CN107285984A - 一种气体分馏装置扩产及节能的复合工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种气体分馏扩产及节能的复合工艺，该复合工艺利用气体分馏装置将含C2‑C5的液化气原料进行分离，所述气体分馏装置包括依次连接的脱丙烷塔、脱乙烷塔和丙烯精馏塔，且脱丙烷塔和丙烯精馏塔上还分别设置有脱丙烷塔中间再沸器和丙烯精馏塔中间再沸器；气体分馏装置的冷公用工程均采用5‑15℃的制冷水。本发明的工艺通过在脱丙烷塔和丙烯精馏塔上分别设置中间再沸器，使用制冷水降低脱丙烷塔、脱乙烷塔、丙烯精馏塔操作压力等技术手段，在不改动各种塔的塔体直径和塔内件的条件下，实现气体分馏装置的处理量增大40‑60％。另外，该工艺能降低装置所需的热公用工程的温位，并因此降低能耗。
Description
技术领域
本发明涉及石油化工企业气体分馏技术领域，具体地，涉及一种气体分馏装置扩产及节能的复合工艺。
背景技术
气体分馏装置是炼油厂催化裂化等装置产品液化气的后处理装置，其主要任务是分离液化气中具有重要经济价值的丙烯，以作为聚丙烯装置的原料，同时得到副产品碳二组分、丙烷和碳四、碳五组分。国内气体分馏装置多采用三塔(主要由脱丙烷塔、脱乙烷塔和丙烯精馏塔组成)或四塔工艺流程(主要由脱丙烷塔、脱乙烷塔、丙烯精馏塔和脱戊烷塔组成)，其中四塔流程是为了进一步分离碳四、碳五混合组分，以得到碳四组分，作为MTBE装置的原料。
当前，由于炼油厂催化裂化装置普遍采用多产丙烯方案，或由于炼油装置总体加工量的提高，使得气体分馏装置加工量增加，因此，面临扩产改造问题。气体分馏装置需要通过新建装置或对现有装置实施扩产改造以适应新的生产工况，其中，多数炼油厂倾向于对原有装置实施扩产改造。传统的分馏塔扩产改造多采用高效塔内件如高效塔盘、高效填料等替换现有塔内件，这尽管扩大了处理量，但需要大量的设备投资。
气体分馏装置的能耗主要是热公用工程的消耗，由于脱丙烷塔塔釜再沸温位较高，多数气体脱丙烷塔的热公用工程采用0.4MPa蒸汽，导致装置能耗偏高。部分脱丙烷塔以100-120℃热媒水为热源，降低了能耗水平。脱乙烷塔、丙烯精馏塔和脱戊烷塔再沸器热公用工程多采用常压循环热媒水。有研究者提出催化顶循环油可为脱丙烷塔及脱乙烷塔、丙烯精馏塔、脱戊烷塔再沸器提供热源，不足部分由常压循环热媒水补充，这在一定程度上降低了装置的能耗水平。
尽管研究者对气体分馏装置扩产及节能改造提出了一些方案，但在应对装置处理量扩大，降低气体分馏装置能耗等方面还存在一定潜力。
发明内容
为了在不改变现有脱丙烷塔、脱乙烷塔、丙烯精馏塔塔体直径的情况下，提高气体分馏装置的处理量并节省能耗，本发明提供了一种气体分馏装置扩产及节能的复合工艺。
本发明提供了一种气体分馏扩产及节能的复合工艺，该复合工艺利用气体分馏装置分离含C2-C5的液化气原料，所述气体分馏装置包括依次连接的脱丙烷塔、脱乙烷塔和丙烯精馏塔，脱丙烷塔上设置有脱丙烷塔进料预热器、脱丙烷塔塔顶冷凝器和脱丙烷塔塔底再沸器，脱乙烷塔上设置有脱乙烷塔塔顶冷凝器和脱乙烷塔底再沸器，丙烯精馏塔上设置有丙烯精馏塔塔顶冷凝器和丙烯精馏塔塔底再沸器；所述气体分馏装置的冷公用工程均采用5-15℃的制冷水；
