CN112939721A - 一种烷烃脱氢反应产物分离工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明属于石油化工领域,公开了一种烷烃脱氢反应产物分离工艺,系对现有烷烃脱氢反应产物分离工艺做了三项改进:1)降低脱乙烷塔汽提段操作压力,并将其再沸热源由低低压蒸汽(0.35MPag)改为热水;2)新增汽提气压缩机,保证下游脱乙烷塔精馏段操作压力不变。本发明可降低脱乙烷塔汽提段的设备压力等级,节省投资。某25万吨/年烷烃脱氢装置反应产物分离工艺改进案例表明,新工艺能降低能耗成本1220.7万元/年。
Description
技术领域
本发明属于石油化工技术领域,具体涉及一种烷烃脱氢反应产物分离工艺。
背景技术
烷烃脱氢是以丙烷、丁烷为原料,在铂催化剂作用下,通过脱氢、异构化等技术生产丙烯的工艺。装置由反应、催化剂再生、产品分离三部分组成。其中产品分离的流程是:来自反应部分的反应产物经深冷分离脱除氢气后进脱乙烷塔,塔顶拔出乙烷,塔底液送脱丙烷塔,从顶部分离出C3,随后C3送丙烯-丙烷分离塔,塔顶得到产品丙烯,塔底丙烷则打回反应系统回炼,而出自脱丙烷塔底的物料送MTBE装置。由于乙烷的常压沸点低至-88.6℃,故脱乙烷塔需在约3.0MPa下操作,提高了塔底温度和分离能耗,实际工艺以0.35MPag蒸汽做再沸热源,吨进料耗汽约150kg。因此现有烷烃脱氢产物分离工艺中,脱乙烷塔因操作压力高,造成塔底温度高、能耗高。
发明内容
为解决现有烷烃脱氢产物分离工艺中,脱乙烷塔因操作压力高,造成塔底温度高、能耗高的问题,本发明利用其脱乙烷塔精馏段和汽提段分置的特点,提供了一种烷烃脱氢反应产物分离工艺。
本发明的目的通过下述方案实现:
一种烷烃脱氢反应产物分离工艺,具体为:
(1)将丙烷、乙烷的脱氢反应产物经深冷分离脱除氢气后送入脱乙烷塔;
(2)将脱乙烷塔汽提段操作压力设置为1.7~2.0MPag,同时塔底再沸热源为98~90℃热水;
(3)将出自脱乙烷塔汽提段的1.7~2.0MPag气体提压至3.0MPag送脱乙烷塔精馏段,实现原工况条件下的C1、C2组分脱除。
步骤(2)所述脱乙烷塔汽提段操作压力优选为1.9MPag。
步骤(3)中所述脱乙烷塔汽提段的1.9MPag气体提压至3.0MPag通过在脱乙烷塔中新增汽提段气体压缩机实现。汽提段气体压缩机提供恒定精馏段的操作压力,保证新工艺能在现有低温(-12℃)循环丙烷制冷条件下,有效的脱除反应产物中的≤C2组分,保证产品丙烯质量。
优选的,步骤(3)中C1、C2组分脱除后,烷烃脱氢产物分离工艺的后续操作为本领域常规操作。
本发明基于以下原理:
1、精馏过程拟分离组分相对挥发度随压力降低而提高的原理。相对挥发度系拟分离组分在相同温度下的饱和蒸汽压之比,比值越高,越利于分离。而降低操作压力有利于加大组分的饱和蒸汽压差,提高相对挥发度。
2、气液相平衡温度随压力降低而降低的原理。计算表明当脱乙烷塔汽提段操作压力从3.0MPag降至1.9MPag时,脱乙烷塔塔釜气液平衡温度会从约88℃降到约64℃,为改用98℃热水做脱乙烷再沸热源创造了条件。
3、热力学第二定律能量按级利用原理。当操作压力为3.0MPag时,脱乙烷塔釜温88℃,再沸器气液平衡混相返塔温度约89℃,故当用0.35MPag蒸汽(饱和温度143.8℃)做再沸热源;但降压到1.9MPag后,釜温约64℃,平衡混相返塔温度约65℃,因此可用98℃热水做再沸热源。并因相对挥发度提高,分离变得方便,再沸负荷也将降低约30%。热水源自余热,利用热水做再沸热源非但不增加能耗,反而有利于降低全厂冷却负荷。
故本发明的本质是利用了当前烷烃脱氢反应产物分离工艺中脱乙烷塔精馏段和汽提段分置的特点,实现了差压操作。其中汽提段降压,改用热水做再沸热源,实现节能降耗;精馏段原压,保证脱乙烷效果不变。
相对于现有技术,本发明具有如下优点及有益效果:
(1)脱乙烷塔再沸负荷降低约30%,并不用0.35MPag蒸汽,而改用98℃热水做热源,大幅度减少了分离能耗和成本。
(2)降压操作降低了脱乙烷塔汽提段的设备压力等级,于新建装置可减少设备投资;于装置改造,便于实施;同时,不改变脱乙烷塔精馏段的操作压力,不影响脱乙烷效果;
(3)只新增汽提气体压缩机,改造工艺简单,方便实施。
附图说明
图1为本发明对比例工艺流程示意图(现有烷烃脱氢工艺反应产物分离单元);
图中编号说明如下:1-脱乙烷塔汽提段;2-空气冷却器;3-脱乙烷塔汽提段再沸器;4-脱乙烷塔精馏段;5-低温丙烷冷却器;6-脱乙烷精馏段塔顶气液分离罐;7-回流泵;8-精馏段塔底泵;9-换热器;10-节流阀;11-脱丙烷塔进料换热器;12-脱丙烷塔;13-脱丙烷塔再沸器;14-空气冷却器;15-脱丙烷塔顶回流罐;16-脱丙烷塔顶回流泵;17-脱丙烷塔进料阀。
