CN108424788A - 一种裂解气分离装置及工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明属于烃类加工领域，具体公开了一种裂解气分离装置及工艺，该装置包括依次连接的第一精馏单元、升压单元和第二精馏单元；所述第一精馏单元包括至少一组由再沸器和第一精馏塔组成的精馏设备；所述第二精馏单元包括至少一组由第二精馏塔和冷凝器组成的精馏设备；且所述第二精馏单元还与所述第一精馏单元连接，用于将第二精馏单元的塔釜物流送至第一精馏单元作为回流。本发明的裂解气分离装置取消了两组换热设备、一组塔回流用泵设备及相关的仪表系统的设置，有效降低投资，同时本工艺可以仅使用温位较低的热源，如裂解装置自身的急冷水即可实现再沸，避免了蒸汽的使用，大幅降低能耗，进而显著提高装置的经济效益。

Description

一种裂解气分离装置及工艺
技术领域
本发明属于烃类加工领域，具体涉及一种裂解气分离装置，以及一种裂解气分离工艺。
背景技术
随着经济的发展，对烃类化工原料的需求日渐攀升，乙烯作为一种重要的化工原料，应用市场也不断扩大。乙烯装置作为石化行业的龙头装置，其裂解炉产生的裂解气的分离工艺对于整个装置的能耗及经济性水平有十分显著影响，决定了整个装置的技术水平。
裂解气的分离工艺依照分离的先后顺序主要可以分为前脱丙烷、前脱乙烷以及顺序分离流程，其中，前脱乙烷流程工艺指裂解气首先完成碳二及更轻组分与碳三及更重组分分离的任务，然后再进行后续组分分离。在目前的研究与工业实践中，前脱乙烷流程多使用单塔脱乙烷流程，即使用一个塔设备实现上述的分离任务。单塔脱乙烷技术也应用于类似的烃类分离领域，如CN1847203A公开的甲醇转化制取低碳烯烃气体的分离方法，其中，即使用单塔实现了对于甲醇转化气体的脱乙烷分离目的。有研究者提出使用高低压脱乙烷塔来实现上述任务，如CN1157280A公开的提高乙烯回收率的轻烃分离方法，其中提出“轻烃经过压缩、冷却和闪蒸后得到的气体和液体分别进入高压脱乙烷塔，进行碳二馏分的非清晰切割，高压脱乙烷塔塔底产物进入低压脱乙烷塔进行碳二和碳三馏分的分离”。
但上述方案存在以下的显著缺点：1、由于乙烯装置本身压力要求限制，单塔脱乙烷流程的脱乙烷塔塔釜温度过高，需要使用蒸汽，同时由于二烯烃的存在，塔釜有结焦风险；2、高低压脱乙烷塔流程需要设置两组塔设备，且均需要设置塔顶冷凝与塔釜再沸，设备投资高。因此亟需设计一种可以有效降低能耗，同时投资较少的裂解气分离工艺。
发明内容
为了解决现有技术存在的上述不足，本发明提供一种裂解气分离装置及工艺，该装置和工艺能够有效的减少投资，降低能耗，具有显著的经济效益。
根据本发明的第一方面，本发明提供了一种裂解气分离装置，该装置包括依次连接的第一精馏单元、升压单元和第二精馏单元；
其中，所述第一精馏单元包括至少一组由再沸器和第一精馏塔组成的精馏设备；所述第二精馏单元包括至少一组由第二精馏塔和冷凝器组成的精馏设备；
且所述第二精馏单元还与所述第一精馏单元连接，用于将第二精馏单元的塔釜物流送至第一精馏单元作为回流。
根据本发明的第二方面，本发明提供了一种采用上述装置的裂解气分离工艺，该工艺包括：将裂解气于第一精馏单元中精馏，得到含有碳三以上组分的第一塔釜液相和第一塔顶气相；第一塔顶气相经升压单元升压后，送入第二精馏单元精馏，得到含有碳二以下组分的第二塔顶气相和第二塔釜液相，且至少部分第二塔釜液相采出作为第一精馏单元的回流。
