CN100348286C

CN100348286C - 双塔气体分馏装置及分馏方法

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Publication number: CN100348286C
Application number: CNB2005100331787A
Authority: CN
Inventors: 陆恩锡; 张慧娟; 潘琪
Original assignee: China Petroleum and Chemical Corp; South China University of Technology SCUT
Current assignee: China Petroleum and Chemical Corp; South China University of Technology SCUT
Priority date: 2005-02-08
Filing date: 2005-02-08
Publication date: 2007-11-14
Anticipated expiration: 2025-02-08
Also published as: CN1683042A

Abstract

本发明涉及一种双塔气体分馏装置，由脱丙烷塔、丙烯塔和换热器、泵、容器以及连接它们的管道所组成；其特点是脱丙烷塔的顶部设有冷凝循环回路；脱丙烷塔的底部设有塔釜再沸循环回路；丙烯塔顶部设有冷凝循环回路；丙烯塔底部设有塔釜再沸循环回路。本发明可提高原料液化石油气的质量指标，使原料中C2组分浓度控制在0.001～0.2%mol范围内，从而达到取消脱乙烷塔的目的，并获得较高的丙烯回收率可达98%以上。

Description

双塔气体分馏装置及分馏方法

技术领域

本发明涉及石油化工设备与工艺，具体是指无轻组分气体排放、高丙烯回收率双塔气体分馏装置。

本发明还涉及所述双塔气体分馏装置用于分馏的方法。

背景技术

气体分馏装置是重要的炼油生产装置之一。它是将液化石油气分离成丙烯、丙烷、碳四组分和戊烷产品。气体分馏装置的产品可作为聚丙烯装置、MTBE装置和烷基化装置原料。

目前，国内占主导地位的传统气体分馏装置为三塔流程，即

——液化石油气先进入脱丙烷塔，将C2，C3组分和较重的C4，C5组分分离；

——从脱丙烷塔顶馏出的C2，C3组分进入脱乙烷塔分馏，脱乙烷塔主要目的是脱除轻组分C2，以便能够获得高纯度的精丙烯(95～99.8)％，但在脱除C2的同时，大量C3也从塔顶逸出；

——脱除C2的釜液进入丙烯塔，最终得到精丙烯和C3釜液。

脱丙烷塔底的C4，C5组分如还需分离，可依次进入脱碳四塔和脱戊烷塔。，但这种五塔流程较少应用。

所述C2指碳二组分如乙烯、乙烷等；

所述C3指碳三组分如丙烯、丙烷等；

所述C4指碳四组分如丁烯、丁烷等；

所述C5指碳五组分如戊烯、戊烷等。

在上述三塔流程中，为了获得纯度较高的精丙烯产品，必须通过脱乙烷塔将乙烷等轻组分从C3组分中除去。而C2组分从脱乙烷塔塔顶脱除的同时，因气液相平衡的规律，会使一部分丙烯伴随C2组分一同从塔顶逸出。脱乙烷塔顶气相馏出物中C3组分的摩尔浓度通常都在60％以上，而这部分气体大多是作为燃料气烧掉，因此造成大量的丙烯损失。现有三塔流程丙烯回收率达到95％已经是接近极限，很难再进一步提高。

现有三塔流程中，丙烯损失共有三处：一是脱丙烷塔的釜液，二是脱乙烷塔的塔顶气相馏出物，三是丙烯塔塔釜液体。

以某12万吨气体分馏装置为例，其丙烯损失如表1所示：

表1 某12万吨气体分馏装置丙烯损失

塔	脱丙烷塔	脱乙烷塔	丙烯塔
塔	脱丙烷塔	脱乙烷塔	丙烯塔	工艺指标	塔顶C4，塔釜C3均≤0.1％	塔釜乙烷≤0.1％。	精丙烯≥99.6％，塔釜丙烷≥97％。
丙烯损失(kg/hr)	9	232	53	工艺指标	塔顶C4，塔釜C3均≤0.1％	塔釜乙烷≤0.1％。	精丙烯≥99.6％，塔釜丙烷≥97％。
丙烯损失(kg/hr)	9	232	53	丙烯损失百分比(％)	3.06	78.91	18.03
丙烯进料量(kg/hr)	5166			丙烯损失百分比(％)	3.06	78.91	18.03
丙烯进料量(kg/hr)	5166			丙烯回收率(％)	94.3

从表1数据可以看出，脱乙烷塔的丙烯损失率为78.91％，占了气体分馏装置丙烯损失的主要部分。因而要大幅度提高丙烯回收率，唯一有效的办法是取消脱乙烷塔。

发明内容

本发明的目的在于针对现有技术存在的缺陷，提供一种双塔气体分馏装置，提高原料液化石油气的质量指标，使原料中C2组分浓度控制在0.001～0.2％(mol)范围内，从而达到取消脱乙烷塔的目的，并获得较高的丙烯回收率(可达98％以上)，同时降低设备费用和操作费用。

