CN108036583A - 一种混合烷烃反应产物膨胀制冷分离系统及其方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种混合烷烃反应产物膨胀制冷分离系统及其方法。系统包括一级换热器、第一节流阀、第二节流阀、二级换热器、高压膨胀发电机、低压膨胀发电机、第三节流阀、高压膨胀出口分离器、低压膨胀出口分离器、第四节流阀、液体产品泵、第五节流阀、液体产品闪蒸罐、第六节流阀、反应产物二级分离器、第七节流阀、反应产物一级分离器、以及新鲜原料、反应产物、气相分离物和液相分离物等管路；本发明解决了传统混合烷烃膨胀制冷分离工艺C3+回收率低、分离物纯度低、可操作性和适应性不足以及能耗高的问题，实现了在保证干气产品高纯度的同时减少设备数量，增强了装置可操作性和适应性，液体产品中C3/C4回收率高达99.92％，换热效率高，系统能耗低。

Description

一种混合烷烃反应产物膨胀制冷分离系统及其方法
技术领域
本发明涉及化工分离系统，尤其涉及一种混合烷烃反应产物膨胀制冷分离系统及其工艺方法。
背景技术
反应产物分离系统是工厂的关键装置，决定了工厂的装置能力、产品回收率和能耗。该分离系统在原料气参数满足要求的情况下，主要生产三种产品：富含丙烯以及比其更重的烃类的液体产品、干气产品和联合进料。对于液体产品，该分离系统需要把原料气中的大部分的丙烷、丙烯及异丁烷+异丁烯等重烃都分离出来，其回收率要在99.9％以上才能保证下一个工段正常工作。对于干气产品，主要包含来自反应产物的轻于乙烷的烃类和氢气，并从这股物流中抽出一定数量的物料作为循环气，其纯度决定了下游分离制氢的能耗，因此氢气的浓度要求在92.5％以上，C3+以上的重烃含量要小于0.055％。对于联合进料，是丙烷脱氢反应器所需物料，需要确保联合进料在分离系统中能全部气化
采用化工设备的特有作用对特有的混合物根据其物理性质和化学性质的差异对其进行分离的过程称为化工分离，目前国内装置采用的主要工艺方式有冷剂循环制冷、膨胀制冷和混合制冷。针对混合烷烃反应产物，进口设备能耗低、换热效率高、分离物纯度高，但是价格昂贵、维护成本高。目前国产化的装置大多采用ISS(标准工业单级)膨胀制冷工艺，该工艺技术成熟，应用广泛，但是装置开车状况不理想，C3+平均回收率偏低，可操作性和适应性不足，膨胀制冷工艺流程单一。
发明内容
本发明的目的是克服现有技术的不足，提供一种混合烷烃反应产物膨胀制冷分离系统及其方法。
本发明的混合烷烃反应产物膨胀制冷分离系统，包括一级换热器、第一节流阀、第二节流阀、二级换热器、高压膨胀发电机、低压膨胀发电机、第三节流阀、高压膨胀出口分离器、低压膨胀出口分离器、第四节流阀、液体产品泵、第五节流阀、液体产品闪蒸罐、第六节流阀、反应产物二级分离器、第七节流阀、反应产物一级分离器；
反应产物管路经一级换热器换热后与反应产物一级分离器连接；反应产物一级分离器下部的液相分离物管路穿过第七节流阀并进入一级换热器，然后接入液体产品闪蒸罐；反应产物一级分离器的上部通过反应产物管路进入二级换热器换热，然后接入反应产物二级分离器；
反应产物二级分离器下部的液相分离物管路穿过第六节流阀接入液体产品闪蒸罐，其反应产物二级分离器的上部通过气相分离物管路进入二级换热器换热，换热后通过高压膨胀发电机然后接入高压膨胀出口分离器；
高压膨胀出口分离器下部的液相分离物管路穿过第五节流阀接入液体产品闪蒸罐；高压膨胀出口分离器的上部通过气相分离物管路接入二级换热器，并在二级换热器内分为支流a和支流b，支流a从二级换热器接出，然后经过一级换热器后从干气产品出口接出；支流b从二级换热器接出后通过低压膨胀发电机接入低压膨胀出口分离器；
