本發(fā)明涉及石油化工企業(yè)氣體分餾
技術(shù)領域：
，具體地，涉及一種氣體分餾裝置擴產(chǎn)及節(jié)能的復合工藝。
背景技術(shù)：
：氣體分餾裝置是煉油廠催化裂化等裝置產(chǎn)品液化氣的后處理裝置，其主要任務是分離液化氣中具有重要經(jīng)濟價值的丙烯，以作為聚丙烯裝置的原料，同時得到副產(chǎn)品碳二組分、丙烷和碳四、碳五組分。國內(nèi)氣體分餾裝置多采用三塔(主要由脫丙烷塔、脫乙烷塔和丙烯精餾塔組成)或四塔工藝流程(主要由脫丙烷塔、脫乙烷塔、丙烯精餾塔和脫戊烷塔組成)，其中四塔流程是為了進一步分離碳四、碳五混合組分，以得到碳四組分，作為mtbe裝置的原料。當前，由于煉油廠催化裂化裝置普遍采用多產(chǎn)丙烯方案，或由于煉油裝置總體加工量的提高，使得氣體分餾裝置加工量增加，因此，面臨擴產(chǎn)改造問題。氣體分餾裝置需要通過新建裝置或?qū)ΜF(xiàn)有裝置實施擴產(chǎn)改造以適應新的生產(chǎn)工況，其中，多數(shù)煉油廠傾向于對原有裝置實施擴產(chǎn)改造。傳統(tǒng)的分餾塔擴產(chǎn)改造多采用高效塔內(nèi)件如高效塔盤、高效填料等替換現(xiàn)有塔內(nèi)件，這盡管擴大了處理量，但需要大量的設備投資。氣體分餾裝置的能耗主要是熱公用工程的消耗，由于脫丙烷塔塔釜再沸溫位較高，多數(shù)氣體脫丙烷塔的熱公用工程采用0.4mpa蒸汽，導致裝置能耗偏高。部分脫丙烷塔以100-120℃熱媒水為熱源，降低了能耗水平。脫乙烷塔、丙烯精餾塔和脫戊烷塔再沸器熱公用工程多采用常壓循環(huán)熱媒水。有研究者提出催化頂循環(huán)油可為脫丙烷塔及脫乙烷塔、丙烯精餾塔、脫戊烷塔再沸器提供熱源，不足部分由常壓循環(huán)熱媒水補充，這在一定程度上降低了裝置的能耗水平。盡管研究者對氣體分餾裝置擴產(chǎn)及節(jié)能改造提出了一些方案，但在應對裝置處理量擴大，降低氣體分餾裝置能耗等方面還存在一定潛力。技術(shù)實現(xiàn)要素：為了在不改變現(xiàn)有脫丙烷塔、脫乙烷塔、丙烯精餾塔塔體直徑的情況下，提高氣體分餾裝置的處理量并節(jié)省能耗，本發(fā)明提供了一種氣體分餾裝置擴產(chǎn)及節(jié)能的復合工藝。本發(fā)明提供了一種氣體分餾擴產(chǎn)及節(jié)能的復合工藝，該復合工藝利用氣體分餾裝置分離含c2-c5的液化氣原料，所述氣體分餾裝置包括依次連接的脫丙烷塔、脫乙烷塔和丙烯精餾塔，脫丙烷塔上設置有脫丙烷塔進料預熱器、脫丙烷塔塔頂冷凝器和脫丙烷塔塔底再沸器，脫乙烷塔上設置有脫乙烷塔塔頂冷凝器和脫乙烷塔底再沸器，丙烯精餾塔上設置有丙烯精餾塔塔頂冷凝器和丙烯精餾塔塔底再沸器；所述氣體分餾裝置的冷公用工程均采用5-15℃的制冷水；其中，脫丙烷塔和丙烯精餾塔上還分別設置有脫丙烷塔中間再沸器和丙烯精餾塔中間再沸器；所述氣體分餾裝置還包括制冷單元，所述制冷單元包括制冷站和制冷水增壓泵，制冷水由制冷站制取，經(jīng)制冷水增壓泵增壓后分兩路，一路入丙烯精餾塔塔頂冷凝器，另一路進入脫乙烷塔塔頂冷凝器，之后混合，混合后的制冷水的溫度介于10-12℃之間。