CN102778073B - 强化气分装置利用余热余压回收丙烯的制冷装置及工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明公开一种强化气分装置利用余热余压回收丙烯的制冷装置及工艺。强化气分装置利用余热余压回收丙烯的制冷装置，安装在气分装置中精丙烯塔（1）塔底与脱乙烷塔（8）塔顶的塔顶冷凝器（7）之间；其包括低温余热换热器（2）、蒸汽喷射器（3）、循环水冷却器（4）、工质泵（5）、热力膨胀阀（6）以及气路管道。本发明强化气分装置利用余热余压回收丙烯的制冷工艺采用上述制冷装置，为75～95℃低温热源找到一处合理热阱，有效增强了脱乙烷塔的分离效率，降低产品干气中丙烯含量以及改善气分装置丙烯回收效果，充分利用装置自身余压和炼化企业工艺物流余热，达到了回收余热余压和提高装置经济效益的双重目的。
Description
技术领域
本发明涉及石油炼制设备及工艺，具体涉及一种强化气分装置利用余热余压回收丙烯的制冷装置及工艺。
背景技术
随着国家节能降耗的政策要求和能源价格上升的影响，余热余压回收利用在当前节约能源中占重要地位。我国炼化企业余热余压分布广泛且基数巨大，尤其是温位在75~95℃的低温余热，可大量来源于循环热媒水系统或常减压蒸馏、催化裂化、延迟焦化等装置内需要循环水冷却的工艺物流，以及催化裂化装置再生烟气经过余热锅炉后的余热余压等。但余热余压能量能级相对较低，回收技术复杂，使得其回收装置一次投资过高和投资回报率低而难以有效实施。余热余压回收利用必须同时满足工艺技术上可行，经济上合理和保护环境等要求，在工艺过程和装置自身优化的基础上，大范围集成应用余热余压综合利用技术，是有效回收利用余热余压的重要途径。
低温余热科学利用的要义是“温度对口、梯级利用”，包括同级利用和升级利用两种形式。利用低温余热制冷是升级利用的重要方法之一，主要采用蒸汽喷射式制冷循环工艺，即用喷射器代替传统压缩式制冷循环中的压缩机，以消耗低品位热源来实现制冷。为有效回收利用低温余热，喷射式制冷装置必须以低沸点制冷剂作为工质；伴随臭氧层破坏日益严峻，制冷剂必须同时满足环境保护的要求。低沸点工质蒸汽喷射式制冷装置的已有研究结果均基于CFC-11氟利昂制冷剂，但对大气臭氧层有破坏作用；HCFC-123氢氟氯烃制冷剂性能与CFC-11接近，对大气臭氧层破坏性低，但价格昂贵，长期过量使用而对臭氧层产生的危害作用仍不可忽视。目前，我国正在研究用碳氢作为新型环保制冷剂，逐步替代市场上现有的空调制冷剂。制冷剂R290，即丙烷，是一种可以从液化气中直接获得、热力性能良好、对臭氧层不具有破坏作用的天然碳氢制冷剂，且价格相对低廉，在适当压力条件下丙烷可以作为蒸汽喷射式制冷装置的优良制冷剂，但目前仍无相关研究报导。
气分装置一般包括脱丙烷塔、脱乙烷塔和精丙烯塔。脱丙烷塔塔顶出来的C3及以下组分，进入脱乙烷塔除去C2及以下组分，脱乙烷塔塔顶得到干气，塔底产品进入精丙烯塔实现丙烯和丙烷的分离，精丙烯塔塔顶出丙烯，塔底出丙烷；精丙烯塔操作压力通常为1.9~2.2MPa，塔底产品物流压力2.0~2.3MPa，丙烯收率是气分装置经济效益的关键指标。一般情况下精丙烯塔塔顶温度根据操作压力和产品质量要求确定，其它条件不变时较低的塔顶温度有利于提高产品纯度，但某些工况下受冷公用工程温度的影响，不得不牺牲产品纯度以降低操作费用。传统的脱乙烷塔塔顶冷凝器采用循环水进行冷却，约40℃的循环水冷凝温度条件下塔顶温度较高，脱乙烷塔分离效率非常低，干气不“干”现象严重，干气中高附加值的丙烯含量高达60%，一定程度上降低了气分装置丙烯收率和经济效益。