低压膨胀出口分离器下部的液相分离物管路穿过第四节流阀接入液体产品闪蒸罐，低压膨胀出口分离器上部通过气相分离物管路进入二级换热器，在二级换热器内作为支流c；
液体产品闪蒸罐的上部通过气相分离物管路先经过二级换热器，然后进入一级换热器，并从闪蒸汽出口接出；液体产品闪蒸罐下部的液相分离物管路穿过液体产品泵接入一级换热器，然后从液体产品出料口接出；
新鲜原料管路进入一级换热器，在一级换热器分为主流和支流d；支流d从一级换热器接出后穿过第一节流阀再进入一级换热器；主流从一级换热器接出后分为支流e和支流f，支流e穿过第二节流阀进入一级换热器，支流f经过二级换热器然后穿过第三节流阀再进入二级换热器，并在二级换热器内与所述的支流c汇合，汇合后的流股接入一级换热器，在一级换热器内与支流e和支流d汇合，并从联合进料口接出。
优选的，所述的一级换热器为板翅式换热器所述的二级换热器为板翅式换热器。
本发明还公开了一种所述系统的混合烷烃反应产物膨胀制冷分离方法，包括以下步骤：
1)反应产物和新鲜原料分别从第一进料口和第二进料口进入一级换热器作为热流，一级换热器中的联合进料、干气产品、液体产品、闪蒸气作为冷流，冷流与热流在一级换热器中进行热量交换，被冷凝后的反应产物进入反应产物一级分离器中进行气相与液相分离，被冷凝后的部分新鲜原料通过支流f进入二级换热器；
2)从反应产物一级分离器中分离出来的气相分离物和通过支流f进入二级换热器的新鲜原料作为热流，二级换热器中的联合进料、干气产品、高压膨胀机物流气、循环氢气作为冷流，冷流与热流在二级换热器中进行热量交换，被再次冷凝后的反应产物进入反应产物二级分离器中进行气相与液相分离；
3)从反应产物二级分离器中分离出来的气相分离物进入二级换热器加热，然后作为物流进入高压膨胀发电机进行膨胀制冷；膨胀后的物流进入高压膨胀出口分离器进行气相和液相分离，分离出的气相分离物一部分进入支流a作为干气产品，在二级换热器中加热，然后进入一级换热器复热，并从其干气产品出口流出，另一部分气相分离物进入支流b作为循环氢气在二级换热器中复热，然后作为物流进入低压膨胀发电机进行膨胀制冷，膨胀后的物流进入低压膨胀出口分离器进行气相和液相分离，分离出的气相分离物进入支流c，与支流f中的新鲜原料混合，作为预混合的联合进料为二级换热器提供冷流；
4)预混合的联合进料出二级换热器，然后进入一级换热器，再与支流e和支流d中的新鲜原料混合作为联合进料，为一级换热器提供冷流；
5)高压膨胀出口分离器、低压膨胀出口分离器、反应产物二级分离器和反应产物一级分离器中的液相分离物分别经过第五节流阀、第四节流阀、第六节流阀和第七节流阀节流降压后进入液体产品闪蒸罐；液体产品闪蒸罐中分离出的闪蒸汽依次经二级换热器和一级换热器复热成常流出；液体产品闪蒸罐中分离出的液相分离物经过液体产品泵加压后进入一级换热器复热成常温，作为液体产品流出。
优选的，所述进入一级换热器的反应产物为含有氢气和烃类混合物的蒸汽物流，温度为42～50℃，压力为1～1.08MPa。
优选的，所述的新鲜原料为液体烃，压力为1.02～1.1MPa。
优选的，所述的液体产品泵内的操作-30～-20℃，操作压力为4.4～4.5MPa。
优选的，所述的一级换热器中的联合进料的温度为40～50℃，压力为0.27～0.28MPa。
优选的，所述的反应产物一级分离器内操作温度为-40～-60℃，所述的反应产物二级分离器内操作温度为-100～-125℃。