本發(fā)明的復合工藝不改變現(xiàn)有脫丙烷塔、脫乙烷塔、丙烯精餾塔塔體直徑，實現(xiàn)氣體分餾裝置處理量增大40-60％。裝置所消耗的熱公用工程可由傳統(tǒng)的110-130℃的熱媒水，或110-140℃的熱物流，或0.4mpa蒸汽，以及70-100℃的熱媒水，全部改為使用60-90℃的熱媒水。新工藝具有擴大氣體分餾裝置處理量和降低裝置所需的熱公用工程的溫位的優(yōu)點。附圖說明通過結(jié)合附圖對本發(fā)明示例性實施方式進行更詳細的描述，本發(fā)明的上述以及其它目的、特征和優(yōu)勢將變得更加明顯。圖1示出了一種常規(guī)的氣體分餾裝置的工藝流程。圖2示出了針對圖1所示的工藝流程進行改進的本發(fā)明的優(yōu)選實施方式的氣體分餾裝置擴產(chǎn)及節(jié)能的復合工藝流程。圖3-5分別示出了實施例1和對比實施例的脫丙烷塔、脫乙烷塔和丙烯精餾塔兩種工況的水力學需求直徑分布，橫軸n為塔板數(shù)，縱軸d為塔直徑。附圖標記說明1-液化氣原料2-脫丙烷塔塔頂氣3-脫丙烷塔塔頂回流4-脫丙烷塔塔頂產(chǎn)物5-脫丙烷塔塔底再沸返回物流6-脫丙烷塔塔底產(chǎn)物7-脫乙烷塔進料8-脫乙烷塔塔頂氣9-脫乙烷塔塔頂回流10-脫乙烷塔塔頂產(chǎn)物11-脫乙烷塔塔底再沸返回物流12-脫乙烷塔塔底產(chǎn)物13-丙烯精餾塔塔頂氣14-丙烯精餾塔塔頂回流15-丙烯精餾塔塔頂產(chǎn)物16-丙烯精餾塔塔底再沸返回物流17-丙烯精餾塔塔底產(chǎn)物18-脫丙烷塔19-脫丙烷塔進料預熱器20-脫丙烷塔塔頂冷凝器21-脫丙烷塔塔頂回流罐22-脫丙烷塔塔底再沸器23-脫丙烷塔產(chǎn)物增壓泵24-脫乙烷塔25-脫乙烷塔塔頂冷凝器26-脫乙烷塔塔頂回流罐27-脫乙烷塔塔底再沸器28-丙烯精餾塔29-丙烯精餾塔塔頂冷凝器30-丙烯精餾塔塔頂回流罐31-丙烯精餾塔塔底再沸器32-脫丙烷塔中間再沸抽出物流33-脫丙烷塔中間再沸返回物流34-脫丙烷塔中間再沸器35-丙烯精餾塔中間再沸抽出物流36-丙烯精餾塔中間再沸返回物流37-丙烯精餾塔中間再沸器38-制冷水39-增壓制冷水40-丙烯精餾塔冷凝制冷水41-丙烯精餾塔冷凝返回制冷水42-脫乙烷塔冷凝制冷水43-脫乙烷塔冷凝返回制冷水44-一次制冷水45-脫丙烷塔冷凝制冷水46-脫丙烷塔冷凝返回制冷水47-返回制冷站制冷水48-制冷站49-制冷水增壓泵具體實施方式下面將參照附圖更詳細地描述本發(fā)明的優(yōu)選實施方式。現(xiàn)有的氣體分餾裝置的工藝流程如圖1所示，其中的脫丙烷塔18、丙烯精餾塔28的操作壓力介于1.8-2.2mpa之間，脫乙烷塔24的操作壓力介于2.5-2.8mpa之間；裝置各塔冷公用工程采用常規(guī)的循環(huán)水。本發(fā)明在此基礎上進行改進，通過采用制冷水作為各塔冷公用工程降低塔操作壓力，在脫丙烷塔、丙烯精餾塔上設置中間再沸器，優(yōu)化脫丙烷塔和丙烯精餾塔的進料溫度，從而擴大脫丙烷塔處理量并降低脫丙烷塔所需熱公用工程的溫位。所述復合工藝可以實現(xiàn)氣體分餾裝置處理量增大40-60％。