CN103542693B - 大型乙烯装置的乙烯深冷分离方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种用于大型乙烯装置的乙烯深冷分离方法；混合气经过预冷，一系列冷却器冷却和组分分离容器分离得到气相和多股液相；气相再经一系列板翅式换热器和组分分离容器分离得到气相和多股液相，液相甲烷减压后经换热器回收冷量后送至下游系统，多股液相中一股液相和减压后的液相甲烷混合，其余液相进入脱甲烷塔，粗氢气产品送入下游系统；多股液相中先凝结的两股液相分别进入预脱甲烷塔，其余股液相分别进入脱甲烷塔；预脱甲烷塔将液相分离为气和液，气送入脱甲烷塔，液送入下游系统；脱甲烷塔将气相分离为甲烷和碳二，送入下游系统，甲烷送至下游系统；本方法减少了30％体积的冷箱，减小了设备和费用，节能降耗，保证了操作的稳定性。

Description

大型乙烯装置的乙烯深冷分离方法
技术领域
本发明涉及一种乙烯深冷分离方法，特别是涉及一种用于大型乙烯装置中含有碳二、碳三、甲烷、氢气等轻烃组分的混合气的深冷分离方法。
背景技术
原料经过管式裂解炉裂解、重油催化裂解或煤制烯烃工艺得到的含有乙烯丙烯组分的混合气体，通过冷却分离液相后，气相进入压缩机升压，之后再经过多次分离最终得到乙烯、丙烯、氢气、甲烷等产品。乙烯工艺深冷分离的作用就是将甲烷和氢气从进料混合物中（主要为氢气、甲烷和碳二等）与碳二分离，氢气作为产品输送至下游装置，甲烷作为乙烯装置的燃料。由于分离原理都基于低温、闪蒸分离，且操作温度最低可至-170℃，因此如何在达到分离要求的前提下合理设计板翅式换热器，达到充分利用冷量是此部分工艺的核心。
乙烯装置深冷分离部分冷量交换系统的设计十分复杂，为了满足换热的要求，深冷分离区大多采用板翅式换热器的冷箱结构。因为低温极易散冷，要求极其严密的绝热保冷，故用绝热材料把换热器和气液分离器均包装在一个箱形物内，称之为冷箱。冷箱具有结构紧凑、换热面积大、可在低温差下有效工作等特点，是乙烯装置进行深冷分离的关键设备之一。
20世纪八九十年代，我国引进的乙烯技术，大多采用图1所示的复杂冷箱流程，依此设计的冷箱通道多、管口多、管口应力复杂、外形尺寸较大，制造比较困难。近些年来，随着乙烯装置生产规模的逐渐增大，特别是百万吨级乙烯装置的建设，按照图1所示的冷箱流程，势必导致冷箱尺寸庞大，给制造、运输、安装等带来了极大的困难。系统的复杂程度越高，出现事故的概率就越大，随着装置规模的不断扩大，一次事故造成的损失也越来越大。针对这种过于复杂的冷箱结构，专利ZL01132960.2公开了一种深冷分离工艺（如图2所示），其冷箱流程相对简单，但是，大流量的裂解气在较高温度（约-40℃）下由组分分配装置3进入板翅换热器19，仍使冷箱处理的物料很多，对大型乙烯装置依然使冷箱尺寸过大，冷箱设计难度增加。
发明内容
本发明的目的是提供一种大型乙烯装置的乙烯深冷分离方法，该方法具有设备布置紧凑、占地面积小，减少投资成本，降低能耗的特点。
本发明所述的一种大型乙烯装置的乙烯深冷分离方法，包括：
a、含有碳二、碳三、氢气、甲烷的混合气首先经过预冷，随后经一系列冷却器冷却和组分分离容器分离得到气相和多股液相；
b、所述a项得到的气相再经一系列板翅式换热器和组分分离容器分离得到气相和多股液相，气相为粗氢气产品，多股液相中其中一股为液相甲烷，液相甲烷减压后经换热器回收冷量后送至下游系统，多股液相中还有一股液相和减压后的甲烷混合，其余股液相经冷量回收后进入脱甲烷塔，粗氢气产品经换热器回收冷量后送入下游系统；
c、所述a项得到的多股液相中，根据气流的方向，先凝结的两股液相分别进入预脱甲烷塔，其余股液相分别进入脱甲烷塔；
d、预脱甲烷塔将所述液相分离为不含碳三的塔顶气和不含甲烷的塔釜液，塔顶气送入脱甲烷塔，塔釜液（该塔釜液的主要成分是碳二、碳三成分）送入下游系统处理；
e、脱甲烷塔将所述液相分离为塔顶气甲烷和塔釜液碳二，塔釜液碳二送入下游系统处理，塔顶气甲烷经换热器回收冷量后送至下游系统。
