этилена с получением потока гидрогенизированного углеводородного сырья; (d) осушение потока гидрогенизированного углеводородного сырья посредством приведения в контакт потока гидрогенизированного углеводородного сырья с гидрофильным адсорбентом с получением потока осушенного углеводородного сырья; (e) селективное удаление потока более тяжелого углеводородного сырья из легких газов, представляющих собой водород, азот, монооксид углерода и метан, из потока осушенного гидрогенизированного углеводородного сырья в зоне адсорбции с получением потока более тяжелого углеводородного сырья; и (f) деметанизацию потока более тяжелого углеводородного сырья с получением потока верхнего продукта, содержащего водород, азот, монооксид углерода и метан, и потока чистого нижнего продукта, содержащего этилен, этан и более тяжелые углеводороды. Вариант осуществления настоящего изобретения представляет собой один, любой или все из предыдущих вариантов осуществления, представленных в данном разделе, вплоть до третьего варианта осуществления, представленного в данном разделе, дополнительно включающий охлаждение и конденсацию воды из потока гидрогенизированного углеводородного сырья до приведения в контакт потока гидрогенизированного углеводородного сырья с гидрофильным адсорбентом.
Без дополнительной проработки считается, что с использованием предшествующего описания специалист в данной области может в полной мере использовать настоящее изобретение и легко устанавливать основные характеристики настоящего изобретения, чтобы без отступления от его сущности и объема вносить в изобретение различные изменения и модификации и адаптировать его к различным вариантам применения и условиям. Таким образом, предшествующие предпочтительные конкретные варианты осуществления следует рассматривать как исключительно иллюстративные, не накладывающие каких-либо ограничений на остальную часть описания и охватывающие различные модификации и эквивалентные конструкции, входящие в объем прилагаемой формулы изобретения.
Если не указано иное, в приведенном выше описании все температуры представлены в градусах по шкале Цельсия, а все доли и процентные значения даны по массе.
1. Способ удаления легких газов из потока углеводородного сырья, включающего этилен, этан и более тяжелые углеводороды, причем способ включает в себя:
(a) абсорбцию диоксида углерода, сульфида водорода и карбонилсульфида из потока углеводородного сырья посредством контакта с растворителем с получением потока абсорбированного углеводородного сырья;
(b) гидрогенизацию ацетилена в потоке абсорбированного углеводородного сырья до этана и этилена с получением потока гидрогенизированного углеводородного сырья;
(c) удаление потока более тяжелого углеводородного сырья из легких газов, представляющих собой водород, монооксид углерода, азот и метан, в потоке гидрогенизированного углеводородного сырья; и
(d) деметанизацию потока более тяжелого углеводородного сырья с получением потока верхнего продукта, содержащего водород, монооксид углерода, азот и метан, и потока чистого нижнего продукта, содержащего этилен, этан и более тяжелые углеводороды.
2. Способ по п. 1, дополнительно включающий осушение потока гидрогенизированного углеводородного сырья до этапа селективной адсорбции посредством приведения в контакт потока гидрогенизированного углеводородного сырья с гидрофильным адсорбентом.
3. Способ по п. 2, дополнительно включающий охлаждение и конденсацию воды из потока гидрогенизированного углеводородного сырья до приведения в контакт с гидрофильным адсорбентом.
4. Способ по п. 1, дополнительно включающий промывку потока углеводородного сырья водой для абсорбции хлоридов и аммиака из потока углеводородного сырья до этапа абсорбции.
5. Способ по п. 1, дополнительно включающий возврат потока деметанизированного верхнего продукта на этап удаления.
6. Способ по п. 1, отличающийся тем, что этап абсорбции включает абсорбцию диоксида углерода, сульфида водорода и карбонилсульфида из потока углеводородного сырья посредством приведения в контакт с первым растворителем для удаления диоксида углерода и большей части сульфида водорода, а затем посредством приведения в контакт со вторым растворителем для удаления диоксида углерода, карбонилсульфида и сульфида водорода до низких уровней и получения указанного потока абсорбированного углеводородного сырья.
7. Способ по п. 1, дополнительно включающий адсорбцию сульфида водорода, карбонилсульфида и диоксида углерода из указанного потока чистого нижнего продукта путем приведения в контакт указанного потока чистого нижнего продукта с адсорбентом кислых газов с получением потока чистого нижнего продукта установки адсорбции кислых газов.
8. Способ по п. 7, дополнительно включающий регенерацию второго слоя адсорбентов кислых газов с помощью десорбционного газа вместе с адсорбцией сульфида водорода, карбонилсульфида и диоксида углерода из указанного потока чистого нижнего продукта посредством приведения в контакт указанного потока чистого нижнего продукта с первым слоем адсорбентов кислых газов с получением указанного потока чистого нижнего продукта установки адсорбции кислых газов.
9. Способ по п. 7, дополнительно включающий адсорбцию меркаптанов и арсина из указанного потока чистого нижнего сырья установки адсорбции кислых газов посредством приведения в контакт указанного потока чистого нижнего продукта с адсорбентом для десульфуризации с получением потока десульфурированного чистого нижнего продукта.
10. Способ по п. 1, дополнительно включающий подачу указанного потока чистого нижнего продукта в установку парового крекинга с получением олефинов.