具體地，如圖2所示，本發(fā)明提供了一種氣體分餾擴產(chǎn)及節(jié)能的復合工藝，該復合工藝利用氣體分餾裝置分離含c2-c5的液化氣原料，所述氣體分餾裝置包括依次連接的脫丙烷塔18、脫乙烷塔24和丙烯精餾塔28，脫丙烷塔18上設置有脫丙烷塔進料預熱器19、脫丙烷塔塔頂冷凝器20和脫丙烷塔塔底再沸器22，脫乙烷塔24上設置有脫乙烷塔塔頂冷凝器25和脫乙烷塔塔底再沸器27，丙烯精餾塔28上設置有丙烯精餾塔塔頂冷凝器29和丙烯精餾塔塔底再沸器31；所述氣體分餾裝置的冷公用工程均采用5-15℃的制冷水；其中，脫丙烷塔18和丙烯精餾塔28上還分別設置有脫丙烷塔中間再沸器34和丙烯精餾塔中間再沸器37；所述氣體分餾裝置還包括制冷單元，所述制冷單元包括制冷站48和制冷水增壓泵49，制冷水由制冷站48制取，經(jīng)制冷水增壓泵49增壓后分兩路，一路入丙烯精餾塔塔頂冷凝器29，另一路進入脫乙烷塔頂冷凝器25，之后混合，混合后的制冷水的溫度介于10-12℃之間。本發(fā)明中，所述液化氣原料是指催化裂化、延遲焦化等裝置的脫硫液化石油氣。優(yōu)選地，所述復合工藝中，氣體分餾裝置的制冷水采用溴化鋰制冷。優(yōu)選地，所述復合工藝中，上述溫度介于10-12℃之間的制冷水再次分為兩路，一路進入脫丙烷塔塔頂冷凝器20，另一路與脫丙烷塔塔頂冷凝器20出口的制冷水混合后返回制冷站48，返回制冷站48的制冷水的溫度為15℃。優(yōu)選地，所述復合工藝中，所述氣體分餾裝置冷公用工程采用制冷水后，脫丙烷塔18的操作壓力控制在0.8-1.2mpa。優(yōu)選地，所述復合工藝中，所述氣體分餾裝置冷公用工程采用制冷水后，脫乙烷塔24的操作壓力控制在1.2-1.8mpa。優(yōu)選地，所述復合工藝中，所述氣體分餾裝置冷公用工程采用制冷水后，丙烯精餾塔28的操作壓力控制在0.8-1.2mpa。優(yōu)選地，所述復合工藝中，所述脫丙烷塔18上設置有脫丙烷塔中間再沸器34后，控制擴產(chǎn)工況脫丙烷塔中間再沸器34的負荷占基準工況脫丙烷塔塔底再沸器22負荷的10-30％。優(yōu)選地，所述復合工藝中，脫丙烷塔中間再沸器34位于脫丙烷塔18的提餾段中部。優(yōu)選地，所述復合工藝中，脫丙烷塔中間再沸器34的熱源由溫度介于60-90℃之間的熱媒水提供。優(yōu)選地，所述復合工藝中，所述丙烯精餾塔28上設置丙烯精餾塔中間再沸器37后，控制擴產(chǎn)工況丙烯精餾塔中間再沸器37的負荷占基準工況丙烯精餾塔塔底再沸器31負荷的10-20％。優(yōu)選地，所述復合工藝中，丙烯精餾塔中間再沸器37位于丙烯精餾塔28的提餾段中部。優(yōu)選地，所述復合工藝中，丙烯精餾塔中間再沸器37的熱源由溫度介于60-90℃之間的熱媒水提供。優(yōu)選地，所述復合工藝中，優(yōu)化脫丙烷塔18的進料溫度，控制脫丙烷塔18的進料溫度介于50-70℃之間。其中，脫丙烷塔進料預熱器19的熱源由溫度介于60-90℃之間的熱媒水提供。