发明内容
为了克服现有技术的不足，本发明的目的在于提供一种强化气分装置利用余热余压回收丙烯的制冷装置，为75~95℃低温余热找到一处合理热阱，并且解决气分装置面临的干气不“干”问题,达到回收余热余压和提高经济效益的双重目的。
本发明的另一目的在于提供一种强化气分装置利用余热余压回收丙烯的制冷工艺。
为解决上述问题，本发明所采用的技术方案如下：
一种强化气分装置利用余热余压回收丙烯的制冷装置，安装在气分装置中精丙烯塔（1）塔底与脱乙烷塔（8）塔顶的塔顶冷凝器（7）之间；其包括低温余热换热器（2）、蒸汽喷射器（3）、循环水冷却器（4）、工质泵（5）、热力膨胀阀（6）以及气路管道；塔顶冷凝器（7）与精丙烯塔（1）塔底之间连接第一气路管，低温余热换热器（2）、蒸汽喷射器（3）、循环水冷却器（4）及热力膨胀阀（6）由精丙烯塔（1）塔底向塔顶冷凝器（7）方向依次连接气路管上；塔顶冷凝器（7）与蒸汽喷射器（3）之间连接第二气路管，在蒸汽喷射器（3）、循环水冷却器（4）、热力膨胀阀（6）及塔顶冷凝器（7）之间形成第一回路；工质泵的进口端连接在循环水冷却器（4）与热力膨胀阀（6）之间的第一气路管上，其出口端连接在精丙烯塔（1）塔底与低温余热换热器（2）之间的第一气路管上，低温余热换热器（2）、蒸汽喷射器（3）、循环水冷却器（4）及工质泵（5）形成第二回路；塔顶冷凝器（7）与脱乙烷塔（8）塔顶之间连接有汽液平衡罐（9），且塔顶冷凝器（7）与脱乙烷塔（8）及汽液平衡罐（9）形成第三回路。
所述蒸汽喷射器（3）包括混合室、扩压室、位于混合室上的工作蒸汽入口和引射蒸汽入口以及喷射器出口，混合室与扩压室相通，喷射器出口位于扩压室上；所述工作蒸汽入口与低温余热换热器（2）的出口连接，引射蒸汽入口连接第二气路管。
一种强化气分装置利用余热余压回收丙烯的制冷工艺，其特征在于其包括以下步骤：
1）制冷工质从精丙烯塔塔底出来后为高压饱和液相，高压饱和液相沿第一回路在第二气路管处形成低压引射蒸汽，沿第二回路进工质泵出的高压过冷液相从工质泵出口出来后进入低温余热换热器，在低温余热换热器汽化为饱和蒸汽，即工作蒸汽；
2）工作蒸汽沿第一气路由工作蒸汽入口进入蒸汽喷射器，在蒸汽喷射器的喷嘴出口截面膨胀、加速并降压至低于引射蒸汽压力的状态，与高速卷携进入喷射器引射蒸汽引入口的压力较低的低沸点引射蒸汽在喷射器混合室中混合、经喷射器扩压室减速升压为中压过热蒸汽；
3）中压过热蒸汽进入循环水冷却器变成中压过冷液相，分成两路：一路经工质泵增压至精丙烯塔塔底压力状态，产生的丙烷排出系统，其余部分与精丙烯塔塔底高压饱和液相混合送回低温余热换热器进行循环；另一路通过热力膨胀阀节流减压后，送至脱乙烷塔冷凝器吸热蒸发制冷，变成低压引射蒸汽重新进入喷射器进行循环。
本发明中，上述工艺所述的制冷工质为精丙烯塔塔底物流，其中丙烷的含量为80-90mol%。
本发明中，上述工艺所述高压饱和液相的压力为2.0-2.3MPa。
本发明中，上述工艺所述中压过热蒸汽压力为1.4-1.5MPa。
本发明中，上述工艺所述引射蒸汽入口处的引射蒸汽压力为0.3-0.4MPa。
本发明中，上述工艺所述低温余热换热器所用的低温余热的温度为75~95℃。
相比现有技术，本发明的有益效果在于：本发明为75~95℃低温热源找到一处合理热阱，有效增强了脱乙烷塔的分离效率，降低产品干气中丙烯含量以及改善气分装置丙烯回收效果，干气中丙烯含量仅20mol%左右，有效强化了气分装置总的丙烯回收效率；另外本发明可以避免新制冷工质的引入，充分利用装置自身余压和炼化企业工艺物流余热，达到了回收余热余压和提高装置经济效益的双重目的。