本发明的目的还在于提供采用所述双塔气体分馏装置用于气体分馏的方法。

本发明的双塔气体分馏装置由脱丙烷塔2、丙烯塔14和换热器4、12、16、24、泵10、21、27、容器6、18以及连接它们的管道3、5、7、9、11、13、15、17、19、22、23、25所组成；其特征在于脱丙烷塔2的顶部设有冷凝循环回路；脱丙烷塔2的底部设有塔釜再沸循环回路；丙烯塔14顶部设有冷凝循环回路；丙烯塔14底部设有塔釜再沸循环回路。

图1是本发明装置结构示意图，如图所示，脱丙烷塔2塔顶产品出口与丙烯塔14入口之间依次通过管道7、泵10、管道8连接。丙烷塔2的塔顶产品通过该管路系统进入丙烯塔14。

脱丙烷塔2顶部设有冷凝循环回路，冷凝循环回路由脱丙烷塔2顶部依次连接管道3、冷凝器4、管道5、回流罐6、管道7、泵10、管道9形成的回路构成。

脱丙烷塔2底部设有塔釜再沸循环回路，塔釜再沸循环回路由脱丙烷塔2底部依次连接管道11、再沸器12、管道13形成的回路构成。

脱丙烷塔2底部设有塔底产品输出管道29。

丙烯塔14顶部设有冷凝循环回路，冷凝循环回路由丙烯塔14顶部依次连接管道15、冷凝器16、管道17、回流罐18、管道19、泵21、管道22形成的回路构成。

丙烯塔设有塔顶精丙烯产品采出管道20，或塔精馏段靠近塔顶处设有精丙烯产品侧线采出管道30。

例如，管道22上接精丙烯产品的输出管道20。或者丙烯塔精馏段设精丙烯产品侧线采出管道30，当原料液化气C2组成不合格时，可通过该管道采出合格的精丙烯；保证精丙烯产品始终合格。

丙烯塔14底部设有塔釜再沸循环回路，塔釜再沸循环回路由丙烯塔14底部依次连接管道23、再沸器24、管道25形成的回路构成。

丙烯塔14塔底设有塔釜产品出口，依次连接输出塔釜产品的管道26、泵27、管道28。

本发明装置用于气体分馏的方法包括：

——控制原料中的C2组分浓度在0.001～0.2％(mol)内，原料液化气经过管道1进入脱丙烷塔2；

——控制脱丙烷塔2的压力为1.6～2.2Mpa，回流液温度为30～50℃；通过调整回流比，可以有效地控制塔顶产品的质量；

脱丙烷塔(2)塔底设有再沸器，用于控制塔底产品质量。

——脱丙烷塔2的塔顶产品直接进入丙烯塔14；

不再象传统流程先经过脱乙烷塔。

——控制丙烯塔14的压力为1.2～2.0Mpa，回流液温度为30～50℃；丙烯塔14的塔底产品为丙烷。

通过调整回流比，可以有效地控制塔顶产品的质量。

脱丙烷塔(2)塔底设有再沸器，用于控制塔底产品质量。丙烯塔(14)的塔底产品为丙烷，塔顶产品为纯度95～99.8％(mol)的精丙烯。

——当原料中C2浓度合格时，丙烯塔产品由塔顶管道20采出。一旦发现原料中C2浓度过高，作为临时措施可从侧线管道30采出精丙烯，同时从回馏罐气相管道31排放少量C2组分。这样就保证了双塔气体分馏装置在原料不合格条件下也能生产出合格的精丙烯产品。一旦原料恢复正常，则仍改回由管道20采出丙烯产品。

本发明与现有技术相比，具有如下优点：

1、流程简单，丙烯回收率高

本发明提出双塔气体分馏新流程，即取消原有的脱乙烷塔，仅保留脱丙烷塔和丙烯塔，使流程更加简单。

双塔新流程是通过降低原料液化气中C2组分浓度至0.001～0.2％(mol)来实现的。本发明避免了丙烯由脱乙烷塔顶气体带出的损失，提高了产品回收率，降低了操作费用，对12万吨气体分馏装置可增加效益873.2万元/年。气体分馏装置可将原料液化气中的丙烯分离并提纯至95～99.8％(mol)纯度。

2、节省了投资和操作费用

本发明取消了脱乙烷塔和附属的机泵、换热器等部件以及连接管道，较大地降低了设备投资。另外，还节省了脱乙烷塔及附属设备的操作维修费用。

具体实施方式

某12万吨气体分馏装置，原采用三塔流程，脱乙烷塔塔顶连续排放脱乙烷气。脱丙烷塔釜液中丙烯浓度控制在0.1％以下，实际分析值经常为零，也即脱丙烷塔塔釜丙烯损失很小，每小时丙烯损失仅10kg左右。丙烯塔釜液丙烷浓度控制在不低于97％，实际丙烷浓度经常在98％左右，其余为丙烯，该釜液每小时丙烯损失控制在60kg以下。装置丙烯回收率长期保持在95％左右，故大部分丙烯损失系由脱乙烷塔塔顶逸出。