其中，脱丙烷塔和丙烯精馏塔上还分别设置有脱丙烷塔中间再沸器和丙烯精馏塔中间再沸器；
所述气体分馏装置还包括制冷单元，所述制冷单元包括制冷站和制冷水增压泵，制冷水由制冷站制取，经制冷水增压泵增压后分两路，一路入丙烯精馏塔塔顶冷凝器，另一路进入脱乙烷塔塔顶冷凝器，之后混合，混合后的制冷水的温度介于10-12℃之间。
本发明的复合工艺不改变现有脱丙烷塔、脱乙烷塔、丙烯精馏塔塔体直径，实现气体分馏装置处理量增大40-60％。装置所消耗的热公用工程可由传统的110-130℃的热媒水，或110-140℃的热物流，或0.4MPa蒸汽，以及70-100℃的热媒水，全部改为使用60-90℃的热媒水。新工艺具有扩大气体分馏装置处理量和降低装置所需的热公用工程的温位的优点。
附图说明
通过结合附图对本发明示例性实施方式进行更详细的描述，本发明的上述以及其它目的、特征和优势将变得更加明显。
图1示出了一种常规的气体分馏装置的工艺流程。
图2示出了针对图1所示的工艺流程进行改进的本发明的优选实施方式的气体分馏装置扩产及节能的复合工艺流程。
图3-5分别示出了实施例1和对比实施例的脱丙烷塔、脱乙烷塔和丙烯精馏塔两种工况的水力学需求直径分布，横轴N为塔板数，纵轴d为塔直径。
附图标记说明
1-液化气原料 2-脱丙烷塔塔顶气
3-脱丙烷塔塔顶回流 4-脱丙烷塔塔顶产物
5-脱丙烷塔塔底再沸返回物流 6-脱丙烷塔塔底产物
7-脱乙烷塔进料 8-脱乙烷塔塔顶气
9-脱乙烷塔塔顶回流 10-脱乙烷塔塔顶产物
11-脱乙烷塔塔底再沸返回物流 12-脱乙烷塔塔底产物
13-丙烯精馏塔塔顶气 14-丙烯精馏塔塔顶回流
15-丙烯精馏塔塔顶产物 16-丙烯精馏塔塔底再沸返回物流
17-丙烯精馏塔塔底产物 18-脱丙烷塔
19-脱丙烷塔进料预热器 20-脱丙烷塔塔顶冷凝器
21-脱丙烷塔塔顶回流罐 22-脱丙烷塔塔底再沸器
23-脱丙烷塔产物增压泵 24-脱乙烷塔
25-脱乙烷塔塔顶冷凝器 26-脱乙烷塔塔顶回流罐
27-脱乙烷塔塔底再沸器 28-丙烯精馏塔
29-丙烯精馏塔塔顶冷凝器 30-丙烯精馏塔塔顶回流罐
31-丙烯精馏塔塔底再沸器 32-脱丙烷塔中间再沸抽出物流
33-脱丙烷塔中间再沸返回物流 34-脱丙烷塔中间再沸器
35-丙烯精馏塔中间再沸抽出物流 36-丙烯精馏塔中间再沸返回物流
37-丙烯精馏塔中间再沸器 38-制冷水
39-增压制冷水 40-丙烯精馏塔冷凝制冷水
41-丙烯精馏塔冷凝返回制冷水 42-脱乙烷塔冷凝制冷水
43-脱乙烷塔冷凝返回制冷水 44-一次制冷水
45-脱丙烷塔冷凝制冷水 46-脱丙烷塔冷凝返回制冷水
47-返回制冷站制冷水 48-制冷站
49-制冷水增压泵
具体实施方式
下面将参照附图更详细地描述本发明的优选实施方式。
现有的气体分馏装置的工艺流程如图1所示，其中的脱丙烷塔18、丙烯精馏塔28的操作压力介于1.8-2.2MPa之间，脱乙烷塔24的操作压力介于2.5-2.8MPa之间；装置各塔冷公用工程采用常规的循环水。本发明在此基础上进行改进，通过采用制冷水作为各塔冷公用工程降低塔操作压力，在脱丙烷塔、丙烯精馏塔上设置中间再沸器，优化脱丙烷塔和丙烯精馏塔的进料温度，从而扩大脱丙烷塔处理量并降低脱丙烷塔所需热公用工程的温位。所述复合工艺可以实现气体分馏装置处理量增大40-60％。