下面结合附图和具体实施方式对本发明作进一步详细说明。
附图说明
图1为本发明的强化气分装置利用余热余压回收丙烯的制冷装置的结构简图；
图2为强化气分装置利用余热余压回收丙烯的制冷工艺过程温熵T-S图；
1-精丙烯塔，2-低温余热换热器，3-蒸汽喷射器，4-循环水冷却器，5-工质泵，6-膨胀阀，7-塔顶冷凝器，8-脱乙烷塔，9-汽液平衡罐。其中a-高压过冷液相，b-高压饱和蒸汽，c-低压过热蒸汽，d-中压过热蒸汽，e-中压过冷液相，f-低压汽液两相，g-低压过热气相，P1-工作蒸汽压力，P2-喷射器出口压力，P3-引射蒸汽压力。
具体实施方式
如图1所示，本发明所述的强化气分装置利用余热余压回收丙烯的制冷装置10，安装在气分装置中精丙烯塔1塔底与脱乙烷塔8塔顶的塔顶冷凝器7之间；其包括低温余热换热器2、蒸汽喷射器3、循环水冷却器4、工质泵5、热力膨胀阀6以及气路管道；塔顶冷凝器7与精丙烯塔1塔底之间连接第一气路管，低温余热换热器2、蒸汽喷射器3、循环水冷却器4及热力膨胀阀6由精丙烯塔1塔底向塔顶冷凝器7方向依次连接气路管上；塔顶冷凝器7与蒸汽喷射器3之间连接第二气路管，在蒸汽喷射器3、循环水冷却器4、热力膨胀阀6及塔顶冷凝器7之间形成第一回路；工质泵的进口端连接在循环水冷却器4与热力膨胀阀6之间的第一气路管上，其出口端连接在精丙烯塔1塔底与低温余热换热器2之间的第一气路管上，低温余热换热器2、蒸汽喷射器3、循环水冷却器4及工质泵5形成第二回路；塔顶冷凝器7与脱乙烷塔8塔顶之间连接有汽液平衡罐9，且塔顶冷凝器7与脱乙烷塔8及汽液平衡罐9形成第三回路。
本发明所述蒸汽喷射器3包括混合室、扩压室、位于混合室上的工作蒸汽入口和引射蒸汽入口以及喷射器出口，混合室与扩压室相通，喷射器出口位于扩压室上；所述工作蒸汽入口与低温余热换热器2的出口连接，引射蒸汽入口连接第二气路管。
一种强化气分装置利用余热余压回收丙烯的制冷工艺，具体步骤为：利用气分装置精丙烯塔1塔底2.0~2.3MPa的产品物流作为制冷工质，制冷工质中丙烷含量为80mol%~90mol%，同时以75~95℃的低温余热作为工质汽化的热源，制冷工质从塔底出来压力为P1高压饱和液相，进入制冷循环系统与工质泵5出口处的高压液相混合，变为过冷液相a，压力为P1，再经由低温余热换热器2被75~95℃的物流汽化成为饱和蒸汽，即工作蒸汽b，压力为P1；工作蒸汽b经工作蒸汽引入口进入喷射器3，在喷嘴出口截面膨胀、加速并降压至压力＜P3的状态c，与高速卷携进入喷射器3引射蒸汽引入口的压力为P3的引射蒸汽g在喷射器3中的混合室混合，再经喷射器扩压室减速升压为压力为P2的中压过热蒸汽d；中压过热蒸汽d进入循环水冷却器4变为压力为P2的中压过冷液相e，中压过冷液相e分流为两路：一路经工质泵5增压至精丙烯塔1塔底压力状态，产生的丙烯产品排出系统，其余部分与精丙烯塔1塔底产品混合成变为过冷液相a，并送回低温余热换热器2进行循环；另一路通过膨胀阀6节流减压后变为压力为P3的低压汽液两相f，送至脱乙烷塔8塔顶冷凝器7吸热蒸发制冷，变成低压引射蒸汽g，从引射蒸汽引入口进入喷射器3中进行循环。其中工作蒸汽b在整个喷射器3中的流动为降压熵增过程，即压力变化为P1→P2；而引射蒸汽g的流动则为升压熵减过程，即压力变化为P3→P2。