该装置于2004年3月进行工业化试验。试验期间根据生产记录有关工艺参数摘要如下：

原料中C2浓度控制在0.03％(mol)以下；

脱丙烷塔操作压力1.78Mpa，回流温度35～36℃，塔顶温度45～47℃，塔釜温度108℃。

丙烯塔操作压力1.36Mpa，回流温度30.7～31℃，塔顶温度32.1～32.4℃，塔釜温度44～44.8℃。

试验连续运转17天，精丙烯产品浓度为99.7～99.92％(mol％)，脱丙烷塔釜液丙烯浓度为0～0.03％(mol％)，丙烯塔釜液浓度为97.3～98.3％(mol％)。

经济效益分析比较

工业装置的优劣，最终体现在经济效益上。现以某12万吨气体分馏装置为研究对象，将按本发明中新流程的计算结果和原有流程进行比较。考察两种流程的产品产量和公用工程消耗，分析各自的经济效益。装置效益计算和产品价格、公用工程价格直接联系，由于这些价格随时间、地域波动较大，因此针对某个气体分馏装置的效益比较必须结合具体情况，进行详细的效益计算才能得到。

效益计算方法

效益计算采用以下的公式：效益＝产品销售收入-操作费用

这里的经济效益分析只是对两种流程的经济效益作比较，因此可以只考虑产品销售收入和操作费用。

与气体分馏装置有关的产品价格和公用工程价格如下：

精丙烯5000元/吨，燃料气1000元/吨，循环水0.5元/吨，蒸汽90元/吨。

效益比较基准

本发明与三塔流程在相同条件下进行比较，规定如下的比较基准：

(1)两种流程原料完全一样；

(2)各产品的质量要求完全一样，精丙烯产品中要求丙烯纯度为99.6％(mol)，丙烷产品中要求丙烷纯度为97％(mol)。

(3)新流程节省的塔釜再沸器负荷按当量蒸气计价，节省的冷凝器负荷按当量循环水计价。

(4)假设原流程脱乙烷气排放燃料气管网。

经济效益计算

丙烯回收率增加产生的经济效益

取消脱乙烷塔后，塔顶气不再排放，则丙烯增产为232kg/hr，若年操作时数按8000小时计，相当于每年可增加丙烯产量1856吨。精丙烯和燃料气差价为4000元/吨，则增加的丙烯回收部分年经济效益为742.4万元。节省脱乙烷塔的操作、维修费用

根据模拟计算，原脱乙烷塔的冷凝器和再沸器的热负荷分别为-0.485Mkcal/h和0.566Mkcal/h。若按循环水和蒸汽进行计价，则水费和蒸汽费分别为24.4万元/年和86.4万元/年。合计110.8万元/年。

脱乙烷塔的设备维修费用按平均20万元/年计。

取消脱乙烷塔后，可减少泵2台，其操作费用节省暂不计入。

对12万吨气体分馏装置上述三项费用节省共计增加效益873.2万元/年。

Claims

1、一种双塔气体分馏装置，由脱丙烷塔(2)、丙烯塔(14)和换热器(4、12、16、24)、泵(10、21、27)、容器(6、18)以及连接它们的管道(3、5、7、9、11、13、15、17、19、22、23、25)所组成；其特征在于脱丙烷塔(2)的顶部设有冷凝循环回路；脱丙烷塔(2)的底部设有塔釜再沸循环回路；丙烯塔(14)顶部设有冷凝循环回路；丙烯塔(14)底部设有塔釜再沸循环回路。

2、根据权利要求1所述的双塔气体分馏装置，其特征在于脱丙烷塔(2)顶部的冷凝循环回路由脱丙烷塔(2)顶部依次连接管道(3)、冷凝器(4)、管道(5)、回流罐(6)、管道(7)、泵(10)、管道(9)形成的回路构成；脱丙烷塔(2)底部的塔釜再沸循环回路由脱丙烷塔(2)底部依次连接管道(11)、再沸器(12)、管道(13)形成的回路构成。

3、根据权利要求1或2所述的双塔气体分馏装置，其特征在于丙烯塔(14)顶部的冷凝循环回路由丙烯塔(14)顶部依次连接管道(15)、冷凝器(16)、管道(17)、回流罐(18)、管道(19)、泵(21)、管道(22)形成的回路构成；丙烯塔(14)底部的塔釜再沸循环回路由丙烯塔(14)底部依次连接管道(23)、再沸器(24)、管道(25)形成的回路构成。

4、根据权利要求1所述的双塔气体分馏装置，其特征在于丙烯塔设有塔顶精丙烯产品采出管道(20)，或塔精馏段靠近塔顶处设有精丙烯产品侧线采出管道(30)。

5、权利要求1所述的装置用于气体分馏的方法，其特征在于包括：

——控制原料液化气中的C2组分浓度在0.001～0.2％mol，原料液化气经过管道(1)进入脱丙烷塔(2)；

——控制脱丙烷塔(2)的压力为1.6～2.2Mpa，回流液温度为30～50℃；通过调整回流比，可以有效地控制塔顶产品的质量；

脱丙烷塔(2)塔底设有再沸器，用于控制塔底产品质量；

——脱丙烷塔(2)的塔顶产品直接进入丙烯塔(14)；

——控制丙烯塔(14)的压力为1.2～2.0Mpa，回流液温度为30～50℃；丙烯塔(14)的塔底产品为丙烷。