本发明的裂解气分离装置及工艺具有以下优点：
1、与现有技术相比，本发明的装置取消了两组换热设备、一组塔回流用泵设备及相关仪表系统的设置，有效降低了投资。
2、由于两个精馏单元的操作压力存在差异，操作压力较低的第一精馏单元中的精馏塔可以仅使用温位较低的热源(如乙烯装置自身的急冷水)即实现再沸，避免了蒸汽的使用，大幅地降低能耗。
附图说明
图1：本发明示例性实施例的裂解气分离装置和工艺的示意图。
附图标记说明：
U-01-第一精馏单元；U-02-升压单元；U-03-第二精馏单元；T-101-第一精馏塔；E-101-再沸器；K-201-压缩机；E-202-第一换热器；E-203-第二换热器；T-301-第二精馏塔；E-301-冷凝器；
S001-裂解气；S101-第一塔顶气相；S102-第一塔釜液相；S201-升压后裂解气；S202-换热后裂解气；S301-第二塔顶气相；S302-第二塔釜液相。
具体实施方式
为使本发明更加容易理解，下面将结合实施方式来详细说明本发明，这些实施方式仅起说明性作用，并不用于限制本发明。
根据本发明的第一方面，本发明提供了一种裂解气分离装置，该装置包括依次连接的第一精馏单元、升压单元和第二精馏单元；
其中，所述第一精馏单元包括至少一组由再沸器和第一精馏塔组成的精馏设备；所述第二精馏单元包括至少一组由第二精馏塔和冷凝器组成的精馏设备；
且所述第二精馏单元还与所述第一精馏单元连接，用于将第二精馏单元的塔釜物流送至第一精馏单元作为回流。
根据本发明的一种优选实施方式，所述升压单元包括压缩机和换热设备。
本发明中，所述换热设备可以为一个或多个换热器，用于调节裂解气的温度。
根据本发明的第二方面，本发明提供了一种采用上述装置的裂解气分离工艺，该工艺包括：将裂解气于第一精馏单元中精馏，得到含有碳三以上组分的第一塔釜液相和第一塔顶气相；第一塔顶气相经升压单元升压后，送入第二精馏单元精馏，得到含有碳二以下组分的第二塔顶气相和第二塔釜液相，且至少部分第二塔釜液相采出作为第一精馏单元的回流。该工艺的目的是将碳三以上组分和碳二以下组分进行分离，同时具有较低的能耗。
按照一种具体实施方式，该裂解气分离工艺包括以下步骤：
1)裂解气于第一精馏塔中精馏，得到含有碳三以上组分的第一塔釜液相和第一塔顶气相；
2)所述第一塔顶气相经压缩机升压得到升压后裂解气，再经换热设备换热得到换热后裂解气；
3)将所述换热后裂解气送入第二精馏塔精馏，得到塔顶物流以及第二塔釜液相，所述塔顶物流经冷凝器冷凝得到含有碳二以下组分的第二塔顶气相和冷凝液相，所述冷凝液相送回至第二精馏塔作为回流，且至少部分所述第二塔釜液相采出作为第一精馏塔的回流。
本发明中，所述裂解气为本领域所熟知，通常是指由烃类热裂解产生的多种烃类。
根据本发明，所述换热后裂解气的温度可以为-40℃至40℃。
步骤1)中，所述第一精馏塔的操作压力可以为0.5～3.0MPaG，优选为1.0～1.7MPaG。
所述第一精馏塔的塔顶操作温度可以为-70℃至-20℃，塔釜操作温度可以为-20℃至70℃。
优选地，所述第一精馏塔的塔顶操作温度为-50℃至-30℃。
优选地，所述第一精馏塔的塔釜操作温度为20℃至70℃。
根据本发明，所述第一精馏塔设置的再沸器的热量可以由上游裂解装置的急冷水塔系统提供。
具体地，所述再沸器的热量可以由烃类裂解装置设置的急冷水塔系统的塔釜采出的温度为60～95℃的急冷水提供。