本发明的方法，其中优选所述混合物预冷至温度为-15℃—-25℃；所述经一系列冷却器冷却后的物料温度为-90℃—-100℃；所述经过一系列换热器后的物料温度为-160℃—-170℃。
本发明的方法，其中优选所述冷却器设有3台，所述板翅式换热器设有5台，所述组分分离容器设有6台。
本发明的方法，其中所述组分分离容器为气液分离设备。
本发明的方法，脱甲烷塔在高压（约3.0MPa）下操作时，在所述脱甲烷塔的塔顶气出口下游设置膨胀-再压缩机，对塔顶气甲烷进行膨胀制冷，为冷却系统提供冷量。
进一步地，上述b项中液相甲烷减压后形成气、液两相，减压后的气、液两相甲烷依次经两台换热器回收冷量后与来至膨胀-再压缩机的甲烷物料混合，混合后的物料再依次经两台换热器回收冷量，之后进入膨胀-再压缩机提升压力，升压后的物料再经过换热器回收冷量后送入下游系统处理。
上述减压后的气、液两相甲烷经一台换热器回收冷量后还可以与来自组分分离容器的一股液相混合，该组分分离容器设置在系统最后一台分离容器的上游，该股液相的主要成分为液相甲烷，此设置有利于维持系统的冷量平衡。
本发明的方法，自脱甲烷塔引出一股液相甲烷送入板翅式换热器，以在系统异常波动时，为冷却系统提供冷量，保证系统的操作稳定性。
本发明的方法，其中优选所述冷却器内设有板翅式换热元件，所述预脱甲烷塔和脱甲烷塔的顶端均设有冷凝器，该冷凝器内设有板翅式换热元件。
本发明的方法，上述混合气可以来自管式裂解炉或重油催化裂解或煤制烯烃工艺经分离得到的含有碳二、碳三组分的混合气体。
本发明的方法，可用于含有碳二、碳三、甲烷等轻烃的混合气通过深冷分离的顺序流程。
本发明方法，混合气先经一系列冷却器冷却和组分分离容器分离得到气相和多股液相，再将得到的气相经一系列板翅式换热器冷凝和组分分离容器分离，冷箱所处理的进料混合气为经过多次冷凝分离的较轻组分。同时将一部分液相物料通过分流进入预脱甲烷塔和脱甲烷塔，减少了进入板翅式换热器的物料量，大大减小了换热器和分离器的工作负荷，缩小了冷箱的设计尺寸，便于制造和运输，同时减少了过多工艺管线与冷箱相连带来的管口应力集中问题，该特点尤其适用于百万吨级的大型乙烯装置。裂解气中的重组分经多级冷却器冷却到-90℃后再进冷箱（换热器和气液分离器），减少了约30％体积的冷箱结构尺寸。
本发明方法中，冷却器内设有板翅式换热元件；预脱甲烷塔和脱甲烷塔采用塔顶置冷凝器，此冷凝器将板翅换热元件设置在回流设备内，冷凝的液体经过重力进行回流，取消了低温回流泵，减小设备投资和运行费用，节能降耗。
本发明方法中，采自脱甲烷塔的液体甲烷进入冷箱的板翅换热器，以在系统异常波动时，为深冷分离系统提供冷量，保证了系统的操作稳定性。
附图说明
图1为上世纪八九十年代乙烯分离工艺的流程示意图；
图2为现有的乙烯深冷分离工艺的流程示意图；
图3为本发明大型乙烯装置的乙烯深冷分离方法的流程示意图。
附图标记说明：1、2、3、5、7、18、19-板翅式换热器；10、12、14、4、6、8-组分分离容器；9、11、13、20、21-冷却器；15-预脱甲烷塔；16-脱甲烷塔；17-膨胀-再压缩机；22-碳三洗涤塔。
具体实施方式
以下结合附图和实施例，对本发明上述的和另外的技术特征和优点作更详细的说明。
实施例1
如图3所示，来自管式裂解炉或重油催化裂解或煤制烯烃工艺中含有碳二、碳三、氢气、甲烷的混合气首先经过压缩、干燥和预冷至-20℃左右后，再经冷却器9冷却至约-50℃后进入组分分离容器10，在组分分离容器10内分离出气相（组成主要为碳二、碳一和氢气）和液相（组成主要为碳一、碳二、碳三和氢气），气相进入冷却器11冷却至-73℃后送入组分分离容器12，液相送入预脱甲烷塔15；在组分分离容器12内继续分离为气相和液相，从组分分离容器12顶部出来的气相经冷却器13冷却至-95℃后进入组分分离容器14，从组分分离容器12底部得到的液相送入预脱甲烷塔15，上游系统的碳二、碳三组分也一同送入预脱甲烷塔15。如上描述，当裂解气中的重组分经三级冷却换热器9、11、13冷却到-95℃后再进冷箱（由换热器1、2、3、5、7和组分分离容器4、6、8组成），减少了约30％体积的冷箱结构尺寸。