具体地，如图2所示，本发明提供了一种气体分馏扩产及节能的复合工艺，该复合工艺利用气体分馏装置分离含C2-C5的液化气原料，所述气体分馏装置包括依次连接的脱丙烷塔18、脱乙烷塔24和丙烯精馏塔28，脱丙烷塔18上设置有脱丙烷塔进料预热器19、脱丙烷塔塔顶冷凝器20和脱丙烷塔塔底再沸器22，脱乙烷塔24上设置有脱乙烷塔塔顶冷凝器25和脱乙烷塔塔底再沸器27，丙烯精馏塔28上设置有丙烯精馏塔塔顶冷凝器29和丙烯精馏塔塔底再沸器31；所述气体分馏装置的冷公用工程均采用5-15℃的制冷水；
其中，脱丙烷塔18和丙烯精馏塔28上还分别设置有脱丙烷塔中间再沸器34和丙烯精馏塔中间再沸器37；所述气体分馏装置还包括制冷单元，所述制冷单元包括制冷站48和制冷水增压泵49，制冷水由制冷站48制取，经制冷水增压泵49增压后分两路，一路入丙烯精馏塔塔顶冷凝器29，另一路进入脱乙烷塔顶冷凝器25，之后混合，混合后的制冷水的温度介于10-12℃之间。
本发明中，所述液化气原料是指催化裂化、延迟焦化等装置的脱硫液化石油气。
优选地，所述复合工艺中，气体分馏装置的制冷水采用溴化锂制冷。
优选地，所述复合工艺中，上述温度介于10-12℃之间的制冷水再次分为两路，一路进入脱丙烷塔塔顶冷凝器20，另一路与脱丙烷塔塔顶冷凝器20出口的制冷水混合后返回制冷站48，返回制冷站48的制冷水的温度为15℃。
优选地，所述复合工艺中，所述气体分馏装置冷公用工程采用制冷水后，脱丙烷塔18的操作压力控制在0.8-1.2MPa。
优选地，所述复合工艺中，所述气体分馏装置冷公用工程采用制冷水后，脱乙烷塔24的操作压力控制在1.2-1.8MPa。
优选地，所述复合工艺中，所述气体分馏装置冷公用工程采用制冷水后，丙烯精馏塔28的操作压力控制在0.8-1.2MPa。
优选地，所述复合工艺中，所述脱丙烷塔18上设置有脱丙烷塔中间再沸器34后，控制扩产工况脱丙烷塔中间再沸器34的负荷占基准工况脱丙烷塔塔底再沸器22负荷的10-30％。
优选地，所述复合工艺中，脱丙烷塔中间再沸器34位于脱丙烷塔18的提馏段中部。
优选地，所述复合工艺中，脱丙烷塔中间再沸器34的热源由温度介于60-90℃之间的热媒水提供。
优选地，所述复合工艺中，所述丙烯精馏塔28上设置丙烯精馏塔中间再沸器37后，控制扩产工况丙烯精馏塔中间再沸器37的负荷占基准工况丙烯精馏塔塔底再沸器31负荷的10-20％。
优选地，所述复合工艺中，丙烯精馏塔中间再沸器37位于丙烯精馏塔28的提馏段中部。
优选地，所述复合工艺中，丙烯精馏塔中间再沸器37的热源由温度介于60-90℃之间的热媒水提供。
优选地，所述复合工艺中，优化脱丙烷塔18的进料温度，控制脱丙烷塔18的进料温度介于50-70℃之间。其中，脱丙烷塔进料预热器19的热源由温度介于60-90℃之间的热媒水提供。