根據(jù)本發(fā)明的一種優(yōu)選實施方式，如圖2所示，除了上述的三個分餾塔、塔頂冷凝器、塔底再沸器、中間再沸器和制冷站等，氣體分餾裝置還包括：脫丙烷塔塔頂回流罐21、脫乙烷塔塔頂回流罐26、丙烯精餾塔頂回流罐30和脫丙烷塔產(chǎn)物增壓泵23；其中，液化氣原料1經(jīng)脫丙烷塔進料預熱器19與熱媒水換熱后進入脫丙烷塔18的中部，脫丙烷塔塔頂氣2經(jīng)脫丙烷塔塔頂冷凝器20冷凝后，進入脫丙烷塔塔頂回流罐21中，脫丙烷塔塔頂產(chǎn)物4經(jīng)脫丙烷塔塔頂產(chǎn)物增壓泵23增壓后進入脫乙烷塔24；脫丙烷塔中間再沸抽出物流32經(jīng)脫丙烷塔中間再沸器34再沸后返回脫丙烷塔18提餾段的中部；脫丙烷塔塔底物流部分經(jīng)脫丙烷塔塔底再沸器22再沸后返回脫丙烷塔18塔底，剩余部分作為脫丙烷塔塔底產(chǎn)物6送出裝置；脫乙烷塔塔頂氣8經(jīng)脫乙烷塔塔頂冷凝器25冷凝后再進入脫乙烷塔塔頂回流罐26中，一部分回流，剩余部分作為脫乙烷塔塔頂產(chǎn)物10送出裝置；脫乙烷塔塔底物流部分經(jīng)脫乙烷塔塔塔底再沸器27再沸后返回脫丙烷塔24塔底，脫乙烷塔塔底產(chǎn)物12進入丙烯精餾塔28；丙烯精餾塔塔頂氣13經(jīng)丙烯精餾塔塔頂冷凝器29冷凝后再進入丙烯精餾塔塔頂回流罐30中，一部分回流，剩余部分作為丙烯精餾塔塔頂產(chǎn)物15送出裝置，丙烯精餾塔中間再沸抽出物流35經(jīng)丙烯精餾塔中間再沸器37再沸后返回脫丙烷塔28提餾段中部，丙烯精餾塔塔底物流部分經(jīng)丙烯精餾塔塔底再沸器31再沸后返回脫丙烷塔28塔底，剩余部分作為丙烯精餾塔塔底產(chǎn)物17送出裝置；另外，裝置上設置有制冷水站48，制冷水38經(jīng)制冷水增壓泵49增壓后分成兩路：第一路丙烯精餾塔冷凝制冷水40進入丙烯精餾塔塔頂冷凝器29，第二路脫乙烷塔冷凝制冷水42進入脫乙烷塔塔頂冷凝器25，丙烯精餾塔冷凝返回制冷水41與脫乙烷塔冷凝返回制冷水43混合；該制冷水再次分成兩路：第一路脫丙烷塔冷凝制冷水45進入脫丙烷塔塔頂冷凝器20，脫丙烷塔冷凝返回制冷水46與第二路混合后返回制冷站48。該裝置的所有進料預熱器、中間再沸器和塔底再沸器熱源為循環(huán)熱媒水。下面通過實施例詳細說明本發(fā)明，但本發(fā)明不受實施例的限制。實施例1本實施例用于說明本發(fā)明的氣體分餾裝置擴產(chǎn)及節(jié)能的復合工藝。本例采用某石化企業(yè)30萬噸/年氣體分餾裝置進行核算，原料為催化裂化裝置脫硫液化氣，流量為36.0t/h，其組成見表1。脫丙烷塔、脫乙烷塔和丙烯精餾塔的直徑分別為2200mm、1600mm、3800mm，塔板數(shù)分別為50、30和230。表1組分含量mol％組分含量mol％乙烷+乙烯0.5丙烯43.0丙烷5.5正丁烯6.5異丁烯12.5丁烷5.0順丁烯6.0異丁烷12.0戊烷1.00反丁烯8.0本實施例的具體工藝流程如圖2所示。本例中，工藝質(zhì)量控制指標為：脫丙烷塔塔頂產(chǎn)物中c4-c5≤0.1mol％，脫丙烷塔塔底產(chǎn)物中c2-c3≤0.1mol％；脫乙烷塔塔頂產(chǎn)物中c3≤0.1mol％，脫乙烷塔塔底產(chǎn)物中c2≤0.1mol％；丙烯精餾塔塔塔頂產(chǎn)物中丙烷≤0.05mol％，丙烯精餾塔塔底產(chǎn)物中丙烯≤0.1mol％。