预脱甲烷塔15将其内的液相分离为不含碳三的塔顶气和不含甲烷的塔釜液，塔顶气送入脱甲烷塔16，主要成分为碳二、碳三的塔釜液送入下游系统处理。
进入组分分离容器14内的介质进一步被分离为气相和液相，气相的主要成分是碳二、甲烷和氢气，液相的主要成分是碳二和甲烷；该气相进入板翅式换热器3换热冷却至-132℃后进入组分分离容器4，该液相送入脱甲烷塔16。
进入组分分离容器4内的介质继续被分离为气相和液相，气相的主要成分是氢气和甲烷，液相的主要成分是碳二和甲烷；容器4内的气相送入板翅式换热器5冷却至-140—-155℃后进入组分分离容器6，容器4内的液相返回换热器3回收冷量后送入脱甲烷塔16，回收该液相部分的冷量维持了冷箱中的冷量平衡。
以上多股送入脱甲烷塔16的液相被分离为主要成分为甲烷的塔顶气和主要成分为碳二的塔釜液，塔釜液送去下游装置处理，在塔顶气出口的下游设置有膨胀-再压缩机17，对塔顶气甲烷进行膨胀制冷，为冷却系统提供冷量。
进入组分分离容器6内的介质继续被分离为以氢气为主的气相和以甲烷为主的液相；气相送入板翅式换热器7换热冷却至-162.5℃后进入组分分离容器8，在分离容器8内分离为气相粗氢气和液相甲烷，粗氢气依次进入板翅式换热器7、5、3、2、1回收冷量后送去下游系统处理；液相甲烷减压后呈气、液两相（减压的目的是使甲烷的压力降低，温度降低，回收冷量），经换热器7回收部分冷量后与来自组分分离容器6底部的液相混合（组分分离容器6底部的液相主要成分是甲烷），进入换热器5回收冷量后与膨胀-再压缩机17内的甲烷混合，之后依次经换热器3、2回收冷量后进入膨胀-再压缩机17提升压力至0.6Mpa（升压的目的是保证有足够的压力送至下游系统），升压后的物料再经过换热器1回收冷量后送入下游系统处理。
冷却器9、11、13两侧介质工作温度比较接近，类型为全蒸发式换热器，工作原理和普通釜式换热器相同，内部换热元件为板翅式，该类型的冷却器换热效果更好，可以满足温差接近1摄氏度的低温度推动力的传热过程，将需传统的经大型冷箱处理的物料分流来减少冷箱尺寸；在预脱甲烷塔15和脱甲烷塔16的顶端设置冷凝器，此冷凝器中将板翅式换热元件设置在回流设备内，冷凝的液体经过重力进行回流，取消了现有的低温回流泵，减小设备投资和运行费用，节能降耗。预脱甲烷塔15塔顶冷凝器冷却介质为减压后脱甲烷塔16的塔釜液，脱甲烷塔16塔顶冷凝器冷却介质为-101℃的乙烯。
进一步地，本发明方法还将脱甲烷塔16顶部引出液体甲烷依次进入冷箱的板翅换热器3、2、1，以在冷却系统异常波动时，为深冷分离系统提供冷量，保证了系统的操作稳定性。
进一步地，组分分离器10、12、14、4、6、8为气液分离设备，为本领域常规设备。
本发明所述的膨胀-再压缩机为本领域现有常规设备。
本发明的方法，可用于含有碳二、碳三、甲烷等轻烃的混合气通过深冷分离的顺序流程。
本发明的大型乙烯装置的乙烯深冷分离方法，冷箱流程减少了进入板翅式换热器的物料量，大大减小了换热器和组分分离容器的工作负荷，缩小了冷箱的设计尺寸，便于制造和运输，同时减少了过多工艺管线与冷箱相连带来的管口应力集中问题，该特点尤其适用于百万吨级的大型乙烯装置。
对比例1
如图1所示，含有碳二、碳三、氢气、甲烷的气液混合物进入组分分离容器4，在组分分离容器4内分离出气相（组成主要为碳二、碳一和氢气）和液相（组成主要为碳一、碳二、碳三和氢气），气相进入板翅换热器5冷却至-92℃，再经普通冷却器20冷却至-98℃后送入组分分离容器6，液相自组分分离容器6底部排出（组成主要为碳一、碳二、碳三和氢气），从组分分离容器6顶部出来的气相（组成主要为碳一、碳二和氢气）经板翅换热器7冷却至-136℃后进入组分分离容器8，从组分分离容器8底部得到的液相（组成主要为碳一、碳二和氢气）返回板翅换热器7回收冷量。组分分离容器8内的气相（组成主要为碳一和氢气）进入板翅式换热器18换热冷却至-150℃后进入组分分离容器10。
