本發(fā)明屬于石油化工氣分領(lǐng)域，涉及一種基于前后脫丙烷雙塔流程的氣分裝置及方法。具體就是在常規(guī)的氣分工藝基礎(chǔ)上，將脫丙烷塔改為雙塔流程。其中，前脫丙烷塔采用非清晰分割，塔頂餾出液含乙烷和部分丙烷、丙烯，釜液含碳三和碳四，而后脫丙烷塔對碳三和碳四進(jìn)行清晰分割。同時(shí)，保證脫乙烷塔和丙烯精餾塔與原流程分離效果相同。另外，在維持前、后脫丙烷塔頂餾出物可用循環(huán)水冷凝冷卻的條件下，由于前脫丙烷塔采用非清晰分割，使得塔底溫度降低，重沸器所用熱源由蒸汽改為熱水，可以降低熱能等級，減少蒸汽的消耗。如果考慮季節(jié)氣溫變化，冬季北方地區(qū)循環(huán)冷卻水溫度較低，可繼續(xù)降低后脫丙烷塔的壓力，進(jìn)而再降低塔底溫度，以期用熱水代替蒸汽，從而取消氣分裝置中蒸汽的消耗。本發(fā)明相比原有流程，可以降低熱能等級，減少甚至取消蒸汽消耗，對于降低裝置綜合能耗有著重要的意義。
背景技術(shù)：
煉廠氣分裝置采用精餾技術(shù)進(jìn)行液化氣的分離，產(chǎn)品包括精丙烯、丙烷和混合碳四。目前，國內(nèi)外氣分裝置多采用常規(guī)精餾流程，流程主要組成是脫丙烷塔、脫乙烷塔、丙烯精餾塔，其中丙烯精餾塔板數(shù)較多，分為兩塔串聯(lián)操作。
氣分裝置產(chǎn)品為聚合級丙烯≥99.6％，wt％，由于流程中各塔所需理論板數(shù)較多且回流比較大，造成塔高較高塔徑較粗，并且塔底再沸器所需熱負(fù)荷和塔頂冷凝器所需冷凝負(fù)荷均較大，導(dǎo)致設(shè)備投資和裝置操作費(fèi)用均較高。
在常規(guī)精餾流程中，脫丙烷塔底溫度為100～105℃，脫乙烷塔底溫度為55～65℃，丙烯精餾塔底溫度為55～60℃。脫丙烷塔重沸器熱源為0.35MPag蒸汽，脫乙烷塔和丙烯精餾塔重沸器熱源為90～110℃熱水。通過進(jìn)行分離序列優(yōu)化綜合，可降低脫丙烷塔熱能等級，減少蒸汽消耗量，實(shí)現(xiàn)裝置的節(jié)能增效。
技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：
本發(fā)明針對常規(guī)氣分裝置中熱能等級高，且能耗高等問題，提出一種熱能等級低的新型節(jié)能精餾裝置及方法。
本發(fā)明的技術(shù)方案：
一種基于前、后脫丙烷雙塔流程的氣分裝置，原料液化氣經(jīng)進(jìn)料緩沖罐后，經(jīng)前脫丙烷塔進(jìn)料泵送至原料-碳四餾分換熱器預(yù)熱后進(jìn)入前脫丙烷塔；前脫丙烷塔塔頂餾出碳二和碳三餾分，經(jīng)前脫丙烷塔頂冷凝器冷凝后進(jìn)入前脫丙烷塔回流罐，前脫丙烷塔回流罐中一部分液體經(jīng)前脫丙烷塔回流泵作為前脫丙烷塔塔頂回流，另一部分液體經(jīng)脫丙烷塔進(jìn)料泵送至脫乙烷塔；前脫丙烷塔底重沸器使用熱水作為熱源，前脫丙烷塔塔底碳三和碳四餾分經(jīng)后脫丙烷塔進(jìn)料泵送至后脫丙烷塔，后脫丙烷塔塔頂餾出碳三餾分，經(jīng)后脫丙烷塔頂冷凝器冷凝后進(jìn)入后脫丙烷塔回流罐；后脫丙烷塔回流罐中一部分液