优选的，所述的高压膨胀发电机为膨胀发电型式，发电量为450～550kW，操作压力为10到6公斤表压，所述的低压膨胀发电机也为膨胀发电型式，发电量为450～550kW，操作压力为6到4公斤表压。
采用本发明，新鲜原料与反应产物在同一台换热器内与冷物料进行热量交换，能够充分发挥板翅式换热器多股物流同时换热的优势，提高换热温差，液体产品中C3/C4回收率高达99.92％；一级换热器采用四组换热芯体并联组成，冷箱配管完全对称布置，极大提高了换热效率，降低了系统能耗；采用两个温度点来分离C3/C4重烃，第二个分离温度点较低，能够在保证干气产品纯度要求的同时减少设备数量，增强了装置的可操作性和适应性；严格控制操作温度和压力，使联合进料保持全部气化；过热气体进入膨胀机组膨胀制冷，避免了饱和气体可能带液进入膨胀机入口破坏膨胀机入口导叶轮的问题，提高了膨胀机的稳定性。
附图说明
图1为混合烷烃反应产物膨胀制冷分离系统示意图；
图2为一级换热器进料口和出料口分布示意图；
图3为二级换热器进料口和出料口分布示意图。
图中，一级换热器1、第一节流阀2、第二节流阀3、二级换热器4、高压膨胀发电机5、低压膨胀发电机6、第三节流阀7、高压膨胀出口分离器8、低压膨胀出口分离器9、第四节流阀10、液体产品泵11、第五节流阀12、液体产品闪蒸罐13、第六节流阀14、反应产物二级分离器15、第七节流阀16、反应产物一级分离器17。
具体实施方式
如图2和3所示，分别示出了本发明的一个实施例中的一级换热器1和二级换热器4的各出料口和进料口的位置。
下面结合图1-图3，对本发明做进一步的说明。
本发明实施例中的一种混合烷烃反应产物膨胀制冷分离系统,包括一级换热器1、第一节流阀2、第二节流阀3、二级换热器4、高压膨胀发电机5、低压膨胀发电机6、第三节流阀7、高压膨胀出口分离器8、低压膨胀出口分离器9、第四节流阀10、液体产品泵11、第五节流阀12、液体产品闪蒸罐13、第六节流阀14、反应产物二级分离器15、第七节流阀16、反应产物一级分离器17、新鲜原料管路、反应产物管路、气相分离物管路和液相分离物管路，所述的一级换热器1和二级换热器4为板翅式换热器；
反应产物管路从一级换热器1的第一进料口接入，从第六出料口接出，并与反应产物一级分离器17连接；反应产物一级分离器17下部的液相分离物管路穿过第七节流阀16从一级换热器1的第三进料口接入，从第五出料口接出，然后接入液体产品闪蒸罐13；反应产物一级分离器17的上部通过反应产物管路从二级换热器4的第一进料口接入，从第六出料口接出，然后接入反应产物二级分离器15；
反应产物二级分离器15下部的液相分离物管路穿过第六节流阀14接入液体产品闪蒸罐13，其上部通过气相分离物管路从二级换热器4的第四进料口接入，并从其第七出料口接出，通过高压膨胀发电机5然后接入高压膨胀出口分离器8；
高压膨胀出口分离器8下部的液相分离物管路穿过第五节流阀12接入液体产品闪蒸罐13；高压膨胀出口分离器8的上部通过气相分离物管路接入二级换热器4的第五进料口，其一支流a从第二出料口接出，然后接入一级换热器1的第五进料口，并从其第二出料口接出；另一支流b从二级换热器4的第六出料口接出，通过低压膨胀发电机6接入低压膨胀出口分离器9；
低压膨胀出口分离器9下部的液相分离物管路穿过第四节流阀10接入液体产品闪蒸罐13，其上部通过气相分离物管路从二级换热器4的第六进料口接入，作为支流c；