组分分离容器10顶部的气相（组成主要为碳一和氢气）进入板翅式换热器19换热冷却至-169℃后进入组分分离容器12。
进入组分分离容器6内的介质被分离为气相粗氢气和液相甲烷，粗氢气依次进入板翅式换热器19、18、7、5、3、2、1回收冷量后送去下游系统处理；液相甲烷减压后呈气、液两相（减压的目的是使甲烷的压力降低，温度降低，回收冷量），经板翅换热器19回收部分冷量后与来自组分分离容器10底部的液相混合（组分分离容器10底部的液相主要成分是甲烷），进入板翅换热器18、7、5、3、2、1回收冷量后送入下游系统处理。
液相甲烷经板翅式换热器1、2、3、7和冷却器21过冷后作为脱甲烷塔的回流；脱甲烷塔顶气相甲烷经板翅换热器7、5、3、2、1回收冷量后送入下游系统处理。
板翅换热器1、2和3内集成了其它流股进行冷热交换。
以能力为100万吨/年乙烯装置为例，采用对比例的方案通过气液分离设备进入冷箱的物料和采用实施例的方案经气液分离设备进入冷箱的物料对比如表1所示：
表1本发明与现有技术的对比结果
对比项 对比例1 实施例
质量流量（kg/hr） 65283 35055
温度（℃） -72 -97.5
体积流量（m3/hr） 2675 1370
管口尺寸（英寸） 16 12
从表1中可以看出，和本发明实施例相比，对比例1中进入冷箱的物料量（体积）要大（2675m3/hr），进口管口的尺寸也大，因此实施例中冷箱的体积及热负荷要大。而且，由图1可知，对比例的冷箱通道多、板翅换热器1、2和3内集成了比较多的流股进行热交换，管口多、管口应力复杂、外形尺寸较大，制造比较困难。本发明的方法减少了进入板翅式换热器的物料量（1370m3/hr），大大减小了换热器和组分分离容器的工作负荷，缩小了冷箱的设计尺寸，便于制造和运输，同时减少了过多工艺管线与冷箱相连带来的管口应力集中问题，本发明更适用于百万吨级的大型乙烯装置。
对比例2
如图2所示，-20℃左右的含有碳二、碳三、氢气、甲烷的气液两相混合流股进入组分分离容器10后，分离出液相（组分主要为碳三、碳二、碳一及氢气）进入预脱甲烷塔15，由组分分离容器10分离出的气相再经冷却器9冷却后进碳三洗涤塔22底部，液相由碳三洗涤塔22底部进入预脱甲烷塔15。碳三洗涤塔22顶部不含碳三的流股经板翅换热器2及普通换热器11冷却后进入组分分离容器12，在组分分离容器12内分离出气相（组成主要为碳二、碳一和氢气）和液相（组成主要为碳一、碳二和氢气），气相进入冷却器13进一步冷却后送入组分分离容器14，组分分离容器12底部的液相送入碳三洗涤塔22顶部作为回流，降低气相中碳三的含量；在组分分离容器14顶部分离出的气相经板翅换热器3和普通冷却器20冷却后进入组分分离容器4，从组分分离容器14底部得到的液相送入脱甲烷塔16；组分分离容器4顶部分离出的气相经板翅换热器5冷却后进入组分分离容器6，组分分离容器4底部分离出的液相作为进料进入脱甲烷塔16；组分分离容器6顶部分离出的气相（组成主要为碳一和氢气）经板翅换热器7冷却后进入组分分离容器8，组分分离容器6底部分离出的液相（组成主要为碳二、碳一）作为进料进入脱甲烷塔16；组分分离容器8底部的液相和顶部的气相经板翅换热器7、5、3、2、1回收冷量后进入下游系统。
以上多股送入脱甲烷塔16的流股被分离为主要成分为甲烷的塔顶气和主要成分为碳二的塔釜液，塔釜液送去下游装置处理，在塔顶气出口的下游设置有膨胀-再压缩机17，对塔顶气甲烷进行膨胀制冷，为系统提供冷量。
以能力为100万吨/年乙烯装置为例，采用对比例2的方案通过气液分离设备进入冷箱的物料和采用本发明实施例的方案经气液分离设备进入冷箱的物料对比如表2所示：
表2本发明与现有技术的对比结果
对比项 对比例2 实施例
质量流量（kg/hr） 144250 35055
温度（℃） -48 -97.5
体积流量（m3/hr） 3534 1370