體經(jīng)后脫丙烷塔回流泵作為后脫丙烷塔塔頂回流，另一部分經(jīng)丙烯精餾塔A進(jìn)料泵送至丙烯精餾塔A；后脫丙烷塔底重沸器使用0.35MPag蒸汽作為熱源，后脫丙烷塔塔底餾出碳四餾分依次經(jīng)原料-碳四餾分換熱器和碳四餾分冷卻器換熱后出裝置；脫乙烷塔塔頂餾出碳二和碳三餾分，經(jīng)脫乙烷塔頂冷凝器冷凝后進(jìn)入脫乙烷塔回流罐；脫乙烷塔回流罐中液相經(jīng)脫乙烷塔回流泵作為脫乙烷塔塔頂回流，氣相作為燃料氣出裝置；脫乙烷塔底重沸器使用熱水作為熱源，脫乙烷塔塔底碳三餾分自壓進(jìn)入丙烯精餾塔A；丙烯精餾塔A氣相進(jìn)入丙烯精餾塔B底，丙烯精餾塔B底液相經(jīng)丙烯精餾塔中間泵送至丙烯精餾塔A頂，丙烯精餾塔B頂氣相經(jīng)丙烯精餾塔頂冷凝器冷凝后進(jìn)入丙烯精餾塔回流罐；丙烯精餾塔回流罐中一部分經(jīng)丙烯精餾塔回流泵作為丙烯精餾塔B塔頂回流，另一部分作為丙烯產(chǎn)品出裝置；丙烯精餾塔底重沸器使用熱水作為熱源，丙烯精餾塔A塔底丙烷餾分經(jīng)丙烷冷卻器冷卻后出裝置。
一種基于前、后脫丙烷雙塔流程的氣分方法，步驟如下：
夏季，設(shè)定的裝置參數(shù)如下：
前脫丙烷塔操作參數(shù)：塔頂溫度為40～50℃，塔底溫度為70～85℃，操作壓力為1.7～1.9MPag，理論塔板數(shù)為50～70，回流比1.5～3；
后脫丙烷塔操作參數(shù)：塔頂溫度為40～50℃，塔底溫度為90～110℃，操作壓力為1.6～1.8MPag，理論塔板數(shù)為60～80，回流比為4～6；
脫乙烷塔操作參數(shù)：塔頂溫度為45～60℃，塔底溫度為60～70℃，操作壓力為2.6～2.8MPag，理論塔板數(shù)為40～50，回流比為60～80；
丙烯精餾塔操作參數(shù)：塔頂溫度為40～55℃，塔底溫度為50～65℃，操作壓力為1.8～2.0MPag，理論塔板數(shù)200～240，由于理論塔板數(shù)較多，分為丙烯精餾塔A和丙烯精餾塔B，回流比為10～20。
冬季，設(shè)定的裝置參數(shù)如下：
前脫丙烷塔操作參數(shù)：塔頂溫度為40～50℃，塔底溫度為70～85℃，操作壓力為1.7～1.9MPag，理論塔板數(shù)為50～70，回流比1.5～3；
后脫丙烷塔操作參數(shù)：塔頂溫度為24～27℃，塔底溫度為75～85℃，操作壓力為1.6～1.8MPag，理論塔板數(shù)為60～80，回流比為4～6；
脫乙烷塔操作參數(shù)：塔頂溫度為45～60℃，塔底溫度為60～70℃，操作壓力為2.6～2.8MPag，理論塔板數(shù)為40～50，回流比為60～80；
丙烯精餾塔操作參數(shù)：塔頂溫度為40～55℃，塔底溫度為50～65℃，操作壓力為1.8～2.0MPag，理論塔板數(shù)200～240，由于理論塔板數(shù)較多，分為丙烯精餾塔A和丙烯精餾塔B，回流比為10～20。
本發(fā)明的有益效果：本發(fā)明的基于前、后脫丙烷雙塔流程的氣分裝置與常規(guī)流程中脫丙烷塔相比，分離效果和能耗相當(dāng)，但雙塔脫丙烷流程可降低熱能等級，實(shí)現(xiàn)裝置節(jié)能增效。