液体产品闪蒸罐13的上部通过气相分离物管路从二级换热器4的第三进料口接入，从第一出料口接出，然后接入一级换热器1的第四进料口，并从其第一出料口接出；液体产品闪蒸罐13下部的液相分离物管路穿过液体产品泵11接入一级换热器1的第七进料口，然后从其第四出料口接出；
新鲜原料管路从一级换热器1的第二进料口接入，其一支流d从第八出料口接出，穿过第一节流阀2接入第八进料口；另一支流从第七出料口接出，然后一支流e穿过第二节流阀3接入第九进料口，另一支流f从二级换热器4的第二进料口接入，从第五出料口接出，然后穿过第三节流阀7接入其第七进料口，与支流c汇合，并从第三出料口接出，然后接入一级换热器1的第六进料口，再与支流e和支流d汇合，并从第三出料口接出。
一种混合烷烃反应产物膨胀制冷分离系统的一级换热器1的第六进料口、第八进料口和第九进料口在一级换热器1内部汇流后从第三出料口接出。
一种混合烷烃反应产物膨胀制冷分离系统的二级换热器4的第六进料口和第七进料口在二级换热器4内部汇流后从第三出料口接出。
如图1～3所示，一种如权利要求1所述的混合烷烃反应产物膨胀制冷分离工艺方法，包括以下步骤：
1)反应产物和新鲜原料分别从第一进料口和第二进料口进入一级换热器1作为热流，一级换热器1中的联合进料、干气产品、液体产品、闪蒸气作为冷流，冷流与热流在一级换热器1中进行热量交换，被冷凝后的反应产物进入反应产物一级分离器17中进行气相与液相分离，被冷凝后的部分新鲜原料通过支流f进入二级换热器4；
2)从反应产物一级分离器17中分离出来的气相分离物和通过支流f进入二级换热器4的新鲜原料作为热流，二级换热器4中的联合进料、干气产品、高压膨胀机物流气、循环氢气作为冷流，冷流与热流在二级换热器4中进行热量交换，被再次冷凝后的反应产物进入反应产物二级分离器15中进行气相与液相分离；
3)从反应产物二级分离器15中分离出来的气相分离物通过第四进料口进入二级换热器4加热，然后作为物流进入高压膨胀发电机5进行膨胀制冷；膨胀后的物流进入高压膨胀出口分离器8进行气相和液相分离，分离出的气相分离物一部分进入支流a作为干气产品，在二级换热器4中加热，并从第二出料口出二级换热器4，然后从第五进料口进入一级换热器1复热，并从其第二出料口流出，另一部分气相分离物进入支流b作为循环氢气在二级换热器4中复热，然后作为物流进入低压膨胀发电机6进行膨胀制冷，膨胀后的物流进入低压膨胀出口分离器9进行气相和液相分离，分离出的气相分离物进入支流c，与支流f中的新鲜原料混合，作为预混合的联合进料为二级换热器4提供冷流；
4)预混合的联合进料从第三出料口出二级换热器4，然后从第六进料口进入一级换热器1，再与支流e和支流d中的新鲜原料混合作为联合进料，为一级换热器1提供冷流，并从第三出料口流出；
5)高压膨胀出口分离器8、低压膨胀出口分离器9、反应产物二级分离器15和反应产物一级分离器17中的液相分离物分别经过第五节流阀12、第四节流阀10、第六节流阀14和第七节流阀16节流降压后进入液体产品闪蒸罐13；液体产品闪蒸罐13中分离出的闪蒸汽依次经二级换热器4和一级换热器1复热成常流出；液体产品闪蒸罐13中分离出的液相分离物经过液体产品泵11加压后从第七进料口进入一级换热器1复热成常温，作为液体产品流出。