本发明中引射系数是体现蒸汽喷射式制冷循环工作效率的关键参数，即引射蒸汽g与工作蒸汽b的流量比，亦即中压过冷液相e的分流比例，与喷射器的三个压力等级密切相关：工作蒸汽压力P1、喷射器出口压力P2和引射蒸汽压力P3。喷射器混合过程中工作蒸汽b的压力能转移给引射蒸汽g，工作蒸汽压力变化为P1→P2，引射蒸汽压力变化为P2→P3。由于混合过程能量守恒，因此引射系数大小随(P1-P2)/(P2-P3)同向变化，因此必须对各个压力等级进行权衡调控，以保证制冷循环能量守恒要求和经济效益。工作蒸汽压力P1取决于精丙烯塔塔底物流的操作压力，同时与低温余热密切关联，即必须保证经过75~95℃低温余热换热器2后制冷工质能够变为饱和蒸汽，一般情况下P1约为2.0~2.3MPa；喷射器出口压力P2由循环水温度决定，即必须保证经过40℃左右的循环水冷却器4后制冷工质能够变为过冷液相，一般情况下P2约为1.4~1.5MPa；引射蒸汽压力P3由脱乙烷塔8的分离精度决定，即保证干气丙烯含量小于20mol%前提下通过权衡引射蒸汽温度和流量后所得，一般情况下P3约为0.3~0.4MPa，制冷工质进脱乙烷塔塔顶冷凝器7前温度为-12~-4℃。
强化气分装置利用余热余压回收丙烯的制冷装置为脱乙烷塔塔顶冷凝器7提供冷源并降低其操作温度。根据精馏原理，随着塔顶冷凝器7操作温度的下降，汽液平衡罐9气相馏分中重组分含量降低而液相馏分中重组分含量升高，即产品干气的丙烯含量降低而回流液的丙烯含量升高，回流液又自上而下引起各塔板平衡级汽液组成的变化，使得塔底液相产品的丙烯含量升高。因此利用制冷系统降低冷凝器操作温度，可以有效增强脱乙烷塔分离效率，降低产品干气中丙烯含量以及改善气分装置丙烯回收效果。若脱乙烷塔塔顶冷凝器7操作温度降至约20℃，干气中丙烯含量可以降至约20mol%。
以下是强化气分装置利用余热余压回收丙烯的制冷工艺的具体实施例。
实施例1
现采用某石化企业300kt/a气分装置利用本发明的制冷装置，按照上述步骤进行模拟，本实施例各压力等级确定情况见表1，工作蒸汽压力取P1=2.1MPa，喷射器出口压力取P2=1.5MPa，引射蒸汽压力取P3=0.4MPa。各状态点的物性数据见表2，制冷循环工作参数见表3，相应工况下制冷工质引射系数约0.253，热能利用系数约0.227。
表1实施例1中三个压力等级物性数据
| 等级 | 压力，MPa | 泡点，℃ | 露点，℃ | 决定因素 |
| P1 | 2.1 | 61.5 | 64.0 | 精丙烯塔塔底物流的操作压力 |
| P2 | 1.5 | 45.6 | 48.6 | 循环水温度40℃ |
| P3 | 0.4 | -4 | 0 | 干气丙烯是否大于20mol% |
表2实施例1中各状态点物性数据
| 状态点 | 压力，MPa | 温度，℃ | 相态 |
| 状态a | 2.1 | 41.3 | 高压过冷液相 |
| 状态b | 2.1 | 64.0 | 高压饱和液相 |
| 状态c | ＜0.4 | 低压过热蒸汽 | |
| 状态d | 1.5 | 50.5 | 中压过热蒸汽 |
| 状态e | 1.5 | 40 | 中压过冷液相 |
| 状态f | 0.4 | -3.4 | 低压汽液两相 |
| 状态g | 0.4 | 15 | 低压过热蒸汽 |
表3实施例1中蒸汽喷射式制冷循环工作参数
| 项目 | 单位 | 数值 |
| 引射蒸汽流量 | kg/s | 5.0 |
| 工作蒸汽流量 | kg/s | 19.7 |
| 引射系数 | 0.253 | |
| 塔顶冷凝器负荷 | MW | 1.45 |