根据本发明的一种优选实施方式，如图2所示，除了上述的三个分馏塔、塔顶冷凝器、塔底再沸器、中间再沸器和制冷站等，气体分馏装置还包括：脱丙烷塔塔顶回流罐21、脱乙烷塔塔顶回流罐26、丙烯精馏塔顶回流罐30和脱丙烷塔产物增压泵23；其中，液化气原料1经脱丙烷塔进料预热器19与热媒水换热后进入脱丙烷塔18的中部，脱丙烷塔塔顶气2经脱丙烷塔塔顶冷凝器20冷凝后，进入脱丙烷塔塔顶回流罐21中，脱丙烷塔塔顶产物4经脱丙烷塔塔顶产物增压泵23增压后进入脱乙烷塔24；脱丙烷塔中间再沸抽出物流32经脱丙烷塔中间再沸器34再沸后返回脱丙烷塔18提馏段的中部；脱丙烷塔塔底物流部分经脱丙烷塔塔底再沸器22再沸后返回脱丙烷塔18塔底，剩余部分作为脱丙烷塔塔底产物6送出装置；
脱乙烷塔塔顶气8经脱乙烷塔塔顶冷凝器25冷凝后再进入脱乙烷塔塔顶回流罐26中，一部分回流，剩余部分作为脱乙烷塔塔顶产物10送出装置；脱乙烷塔塔底物流部分经脱乙烷塔塔塔底再沸器27再沸后返回脱丙烷塔24塔底，脱乙烷塔塔底产物12进入丙烯精馏塔28；
丙烯精馏塔塔顶气13经丙烯精馏塔塔顶冷凝器29冷凝后再进入丙烯精馏塔塔顶回流罐30中，一部分回流，剩余部分作为丙烯精馏塔塔顶产物15送出装置，丙烯精馏塔中间再沸抽出物流35经丙烯精馏塔中间再沸器37再沸后返回脱丙烷塔28提馏段中部，丙烯精馏塔塔底物流部分经丙烯精馏塔塔底再沸器31再沸后返回脱丙烷塔28塔底，剩余部分作为丙烯精馏塔塔底产物17送出装置；
另外，装置上设置有制冷水站48，制冷水38经制冷水增压泵49增压后分成两路：第一路丙烯精馏塔冷凝制冷水40进入丙烯精馏塔塔顶冷凝器29，第二路脱乙烷塔冷凝制冷水42进入脱乙烷塔塔顶冷凝器25，丙烯精馏塔冷凝返回制冷水41与脱乙烷塔冷凝返回制冷水43混合；该制冷水再次分成两路：第一路脱丙烷塔冷凝制冷水45进入脱丙烷塔塔顶冷凝器20，脱丙烷塔冷凝返回制冷水46与第二路混合后返回制冷站48。
该装置的所有进料预热器、中间再沸器和塔底再沸器热源为循环热媒水。
下面通过实施例详细说明本发明，但本发明不受实施例的限制。
实施例1
本实施例用于说明本发明的气体分馏装置扩产及节能的复合工艺。
本例采用某石化企业30万吨/年气体分馏装置进行核算，原料为催化裂化装置脱硫液化气，流量为36.0t/h，其组成见表1。脱丙烷塔、脱乙烷塔和丙烯精馏塔的直径分别为2200mm、1600mm、3800mm，塔板数分别为50、30和230。
表1
| 组分 | 含量mol％ | 组分 | 含量mol％ |
| 乙烷+乙烯 | 0.5 | 丙烯 | 43.0 |
| 丙烷 | 5.5 | 正丁烯 | 6.5 |
| 异丁烯 | 12.5 | 丁烷 | 5.0 |
| 顺丁烯 | 6.0 | 异丁烷 | 12.0 |
| 戊烷 | 1.00 | 反丁烯 | 8.0 |
本实施例的具体工艺流程如图2所示。
本例中，工艺质量控制指标为：脱丙烷塔塔顶产物中C4-C5≤0.1mol％，脱丙烷塔塔底产物中C2-C3≤0.1mol％；脱乙烷塔塔顶产物中C3≤0.1mol％，脱乙烷塔塔底产物中C2≤0.1mol％；丙烯精馏塔塔塔顶产物中丙烷≤0.05mol％，丙烯精馏塔塔底产物中丙烯≤0.1mol％。