另外，提供兩種工況，通過表2-3關鍵指標對比，驗證本實施例的優(yōu)越性。工況一為該煉廠氣體分餾裝置現(xiàn)狀工藝流程，如圖1所示。工況二為本實施例的工況。表2參數(shù)單位工況一工況二脫丙烷塔進料溫度℃7560脫丙烷塔操作壓力mpa1.951.10脫丙烷塔塔頂溫度℃4727脫丙烷塔塔底溫度℃10783脫乙烷塔操作壓力mpa2.651.70脫乙烷塔塔頂溫度℃4425脫乙烷塔塔底溫度℃6443丙烯精餾塔進料溫度℃6543丙烯精餾塔操作壓力mpa1.951.0丙烯精餾塔塔頂溫度℃4733丙烯精餾塔塔底溫度℃6120制冷水給水溫度℃/5制冷水回水溫度℃/15表3參數(shù)單位工況一工況二處理量增加比例％055脫丙烷塔進料預熱器負荷mkcal1.000.95脫丙烷塔塔底再沸器負荷mkcal3.404.00脫丙烷塔塔頂冷凝器負荷mkcal3.204.80脫丙烷塔中間再沸器負荷mkcal/0.60脫乙烷塔塔底再沸器負荷mkcal1.501.75脫乙烷塔塔頂冷凝器負荷mkcal1.301.40丙烯精餾塔塔底再沸器負荷mkcal13.4017.00丙烯精餾塔塔頂冷凝器負荷mkcal13.6018.80丙烯精餾塔中間再沸器負荷mkcal/1.500.4mpa蒸汽消耗量t/h6.5/熱媒水消耗量t/h8001250循環(huán)水/制冷水消耗量t/h18002600相比于工況一，工況二工程改動內(nèi)容包括：新建制冷站、制冷水增加泵及相應管線及保溫設施；分別增大脫丙烷塔、脫乙烷塔和丙烯精餾塔的塔頂冷凝器、塔底再沸器的換熱面積；分別新增脫丙烷塔、丙烯精餾塔的中間再沸器。圖3-5是脫丙烷塔、脫乙烷塔和丙烯精餾塔各塔板在以上兩種工況下的水力學需求直徑分布圖。圖3-5表明，工況二可以有效調(diào)節(jié)各塔氣液負荷分布，合理避免因處理量增大可能導致的液泛和淹塔，實現(xiàn)氣體分餾裝置擴產(chǎn)。另外，由于脫丙烷塔、脫乙烷塔和丙烯精餾塔的操作壓力降低，三塔再沸器所消耗的熱公用工程溫度降低，因此，能夠全部由60-90℃的熱媒水替代，取消了原工況中脫丙烷塔消耗的110-130℃的熱媒水，或110-140℃的熱物流，或0.4mpa蒸汽，以及70-100℃的熱媒水。以上結(jié)合附圖詳細描述了本發(fā)明的優(yōu)選實施方式，但是，本發(fā)明并不限于上述實施方式中的具體細節(jié)，在本發(fā)明的技術(shù)構(gòu)思范圍內(nèi)，可以對本發(fā)明的技術(shù)方案進行多種簡單變型，這些簡單變型均屬于本發(fā)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(shù)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(fā)明對各種可能的組合方式不再另行說明。此外，本發(fā)明的各種不同的實施方式之間也可以進行任意組合，只要其不違背本發(fā)明的思想，其同樣應當視為本發(fā)明所公開的內(nèi)容。當前第1頁12