| 余热换热器负荷 | MW | 6.40 |
| 热能利用系数 | 0.227 | |
| 工质泵功率 | MW | 0.03 |
实施例2
现采用某石化企业300kt/a气分装置利用本发明的制冷装置，按照上述步骤进行模拟，本实施例各压力等级确定情况见表4，工作蒸汽压力取P1=2.0MPa，喷射器出口压力取P2=1.4MPa，引射蒸汽压力取P3=0.3MPa。各状态点的物性数据见表5，制冷循环工作参数见表6，相应工况下制冷工质引射系数约0.234，热能利用系数约0.225。
表4：实施例2中三个压力等级物性数据
| 等级 | 压力，MPa | 泡点，℃ | 露点，℃ | 决定因素 |
| P1 | 2.0 | 59.0 | 62.5 | 精丙烯塔塔底物流的操作压力 |
| P2 | 1.4 | 43.4 | 45.6 | 循环水温度40℃ |
| P3 | 0.3 | -12 | -7.5 | 干气丙烯是否大于20mol% |
表5：实施例2中各状态点物性数据
| 状态点 | 压力，MPa | 温度，℃ | 相态 |
| 状态a | 2.0 | 40.0 | 高压过冷液相 |
| 状态b | 2.0 | 62.5 | 高压饱和液相 |
| 状态c | ＜0.3 | 低压过热蒸汽 | |
| 状态d | 1.4 | 49.5 | 中压过热蒸汽 |
| 状态e | 1.4 | 40 | 中压过冷液相 |
| 状态f | 0.3 | -9.5 | 低压汽液两相 |
| 状态g | 0.3 | 15 | 低压过热蒸汽 |
表6实施例2中蒸汽喷射式制冷循环工作参数
| 项目 | 单位 | 数值 |
| 引射蒸汽流量 | kg/s | 4.7 |
| 工作蒸汽流量 | kg/s | 20.1 |
| 引射系数 | 0.234 | |
| 塔顶冷凝器负荷 | MW | 1.45 |
| 低温余热换热器负荷 | MW | 6.45 |
| 热能利用系数 | 0.225 | |
| 工质泵功率 | MW | 0.03 |
实施例3
现采用某石化企业300kt/a气分装置利用本发明的制冷装置，按照上述步骤进行模拟，本实施例各压力等级确定情况见表7，工作蒸汽压力取P1=2.3MPa，喷射器出口压力取P2=1.5MPa，引射蒸汽压力取P3=0.4MPa。各状态点的物性数据见表8，制冷循环工作参数见表9，相应工况下制冷工质引射系数约0.255，热能利用系数约0.228。
表7：实施例3中三个压力等级物性数据
| 等级 | 压力，MPa | 泡点，℃ | 露点，℃ | 决定因素 |
| P1 | 2.3 | 63.5 | 66.5 | 精丙烯塔塔底物流的操作压力 |
| P2 | 1.5 | 45.6 | 48.6 | 循环水温度40℃ |
| P3 | 0.4 | -4 | 0 | 干气丙烯是否大于20mol% |
表8：实施例3中各状态点物性数据
| 状态点 | 压力，MPa | 温度，℃ | 相态 |
| 状态a | 2.3 | 43.5 | 高压过冷液相 |
| 状态b | 2.3 | 66.5 | 高压饱和液相 |
| 状态c | ＜0.4 | 低压过热蒸汽 | |
| 状态d | 1.5 | 50.5 | 中压过热蒸汽 |
| 状态e | 1.5 | 40 | 中压过冷液相 |
| 状态f | 0.4 | -3.4 | 低压汽液两相 |
| 状态g | 0.4 | 15 | 低压过热蒸汽 |
表9实施例3中蒸汽喷射式制冷循环工作参数
| 项目 | 单位 | 数值 |
