本發(fā)明涉及石油化工企業(yè)氣體分餾
技術(shù)領(lǐng)域：
，具體地，涉及一種氣體分餾裝置擴(kuò)產(chǎn)及節(jié)能的復(fù)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(wù)是分離液化氣中具有重要經(jīng)濟(jì)價(jià)值的丙烯，以作為聚丙烯裝置的原料，同時(shí)得到副產(chǎn)品碳二組分、丙烷和碳四、碳五組分。國(guó)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(jìn)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(dāng)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(kuò)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(shí)施擴(kuò)產(chǎn)改造以適應(yīng)新的生產(chǎn)工況，其中，多數(shù)煉油廠傾向于對(duì)原有裝置實(shí)施擴(kuò)產(chǎn)改造。傳統(tǒng)的分餾塔擴(kuò)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(kuò)大了處理量，但需要大量的設(shè)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(dǎo)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(bǔ)充，這在一定程度上降低了裝置的能耗水平。盡管研究者對(duì)氣體分餾裝置擴(kuò)產(chǎn)及節(jié)能改造提出了一些方案，但在應(yīng)對(duì)裝置處理量擴(kuò)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(shí)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(kuò)產(chǎn)及節(jié)能的復(fù)合工藝。本發(fā)明提供了一種氣體分餾擴(kuò)產(chǎn)及節(jié)能的復(fù)合工藝，該復(fù)合工藝?yán)脷怏w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(shè)置有脫丙烷塔進(jìn)料預(yù)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(shè)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(shè)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(shè)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(jìn)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(fù)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(shí)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(kuò)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(diǎn)。附圖說明通過結(jié)合附圖對(duì)本發(fā)明示例性實(shí)施方式進(jìn)行更詳細(xì)的描述，本發(fā)明的上述以及其它目的、特征和優(yōu)勢(shì)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(duì)圖1所示的工藝流程進(jìn)行改進(jìn)的本發(fā)明的優(yōu)選實(shí)施方式的氣體分餾裝置擴(kuò)產(chǎn)及節(jié)能的復(fù)合工藝流程。圖3-5分別示出了實(shí)施例1和對(duì)比實(shí)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(xué)需求直徑分布，橫軸n為塔板數(shù)，縱軸d為塔直徑。附圖標(biāo)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(jìn)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(jìn)料預(yù)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(shí)施方式下面將參照附圖更詳細(xì)地描述本發(fā)明的優(yōu)選實(shí)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(chǔ)上進(jìn)行改進(jìn)，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(shè)置中間再沸器，優(yōu)化脫丙烷塔和丙烯精餾塔的進(jìn)料溫度，從而擴(kuò)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(fù)合工藝可以實(shí)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(kuò)產(chǎn)及節(jié)能的復(fù)合工藝，該復(fù)合工藝?yán)脷怏w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(shè)置有脫丙烷塔進(jìn)料預(yù)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(shè)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(shè)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(shè)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(jìn)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(fù)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(fù)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(jìn)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(fù)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(fù)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(fù)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(fù)合工藝中，所述脫丙烷塔18上設(shè)置有脫丙烷塔中間再沸器34后，控制擴(kuò)產(chǎn)工況脫丙烷塔中間再沸器34的負(fù)荷占基準(zhǔn)工況脫丙烷塔塔底再沸器22負(fù)荷的10-30％。優(yōu)選地，所述復(fù)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(fù)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(fù)合工藝中，所述丙烯精餾塔28上設(shè)置丙烯精餾塔中間再沸器37后，控制擴(kuò)產(chǎn)工況丙烯精餾塔中間再沸器37的負(fù)荷占基準(zhǔn)工況丙烯精餾塔塔底再沸器31負(fù)荷的10-20％。優(yōu)選地，所述復(fù)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(fù)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(fù)合工藝中，優(yōu)化脫丙烷塔18的進(jìn)料溫度，控制脫丙烷塔18的進(jìn)料溫度介于50-70℃之間。其中，脫丙烷塔進(jìn)料預(yù)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(shí)施方式，如圖2所示，除了上述的三個(gè)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(jìn)料預(yù)熱器19與熱媒水換熱后進(jìn)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(jìn)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(jìn)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(jìn)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(jìn)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(jìn)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(shè)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(jìn)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(jìn)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(jìn)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(jìn)料預(yù)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(shí)施例詳細(xì)說明本發(fā)明，但本發(fā)明不受實(shí)施例的限制。實(shí)施例1本實(shí)施例用于說明本發(fā)明的氣體分餾裝置擴(kuò)產(chǎn)及節(jié)能的復(fù)合工藝。本例采用某石化企業(yè)30萬噸/年氣體分餾裝置進(jìn)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(shí)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(biāo)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(guān)鍵指標(biāo)對(duì)比，驗(yàn)證本實(shí)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(shí)施例的工況。表2參數(shù)單位工況一工況二脫丙烷塔進(jìn)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(jìn)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(jìn)料預(yù)熱器負(fù)荷mkcal1.000.95脫丙烷塔塔底再沸器負(fù)荷mkcal3.404.00脫丙烷塔塔頂冷凝器負(fù)荷mkcal3.204.80脫丙烷塔中間再沸器負(fù)荷mkcal/0.60脫乙烷塔塔底再沸器負(fù)荷mkcal1.501.75脫乙烷塔塔頂冷凝器負(fù)荷mkcal1.301.40丙烯精餾塔塔底再沸器負(fù)荷mkcal13.4017.00丙烯精餾塔塔頂冷凝器負(fù)荷mkcal13.6018.80丙烯精餾塔中間再沸器負(fù)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(dòng)內(nèi)容包括：新建制冷站、制冷水增加泵及相應(yīng)管線及保溫設(shè)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(xué)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(fù)荷分布，合理避免因處理量增大可能導(dǎo)致的液泛和淹塔，實(shí)現(xiàn)氣體分餾裝置擴(kuò)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(xì)描述了本發(fā)明的優(yōu)選實(shí)施方式，但是，本發(fā)明并不限于上述實(shí)施方式中的具體細(xì)節(jié)，在本發(fā)明的技術(shù)構(gòu)思范圍內(nèi)，可以對(duì)本發(fā)明的技術(shù)方案進(jìn)行多種簡(jiǎn)單變型，這些簡(jiǎn)單變型均屬于本發(fā)明的保護(hù)范圍。另外需要說明的是，在上述具體實(shí)施方式中所描述的各個(gè)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(jìn)行組合，為了避免不必要的重復(fù)，本發(fā)明對(duì)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(shí)施方式之間也可以進(jìn)行任意組合，只要其不違背本發(fā)明的思想，其同樣應(yīng)當(dāng)視為本發(fā)明所公開的內(nèi)容。當(dāng)前第1頁12