附圖說明
圖1為基于前、后脫丙烷雙塔流程的氣分裝置及方法的流程示意圖。
圖中：1進(jìn)料緩沖罐；2前脫丙烷塔進(jìn)料泵；3原料-碳四餾分換熱器；4前脫丙烷塔；5前脫丙烷塔頂冷凝器；6前脫丙烷塔回流罐；7前脫丙烷塔回流泵；8脫丙烷塔進(jìn)料泵；9脫乙烷塔；10前脫丙烷塔底重沸器；11后脫丙烷塔進(jìn)料泵；12后脫丙烷塔；13后脫丙烷塔頂冷凝器；14后脫丙烷塔回流罐；15后脫丙烷塔回流泵；16丙烯精餾塔A進(jìn)料泵；17丙烯精餾塔A；18后脫丙烷塔底重沸器；19碳四餾分冷卻器；20脫乙烷塔頂冷凝器；21脫乙烷塔回流罐；22脫乙烷塔回流泵；23脫乙烷塔底重沸器；24丙烯精餾塔B；25丙烯精餾塔中間泵；26丙烯精餾塔頂冷凝器；27丙烯精餾塔回流罐；28丙烯精餾塔回流泵；29丙烯精餾塔底重沸器；30丙烷冷卻器。
具體實(shí)施方式
下面結(jié)合附圖和技術(shù)方案，進(jìn)一步說明本發(fā)明的具體實(shí)施方式。
本發(fā)明是通過如下技術(shù)方案實(shí)現(xiàn)的：
原料液化氣經(jīng)進(jìn)料緩沖罐1后，經(jīng)前脫丙烷塔進(jìn)料泵2送至原料-碳四餾分換熱器3預(yù)熱后進(jìn)入前脫丙烷塔4，前脫丙烷塔4頂餾出碳二、碳三餾分，經(jīng)前脫丙烷塔頂冷凝器5冷凝冷卻后進(jìn)入前脫丙烷塔回流罐6，一部分液體經(jīng)前脫丙烷塔回流泵7作為塔頂回流，另一部分液體經(jīng)脫乙烷塔進(jìn)料泵8送至脫乙烷塔9；前脫丙烷塔底重沸器10使用熱水作為熱源，塔底碳三、碳四餾分經(jīng)后脫丙烷塔進(jìn)料泵11送至后脫丙烷塔12，后脫丙烷塔12頂餾出碳三餾分，經(jīng)后脫丙烷塔頂冷凝器13冷凝冷卻后進(jìn)入后脫丙烷塔回流罐14，一部分液體經(jīng)后脫丙烷塔回流泵15作為塔頂回流，另一部分經(jīng)丙烯精餾塔A進(jìn)料泵16送至丙烯精餾塔A17，后脫丙烷塔底重沸器18使用0.35MPag蒸汽作為熱源，塔底碳四餾分經(jīng)原料-碳四餾分換熱器3和碳四餾分冷卻器19換熱后出裝置；脫乙烷塔9頂餾出碳二、碳三餾分，經(jīng)脫乙烷塔頂冷凝器20冷凝冷卻后進(jìn)入脫乙烷塔回流罐21，液相經(jīng)脫乙烷塔回流泵22作為塔頂回流，氣相作為燃料氣出裝置，脫乙烷塔底重沸器23使用熱水作為熱源，塔底碳三餾分自壓進(jìn)入丙烯精餾塔A17；丙烯精餾塔A17氣相進(jìn)入丙烯精餾塔B24底，丙烯精餾塔B24底液經(jīng)丙烯精餾塔中間泵25送至丙烯精餾塔A17頂，丙烯精餾塔B24頂氣相經(jīng)丙烯精餾塔冷凝器26冷凝冷卻后進(jìn)入丙烯精餾塔回流罐27，一部分經(jīng)丙烯精餾塔回流泵28作為塔頂回流，另一部分作為丙烯產(chǎn)品出裝置，丙烯精餾塔A底重沸器29使用熱水作為熱源，塔底丙烷餾分經(jīng)丙烷冷卻器30冷卻后出裝置。
實(shí)施例