| 引射蒸汽流量 | kg/s | 5.0 |
| 工作蒸汽流量 | kg/s | 19.6 |
| 引射系数 | 0.255 | |
| 塔顶冷凝器负荷 | MW | 1.45 |
| 余热换热器负荷 | MW | 6.35 |
| 热能利用系数 | 0.228 | |
| 工质泵功率 | MW | 0.03 |
对比实施例1
在相同的条件下，比较气分装置回收丙烯的工艺在改造前后能耗与干气中丙烯含量，传统的以循环水作为脱乙烷塔的塔顶冷凝器7的冷凝介质的工况为：冷凝器工作温度约43.4℃，分离效率较低，干气中丙烯含量高达60mol%；本发明所用制冷工质作为脱乙烷塔的塔顶冷凝器7冷凝介质，冷凝器7操作温度约19.4℃，可以有效增强脱乙烷塔分离效果，干气中丙烯含量仅20mol%左右，具体的比较结果见表10。以某石化企业300kt/a气分装置来计算，采用本发明的强化气分装置利用余热余压回收丙烯的工艺可以多回收丙烯151kg/h，有效强化了气分装置总的丙烯回收效率；另外本发明可以避免新制冷工质的引入，充分利用装置自身余压和炼化企业工艺物流余热，经济效益明显。
表10：工艺改造前后能耗与干气中丙烯含量对比
| 项目 | 工艺改造前 | 工艺改造后 |
| 余热换热器负荷，MW | 无 | 6.40 |
| 塔顶冷凝器负荷，MW | 1.39 | 1.45 |
| 塔顶冷凝器温度，℃ | 43.4 | 19.4 |
| 脱乙烷塔顶再沸器负荷，MW | 1.63 | 1.69 |
| 干气中丙烯含量，mol% | 60 | 20 |
上述实施方式仅为本发明的优选实施方式，不能以此来限定本发明保护的范围，本领域的技术人员在本发明的基础上所做的任何非实质性的变化及替换均属于本发明所要求保护的范围。
Claims (6)
1. 制冷装置强化气分装置利用余热余压回收丙烯的制冷工艺，其特征在于其包括以下步骤：
1）制冷工质从精丙烯塔塔底出来后为高压饱和液相，高压饱和液相沿第一回路在第二气路管处形成低压引射蒸汽，沿第二回路进工质泵出的高压过冷液相从工质泵出口出来后进入低温余热换热器，在低温余热换热器汽化为饱和蒸汽，即工作蒸汽；
2）工作蒸汽沿第一气路由工作蒸汽入口进入蒸汽喷射器，在蒸汽喷射器的喷嘴出口截面膨胀、加速并降压至低于引射蒸汽压力的状态，与卷携进入喷射器引射蒸汽引入口的压力较低的低沸点引射蒸汽在喷射器混合室中混合、经喷射器扩压室减速升压为中压过热蒸汽；
3）中压过热蒸汽进入循环水冷却器变成中压过冷液相，分成两路：一路经工质泵增压至精丙烯塔塔底压力状态，产生的丙烷排出系统，其余部分与精丙烯塔塔底高压饱和液相混合送回低温余热换热器进行循环；另一路通过热力膨胀阀节流减压后，送至脱乙烷塔冷凝器吸热蒸发制冷，变成低压引射蒸汽重新进入喷射器进行循环。
2.根据权利要求1所述的制冷工艺，其特征在于：所述制冷工质为精丙烯塔塔底物流，其中丙烷的含量为80-90mol%。
3.根据权利要求1所述的制冷工艺，其特征在于：所述高压饱和液相的压力为2.0-2.3 MPa。
4.根据权利要求1所述的制冷工艺，其特征在于：所述中压过热蒸汽压力为1.4-1.5MPa。
5.根据权利要求1所述的制冷工艺，其特征在于：所述引射蒸汽引入口处的引射蒸汽压力为0.3- 0.4MPa。
6.根据权利要求1所述的制冷工艺，其特征在于：所述低温余热换热器所用的低温余热的温度为75~95℃。
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