管口尺寸（英寸） 20 12
从表2中可以看出，和本发明实施例相比，对比例2中进入冷箱的物料量（体积）要大（3534m3/hr），进口管口的尺寸也大，因此对比例2中冷箱的体积及热负荷要大。本发明的方法减少了进入板翅式换热器的物料量（1370m3/hr），大大减小了换热器和组分分离容器的工作负荷，缩小了冷箱的设计尺寸，便于制造和运输，同时减少了过多工艺管线与冷箱相连带来的管口应力集中问题。组分分离容器12的底部液体作为碳三洗涤塔22的回流液体，该液体能进入碳三洗涤塔22的顶部，则需要在组分分离容器12底部设置升压泵，这对需要增加制作难度比较大的低温泵；或者将设备12布置在高于碳三洗涤塔22的某一高度，这增加了设备布置的难度，因此本发明更适用于百万吨级的大型乙烯装置。

Claims (8)

1.一种大型乙烯装置的乙烯深冷分离方法，包括：
a、含有碳二、碳三、氢气、甲烷的混合气首先经过预冷，随后经一系列冷却器冷却和组分分离容器分离得到气相和多股液相；
b、所述a项得到的气相再经一系列板翅式换热器和组分分离容器分离得到气相和多股液相，气相为粗氢气产品，多股液相中其中一股为液相甲烷，液相甲烷减压后经换热器回收冷量后送至下游系统，多股液相中还有一股液相和所述减压后的液相甲烷混合，其余股液相经冷量回收后进入脱甲烷塔，粗氢气产品经换热器回收冷量后送入下游系统；
c、所述a项得到的多股液相中，根据气流的方向，先凝结的两股液相分别进入预脱甲烷塔，其余股液相分别进入脱甲烷塔；
d、预脱甲烷塔将所述液相分离为不含碳三的塔顶气和不含甲烷的塔釜液，塔顶气送入脱甲烷塔，塔釜液送入下游系统处理；
e、脱甲烷塔将所述液相分离为塔顶气甲烷和塔釜液碳二，塔釜液碳二送入下游系统处理，塔顶气甲烷经换热器回收冷量后送至下游系统；
在所述脱甲烷塔的塔顶气出口下游设置膨胀-再压缩机，对塔顶气甲烷进行膨胀制冷，为冷却系统提供冷量；
所述的b项中的液相甲烷减压后为气、液两相，所述气、液两相甲烷依次经两台换热器回收冷量后与来自膨胀-再压缩机的甲烷物料混合，混合后的物料再依次经两台换热器回收冷量，之后进入膨胀-再压缩机提升压力，升压后的物料再经过换热器回收冷量后送入下游系统处理。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述混合气预冷至温度为-15℃—-25℃；所述经一系列冷却器冷却后的物料温度为-90℃—-100℃；所述经过一系列板翅式换热器后的物料温度为-160℃—-170℃。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述冷却器设有3台，所述板翅式换热器设有5台，所述组分分离容器设有6台。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述组分分离容器为气液分离设备。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述减压后的甲烷经一台换热器回收冷量后与来自组分分离容器的一股液相混合。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：来自脱甲烷塔的一股液相甲烷送入板翅式换热器，以在系统异常波动时，为冷却系统提供冷量，保证系统的操作稳定性。
7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述冷却器内设有板翅式换热元件，所述预脱甲烷塔和脱甲烷塔的顶端均设有冷凝器，该冷凝器内设有板翅式换热元件。
8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：用于含有轻烃的混合气通过深冷分离的顺序流程；所述混合气来自管式裂解炉或重油催化裂解或煤制烯烃工艺经分离得到的含有碳二、碳三组分的混合气体。
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