根据本发明，所述第一塔釜液相中碳二以下组分的浓度为0.001～1mol％。
优选地，所述第一塔釜液相中碳二以下组分的浓度为0.01～0.3mol％。
步骤3)中，所述第二精馏塔的操作压力可以为1.5～4.2MPaG，塔顶操作温度可以为-70℃至-20℃，塔釜操作温度可以为-40℃至-20℃。
优选地，所述第二精馏塔的操作压力为3.0～4.0MPaG。
优选地，所述第二精馏塔的塔顶操作温度为-40℃至-30℃。
根据本发明，所述第二塔顶气相中碳三以上组分的浓度为0.001～0.1mol％。
优选地，所述第二塔顶气相中碳三以上组分的浓度为0.01～0.03mol％。
采用本发明的裂解气分离装置及工艺，能够实现裂解气中碳二以下组分与碳三以上组分的分离，而且，第一精馏单元的精馏塔可不设置冷凝器，精馏操作所需的回流可由第二精馏单元的塔釜采出提供；第二精馏单元的精馏塔可不设置再沸器，精馏操作所需气相由升压后的裂解气提供，有效的减少了投资，降低能耗，具有显著的经济效益。
以下将通过实施例对本发明进行详细的说明。
实施例1
本实施例用于说明本发明的裂解气分离装置及工艺。
如图1所示，本实施例采用的裂解气分离装置包括依次连接的第一精馏单元U-01、升压单元U-02和第二精馏单元U-03；
其中，所述第一精馏单元U-01包括一组由再沸器E-101和第一精馏塔T-101组成的精馏设备；所述第二精馏单元U-02包括一组由第二精馏塔T-301和冷凝器E-301组成的精馏设备；且所述第二精馏塔T-301的塔釜还与第一精馏塔T-101的塔顶连接；
所述升压单元U-02包括依次连接的压缩机K-201、第一换热器E-201和第二换热器E-202。
采用上述装置的裂解气分离工艺，具体包括如下步骤：
1)裂解气S001于第一精馏塔T-101中精馏，得到含有碳三以上组分的第一塔釜液相S102和第一塔顶气相S101；
2)所述第一塔顶气相S101经压缩机K-201升压得到升压后裂解气S201，再经第一换热器E-201和第二换热器E-202换热得到换热后裂解气S-202，换热后裂解气S-202的温度为-27℃；
3)将所述换热后裂解气S-202送入第二精馏塔T-301精馏，得到塔顶物流以及第二塔釜液相S302，塔顶物流经冷凝器E-301冷凝得到含有碳二以下组分的第二塔顶气相S301，且所述第二塔釜液相S302采出作为第一精馏塔T-101的回流。
步骤1)中，所述第一精馏塔的操作压力为1.5MPaG，塔顶操作温度为-42℃，塔釜操作温度为60℃。
所述第一精馏塔设置的再沸器的热量由上游裂解装置的急冷水塔系统的塔釜采出的温度为80℃的急冷水提供。
步骤3)中，所述第二精馏塔的操作压力为3.7MPaG，塔顶操作温度为-37℃，塔釜操作温度为-30℃。
其中，主要物流的参数如表1所示：
表1
由表1可看出，采用本发明的裂解气分离装置及工艺，分离得到的第一塔釜液相S102中的碳二以下组分小于0.3mol％，以及第二塔顶气相S301中的碳三以上组分的浓度小于0.03mol％；另外，本发明装置的第一精馏单元、第二精馏单元分别省略了冷凝器、再沸器，因此有效减少了设备投资，降低能耗，具有显著的经济效益。
以上已经描述了本发明的实施例，上述说明是示例性的，并非穷尽性的，并且也不限于所披露的实施例。在不偏离所说明实施例的范围和精神的情况下，对于本技术领域的普通技术人员来说许多修改和变更都是显而易见的。