根据本发明的另一个具体实施例，本发明所述的一级换热器1和二级换热器4中的反应产物为含有氢气和烃类混合物的蒸汽物流，温度为42～50℃，压力为1～1.08MPa；所述的一级换热器1和二级换热器4中的新鲜原料为液体烃，压力为1.02～1.1MPa；所述的液体产品泵11内的操作-30～-20℃，操作压力为4.4～4.5MPa；所述的二级换热器4中的预混合的联合进料和一级换热器1中的联合进料的温度为40～50℃，压力为0.27～0.28MPa；所述的反应产物一级分离器17内操作温度为-40～-60℃，所述的反应产物二级分离器15内操作温度为-100～-125℃；所述的高压膨胀发电机5为膨胀发电型式，发电量为450～550kW，操作压力为10到6公斤表压，所述的低压膨胀发电机6也为膨胀发电型式，发电量为450～550kW，操作压力为6到4公斤表压。

Claims (10)

1.一种混合烷烃反应产物膨胀制冷分离系统，其特征在于包括一级换热器(1)、第一节流阀(2)、第二节流阀(3)、二级换热器(4)、高压膨胀发电机(5)、低压膨胀发电机(6)、第三节流阀(7)、高压膨胀出口分离器(8)、低压膨胀出口分离器(9)、第四节流阀(10)、液体产品泵(11)、第五节流阀(12)、液体产品闪蒸罐(13)、第六节流阀(14)、反应产物二级分离器(15)、第七节流阀(16)、反应产物一级分离器(17)；
反应产物管路经一级换热器(1)换热后与反应产物一级分离器(17)连接；反应产物一级分离器(17)下部的液相分离物管路穿过第七节流阀(16)并进入一级换热器(1)，然后接入液体产品闪蒸罐(13)；反应产物一级分离器(17)的上部通过反应产物管路进入二级换热器(4)换热，然后接入反应产物二级分离器(15)；
反应产物二级分离器(15)下部的液相分离物管路穿过第六节流阀(14)接入液体产品闪蒸罐(13)，反应产物二级分离器(15)的上部通过气相分离物管路进入二级换热器(4)换热，换热后通过高压膨胀发电机(5)然后接入高压膨胀出口分离器(8)；
高压膨胀出口分离器(8)下部的液相分离物管路穿过第五节流阀(12)接入液体产品闪蒸罐(13)；高压膨胀出口分离器(8)的上部通过气相分离物管路接入二级换热器(4)，并在二级换热器(4)内分为支流a和支流b，支流a从二级换热器(4)接出，然后经过一级换热器(1)后从干气产品出口接出；支流b从二级换热器(4)接出后通过低压膨胀发电机(6)接入低压膨胀出口分离器(9)；
低压膨胀出口分离器(9)下部的液相分离物管路穿过第四节流阀(10)接入液体产品闪蒸罐(13)，低压膨胀出口分离器(9)上部通过气相分离物管路进入二级换热器(4)，在二级换热器(4)内作为支流c；
液体产品闪蒸罐(13)的上部通过气相分离物管路先经过二级换热器(4)，然后进入一级换热器(1)，并从闪蒸汽出口接出；液体产品闪蒸罐(13)下部的液相分离物管路穿过液体产品泵(11)接入一级换热器(1)，然后从液体产品出料口接出；
新鲜原料管路进入一级换热器(1)，在一级换热器(1)分为主流和支流d；支流d从一级换热器(1)接出后穿过第一节流阀(2)再进入一级换热器(1)；主流从一级换热器(1)接出后分为支流e和支流f，支流e穿过第二节流阀(3)进入一级换热器(1)，支流f经过二级换热器(4)然后穿过第三节流阀(7)再进入二级换热器(4)，并在二级换热器(4)内与所述的支流c汇合，汇合后的流股接入一级换热器(1)，在一级换热器(1)内与支流e和支流d汇合，并从联合进料口接出。
2.根据权利要求1所述的混合烷烃反应产物膨胀制冷分离系统，其特征在于所述的一级换热器(1)为板翅式换热器。
3.根据权利要求1所述的混合烷烃反应产物膨胀制冷分离系统，其特征在于所述的二级换热器(4)为板翅式换热器。
4.一种如权利要求1所述系统的混合烷烃反应产物膨胀制冷分离方法，其特征在于包括以下步骤：