以某氣分裝置為例，采用本發(fā)明所述流程。進(jìn)料量為50000kg/h，進(jìn)料組成：乙烷0.2％wt％，丙烷11.5％wt％，丙烯41.3％wt％，正丁烷6.3％wt％，異丁烷13.6％wt％，正丁烯3.4％wt％，1-丁烯13.5％wt％，順-2-丁烯4.6％wt％，反-2-丁烯5.6％wt％。前脫丙烷塔理論板數(shù)65，進(jìn)料位置為第25塊板，操作壓力為1.7MPag，前脫丙烷塔頂采出量為17000kg/h，采出產(chǎn)品碳三含量控制在99.6％wt％以上；前脫丙烷塔底采出量為33000kg/h，采出產(chǎn)品碳四含量控制在71.2％wt％以上。脫乙烷塔理論板數(shù)為47，進(jìn)料位置為第19塊板，操作壓力為2.65MPag，脫乙烷塔頂采出量為251kg/h，采出產(chǎn)品碳二含量控制在18.4％wt％以上；脫乙烷塔底采出量為16749kg/h，采出產(chǎn)品碳三含量控制在99.8％wt％以上。后脫丙烷塔理論板數(shù)為75，進(jìn)料位置為第34塊板，操作壓力為1.7MPag，后脫丙烷塔頂采出量為9438kg/h，采出產(chǎn)品碳三含量控制在99.99％wt％以上，后脫丙烷塔底采出量為23562kg/h，采出產(chǎn)品碳四含量控制在99.7％wt％以上。丙烯精餾塔理論板數(shù)為202，脫乙烷塔底餾出液進(jìn)第107塊板，后脫丙烷塔頂餾出液進(jìn)第122塊板，丙烯精餾塔操作壓力為1.85MPag，丙烯精餾塔頂采出量為20510kg/h，采出產(chǎn)品純度控制在99.6％wt％以上；丙烯精餾塔底采出量為5677kg/h，采出產(chǎn)品純度控制在98.1％wt％以上。該過程主要公用工程能耗如表1所示。
表1公用工程能耗
為便于說明本發(fā)明在節(jié)能增效方面的技術(shù)優(yōu)勢，將本發(fā)明所述方法與常規(guī)流程進(jìn)行比較。常規(guī)流程中進(jìn)料流量、組成以及產(chǎn)品純度要求與本發(fā)明相同，則其主要公用工程能耗如表2所示。
表2公用工程能耗
將本發(fā)明實(shí)施實(shí)例的能耗結(jié)果與常規(guī)流程進(jìn)行對比，其結(jié)果如表3所示。
表3能耗結(jié)果對比
由表3的公用工程能耗對比結(jié)果對比數(shù)據(jù)，可以看出，通過將脫丙烷塔改為前、后脫丙烷雙塔，可節(jié)省蒸汽消耗3201kW，即節(jié)省蒸汽消耗46％，消耗熱水熱負(fù)荷增加1475kW，總能耗減少1726kW，即降低總能耗4.2％。
若裝置在冬季進(jìn)行操作，由于循環(huán)水溫度較低，可降低后脫丙烷塔操作壓力至1.0MPag，在保證各分離指標(biāo)的前提下，后脫丙烷塔頂溫度為24℃，可用循環(huán)水冷凝冷卻，后脫丙烷塔底溫度為78℃，可用熱水作為熱源。該過程主要公用工程能耗如表4所示。
表4公用工程能耗
由表4的公用工程能耗結(jié)果可以看出，冬季操作時(shí)，可省去蒸汽消耗，總能耗減少1948kW，即降低總能耗4.7％。因此，采用本發(fā)明基于前后脫丙烷雙塔流程節(jié)能優(yōu)化的裝置及方法，可大幅度減小氣分裝置的公用工程能耗，實(shí)現(xiàn)節(jié)能增效的目的。