Claims (10)

1.一种裂解气分离装置，其特征在于，该装置包括依次连接的第一精馏单元、升压单元和第二精馏单元；
其中，所述第一精馏单元包括至少一组由再沸器和第一精馏塔组成的精馏设备；所述第二精馏单元包括至少一组由第二精馏塔和冷凝器组成的精馏设备；
且所述第二精馏单元还与所述第一精馏单元连接，用于将第二精馏单元的塔釜物流送至第一精馏单元作为回流。
2.根据权利要求1所述的裂解气分离装置，其中，所述升压单元包括压缩机和换热设备。
3.一种采用权利要求1或2所述装置的裂解气分离工艺，其特征在于，该工艺包括：将裂解气于第一精馏单元中精馏，得到含有碳三以上组分的第一塔釜液相和第一塔顶气相；第一塔顶气相经升压单元升压后，送入第二精馏单元精馏，得到含有碳二以下组分的第二塔顶气相和第二塔釜液相，且至少部分第二塔釜液相采出作为第一精馏单元的回流。
4.根据权利要求3所述的裂解气分离工艺，其中，该工艺包括以下步骤：
1)裂解气于第一精馏塔中精馏，得到含有碳三以上组分的第一塔釜液相和第一塔顶气相；
2)所述第一塔顶气相经压缩机升压得到升压后裂解气，再经换热设备换热得到换热后裂解气；
3)将所述换热后裂解气送入第二精馏塔精馏，得到塔顶物流以及第二塔釜液相，所述塔顶物流经冷凝器冷凝得到含有碳二以下组分的第二塔顶气相和冷凝液相，所述冷凝液相送回至第二精馏塔作为回流，且至少部分所述第二塔釜液相采出作为第一精馏塔的回流。
5.根据权利要求4所述的裂解气分离工艺，其中，所述换热后裂解气的温度为-40℃至40℃。
6.根据权利要求4所述的裂解气分离工艺，其中，步骤1)中，所述第一精馏塔的操作压力为0.5～3.0MPaG，优选为1.0～1.7MPaG。
7.根据权利要求4所述的裂解气分离工艺，其中，步骤1)中，所述第一精馏塔的塔顶操作温度为-70℃至-20℃，优选为-50℃至-30℃，塔釜操作温度为-20℃至70℃，优选为20℃至70℃。
8.根据权利要求4所述的裂解气分离工艺，其中，所述第一精馏塔设置的再沸器的热量由上游裂解装置的急冷水塔系统提供。
9.根据权利要求4所述的裂解气分离工艺，其中，步骤3)中，所述第二精馏塔的操作压力为1.5～4.2MPaG，优选为3.0～4.0MPaG，塔顶操作温度为-70℃至-20℃，优选为-40℃至-30℃，塔釜操作温度为-40℃至-20℃。
10.根据权利要求4所述的裂解气分离工艺，其中，所述第一塔釜液相中碳二以下组分的浓度为0.001～1mol％，优选为0.01～0.3mol％；所述第二塔顶气相中碳三以上组分的浓度为0.001～0.1mol％，优选为0.01～0.03mol％。
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Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5679241A (en) * 1995-05-17 1997-10-21 Abb Lummus Global Inc. Olefin plant recovery system employing catalytic distillation
CN1583971A (zh) * 2003-08-20 2005-02-23 中国寰球工程公司 一种分离液态烃类混合物的分馏方法
CN101205484A (zh) * 2007-11-27 2008-06-25 中国海洋石油总公司 原油三合一稳定处理工艺

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5679241A (en) * 1995-05-17 1997-10-21 Abb Lummus Global Inc. Olefin plant recovery system employing catalytic distillation
CN1583971A (zh) * 2003-08-20 2005-02-23 中国寰球工程公司 一种分离液态烃类混合物的分馏方法
CN101205484A (zh) * 2007-11-27 2008-06-25 中国海洋石油总公司 原油三合一稳定处理工艺

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
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梁风凯等: "《化工生产技术》", 31 August 2008, 天津大学出版社 *

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