另外，提供两种工况，通过表2-3关键指标对比，验证本实施例的优越性。
工况一为该炼厂气体分馏装置现状工艺流程，如图1所示。
工况二为本实施例的工况。
表2
| 参数 | 单位 | 工况一 | 工况二 |
| 脱丙烷塔进料温度 | ℃ | 75 | 60 |
| 脱丙烷塔操作压力 | MPa | 1.95 | 1.10 |
| 脱丙烷塔塔顶温度 | ℃ | 47 | 27 |
| 脱丙烷塔塔底温度 | ℃ | 107 | 83 |
| 脱乙烷塔操作压力 | MPa | 2.65 | 1.70 |
| 脱乙烷塔塔顶温度 | ℃ | 44 | 25 |
| 脱乙烷塔塔底温度 | ℃ | 64 | 43 |
| 丙烯精馏塔进料温度 | ℃ | 65 | 43 |
| 丙烯精馏塔操作压力 | MPa | 1.95 | 1.0 |
| 丙烯精馏塔塔顶温度 | ℃ | 47 | 33 |
| 丙烯精馏塔塔底温度 | ℃ | 61 | 20 |
| 制冷水给水温度 | ℃ | / | 5 |
| 制冷水回水温度 | ℃ | / | 15 |
表3
| 参数 | 单位 | 工况一 | 工况二 |
| 处理量增加比例 | ％ | 0 | 55 |
| 脱丙烷塔进料预热器负荷 | M kCal | 1.00 | 0.95 |
| 脱丙烷塔塔底再沸器负荷 | M kCal | 3.40 | 4.00 |
| 脱丙烷塔塔顶冷凝器负荷 | M kCal | 3.20 | 4.80 |
| 脱丙烷塔中间再沸器负荷 | M kCal | / | 0.60 |
| 脱乙烷塔塔底再沸器负荷 | M kCal | 1.50 | 1.75 |
| 脱乙烷塔塔顶冷凝器负荷 | M kCal | 1.30 | 1.40 |
| 丙烯精馏塔塔底再沸器负荷 | M kCal | 13.40 | 17.00 |
| 丙烯精馏塔塔顶冷凝器负荷 | M kCal | 13.60 | 18.80 |
| 丙烯精馏塔中间再沸器负荷 | M kCal | / | 1.50 |
| 0.4MPa蒸汽消耗量 | t/h | 6.5 | / |
| 热媒水消耗量 | t/h | 800 | 1250 |
| 循环水/制冷水消耗量 | t/h | 1800 | 2600 |
相比于工况一，工况二工程改动内容包括：
新建制冷站、制冷水增加泵及相应管线及保温设施；
分别增大脱丙烷塔、脱乙烷塔和丙烯精馏塔的塔顶冷凝器、塔底再沸器的换热面积；
分别新增脱丙烷塔、丙烯精馏塔的中间再沸器。
图3-5是脱丙烷塔、脱乙烷塔和丙烯精馏塔各塔板在以上两种工况下的水力学需求直径分布图。图3-5表明，工况二可以有效调节各塔气液负荷分布，合理避免因处理量增大可能导致的液泛和淹塔，实现气体分馏装置扩产。
另外，由于脱丙烷塔、脱乙烷塔和丙烯精馏塔的操作压力降低，三塔再沸器所消耗的热公用工程温度降低，因此，能够全部由60-90℃的热媒水替代，取消了原工况中脱丙烷塔消耗的110-130℃的热媒水，或110-140℃的热物流，或0.4MPa蒸汽，以及70-100℃的热媒水。
以上结合附图详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。