1)反应产物和新鲜原料分别从第一进料口和第二进料口进入一级换热器(1)作为热流，一级换热器(1)中的联合进料、干气产品、液体产品、闪蒸气作为冷流，冷流与热流在一级换热器(1)中进行热量交换，被冷凝后的反应产物进入反应产物一级分离器(17)中进行气相与液相分离，被冷凝后的部分新鲜原料通过支流f进入二级换热器(4)；
2)从反应产物一级分离器(17)中分离出来的气相分离物和通过支流f进入二级换热器(4)的新鲜原料作为热流，二级换热器(4)中的联合进料、干气产品、高压膨胀机物流气、循环氢气作为冷流，冷流与热流在二级换热器(4)中进行热量交换，被再次冷凝后的反应产物进入反应产物二级分离器(15)中进行气相与液相分离；
3)从反应产物二级分离器(15)中分离出来的气相分离物进入二级换热器(4)加热，然后作为物流进入高压膨胀发电机(5)进行膨胀制冷；膨胀后的物流进入高压膨胀出口分离器(8)进行气相和液相分离，分离出的气相分离物一部分进入支流a作为干气产品，在二级换热器(4)中加热，然后进入一级换热器(1)复热，并从其干气产品出口流出，另一部分气相分离物进入支流b作为循环氢气在二级换热器(4)中复热，然后作为物流进入低压膨胀发电机(6)进行膨胀制冷，膨胀后的物流进入低压膨胀出口分离器(9)进行气相和液相分离，分离出的气相分离物进入支流c，与支流f中的新鲜原料混合，作为预混合的联合进料为二级换热器(4)提供冷流；
4)预混合的联合进料出二级换热器(4)，然后进入一级换热器(1)，再与支流e和支流d中的新鲜原料混合作为联合进料，为一级换热器(1)提供冷流；
5)高压膨胀出口分离器(8)、低压膨胀出口分离器(9)、反应产物二级分离器(15)和反应产物一级分离器(17)中的液相分离物分别经过第五节流阀(12)、第四节流阀(10)、第六节流阀(14)和第七节流阀(16)节流降压后进入液体产品闪蒸罐(13)；液体产品闪蒸罐(13)中分离出的闪蒸汽依次经二级换热器(4)和一级换热器(1)复热成常流出；液体产品闪蒸罐(13)中分离出的液相分离物经过液体产品泵(11)加压后进入一级换热器(1)复热成常温，作为液体产品流出。
5.根据权利要求4所述的混合烷烃反应产物膨胀制冷分离方法，其特征在于所述进入一级换热器(1)的反应产物为含有氢气和烃类混合物的蒸汽物流，温度为42～50℃，压力为1～1.08MPa。
6.根据权利要求4所述的混合烷烃反应产物膨胀制冷分离方法，其特征在于所述的新鲜原料为液体烃，压力为1.02～1.1MPa。
7.根据权利要求4所述的混合烷烃反应产物膨胀制冷分离方法，其特征在于所述的液体产品泵(11)内的操作-30～-20℃，操作压力为4.4～4.5MPa。
8.根据权利要求4所述的混合烷烃反应产物膨胀制冷分离方法，其特征在于所述的一级换热器(1)中的联合进料的温度为40～50℃，压力为0.27～0.28MPa。
9.根据权利要求4所述的混合烷烃反应产物膨胀制冷分离方法，其特征在于所述的反应产物一级分离器(17)内操作温度为-40～-60℃，所述的反应产物二级分离器(15)内操作温度为-100～-125℃。
10.根据权利要求4所述的混合烷烃反应产物膨胀制冷分离方法，其特征在于所述的高压膨胀发电机(5)为膨胀发电型式，发电量为450～550kW，操作压力为10到6公斤表压，所述的低压膨胀发电机(6)也为膨胀发电型式，发电量为450～550kW，操作压力为6到4公斤表压。
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