另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。
Claims (9)
1.一种气体分馏扩产及节能的复合工艺，其特征在于，该复合工艺利用气体分馏装置分离含C2-C5的液化气原料，所述气体分馏装置包括依次连接的脱丙烷塔(18)、脱乙烷塔(24)和丙烯精馏塔(28)，脱丙烷塔(18)上设置有脱丙烷塔进料预热器(19)、脱丙烷塔塔顶冷凝器(20)和脱丙烷塔塔底再沸器(22)，脱乙烷塔(24)上设置有脱乙烷塔塔顶冷凝器(25)和脱乙烷塔塔底再沸器(27)，丙烯精馏塔(28)上设置有丙烯精馏塔塔顶冷凝器(29)和丙烯精馏塔塔底再沸器(31)，所述气体分馏装置的冷公用工程均采用5-15℃的制冷水；
其中，脱丙烷塔(18)和丙烯精馏塔(28)上还分别设置有脱丙烷塔中间再沸器(34)和丙烯精馏塔中间再沸器(37)；
所述气体分馏装置还包括制冷单元，所述制冷单元包括制冷站(48)和制冷水增压泵(49)，制冷水由制冷站(48)制取，经制冷水增压泵(49)增压后分两路，一路入丙烯精馏塔塔顶冷凝器(29)，另一路进入脱乙烷塔塔顶冷凝器(25)，之后混合，混合后的制冷水的温度介于10-12℃之间。
2.根据权利要求1所述的复合工艺，其中，所述制冷水采用的制冷剂为溴化锂。
3.根据权利要求1所述的复合工艺，其中，在制冷单元中，所述混合后的制冷水再次分为两路，一路进入脱丙烷塔塔顶冷凝器(20)，另一路与脱丙烷塔塔顶冷凝器(20)出口的制冷水混合后返回制冷站(48)，返回制冷站(48)的制冷水的温度为15℃。
4.根据权利要求1所述的复合工艺，其中，所述气体分馏装置的冷公用工程采用制冷水后，脱丙烷塔(18)的操作压力控制在0.8-1.2MPa；脱乙烷塔(24)的操作压力控制在1.2-1.8MPa；丙烯精馏塔(28)的操作压力控制在0.8-1.2MPa。
5.根据权利要求1所述的复合工艺，其中，设置脱丙烷塔中间再沸器(34)后，控制扩产工况脱丙烷塔中间再沸器(34)的负荷占基准工况脱丙烷塔塔底再沸器(22)负荷的10-30％。
6.根据权利要求1或5所述的复合工艺，其中，所述脱丙烷塔中间再沸器(34)位于脱丙烷塔(18)的提馏段中部；优选地，脱丙烷塔中间再沸器(34)的热源由温度介于60-90℃之间的热媒水提供。
7.根据权利要求1所述的复合工艺，其中，设置丙烯精馏塔中间再沸器(37)后，控制扩产工况丙烯精馏塔中间再沸器(37)负荷占基准工况丙烯精馏塔塔底再沸器(31)负荷的10-20％。
8.根据权利要求1或7所述的复合工艺，其中，所述丙烯精馏塔中间再沸器(37)位于丙烯精馏塔(28)的提馏段中部；优选地，丙烯精馏塔中间再沸器(37)热源由温度介于60-90℃之间的热媒水提供。
9.根据权利要求1所述的复合工艺，其中，优化脱丙烷塔(19)的进料温度，控制脱丙烷塔(18)的进料温度介于50-70℃之间；优选地，脱丙烷塔进料预热器(19)的热源由温度介于60-90℃之间的热媒水提供。
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