图2为本发明实施例的工艺流程示意图。
图中编号说明如下:1-脱乙烷塔汽提段;2-空气冷却器;3-脱乙烷塔汽提段再沸器;4-脱乙烷塔精馏段;5-低温丙烷冷却器;6-脱乙烷精馏段塔顶气液分离罐;7-回流泵;8-精馏段塔底泵;9-换热器;10-节流阀;11-脱丙烷塔进料换热器;12-脱丙烷塔;13-脱丙烷塔再沸器;14-空气冷却器;15-脱丙烷塔顶回流罐;16-脱丙烷塔顶回流泵;17-脱丙烷塔进料阀;18-压缩机。
具体实施方式
下面结合实施例及附图对本发明作进一步详细的描述,但本发明的实施方式不限于此。
对比例
本对比例为某石化企业现有25万吨/年烷烃脱氢装置烷烃脱氢反应产物分离单元。如图1所示,来自反应系统,并经SHP(二烯烃选择性氢化成单烯烃)纯化的烷烃脱氢反应产物92.3t/h、65℃先进脱乙烷塔汽提段1。脱乙烷塔汽提段1的操作压力3.0MPag、釜温88℃,再沸器3用13.3t/h、150℃、0.35MPag蒸汽做热源,对应塔顶气(C1、C2、C3)100t/h、54143.3Nm3/h、67.8℃,该气体自压进空冷2冷却到64.1℃,然后送脱乙烷塔精馏段4。脱乙烷塔精馏段4操作压力2.9MPag,塔顶气经-12℃低温循环丙烷工质冷却器5冷却至-3.9℃送分液罐6,分出C1、C2气相组分送至燃料气系统,液相组分经回流泵7以全回流方式打回脱乙烷塔精馏段4。脱乙烷塔精馏段4底部产品64.7℃、99t/h,经精馏段塔底泵8升压及经换热器9与-3.9℃的C1、C2气相组分换热后返回脱乙烷塔汽提段1顶部。脱乙烷塔汽提段1底部产品91.4t/h、88℃,经脱丙烷塔进料换热器11与脱丙烷塔塔底产品(96.5℃)换热后进脱丙烷塔12。脱丙烷塔12操作压力1.63MPag,塔底温度96.5℃,脱丙烷塔再沸器13用21.5t/h、150℃、0.35MPag蒸汽做热源,其顶部分出C3组分67.4t/h送丙烯-丙烷分离塔,生产精丙烯;底部碳四组分24t/h,经脱丙烷塔进料换热器11降温后送MTBE装置。
实施例
一种烷烃脱氢反应产物分离新工艺,系在对比例的原有工艺流程上做了如下改进:
1)将脱乙烷塔汽提段1的操作压力由3.0MPag降到1.9MPag;
2)脱乙烷塔汽提段再沸器3不用0.35MPag蒸汽做热源,改用98℃热水做热源;
3)新增汽提气体压缩机18,将来自脱乙烷塔汽提段1的1.9MPag气体升压至3.0MPag,然后同对比例的流程送精馏段4。
新工艺如图2所示。图中,来自SHP的烷烃脱氢反应产物92.3t/h、65℃进脱乙烷塔汽提段1。脱乙烷塔汽提段1的操作压力1.9MPag、釜温64℃,再沸器3用502t/h、98℃热水做热源(回水88℃),脱乙烷塔汽提段1塔顶气体98.3t/h、53615.3Nm3/h、45.5℃、1.9MPag经压缩机18升压到3.0MPag、71.4℃,再经空冷2冷却到62℃,然后进脱乙烷塔精馏段4,精馏段操作同对比例。脱乙烷塔汽提段1底部产品91.4t/h、64℃,经换热器11与脱丙烷塔塔底产品(96.5℃)换热送脱丙烷塔12。脱丙烷塔12操作压力1.63MPag,塔底温度96.5℃,再沸器13用22.35t/h、150℃、0.35MPag蒸汽做热源,其顶部分出C3组分67.4t/h送丙烯-丙烷分离塔,生产精丙烯;底部碳四组分24t/h,经换热器11降温后送MTBE装置。
下面进行比较例和实施例对比:
1、产品对比
表1是对比例和实施例的产品分布及组成。
表1对比例和实施例的产品分布及组成
从表1可以看出,新工艺不改变产品分布和组成。
2、能耗对比
表2是对比例和实施例的能耗对比。
表2对比例和实施例能耗对比
可见,相比对比例,实施例:
1)脱乙烷塔再沸负荷减少204.6×104kcal/h、降幅29%;
2)脱乙烷塔再沸器改用502t/h热水做热源,节省0.35MPag蒸汽13.3t/h;
3)按80%等熵效率计算,新增压缩机18耗电691.7kwh;
4)脱丙烷塔再沸负荷增加48.2×104kcal/h,多耗0.35MPag蒸汽0.9t/h,增幅4.2%;
5)空冷2和14负荷减少83.1×104kcal/h,降幅4.6%。低温循环丙烷工质冷却器5负荷基本不变。
按0.35MPa蒸汽180元/t、热水0.725元/104kcal、电0.6元/kwh,装置年开工8400小时计算,实施例较比较例降低能耗成本1220.7万元/年。
上述实施例为本发明较佳的实施方式,但本发明的实施方式并不受上述实施例的限制,其它的任何未背离本发明的精神实质与原理下所作的改变、修饰、替代、组合、简化,均应为等效的置换方式,都包含在本发明的保护范围之内。
Claims (3)
1.一种烷烃脱氢反应产物分离工艺,其特征在于具体为:
(1)将丙烷、乙烷的脱氢反应产物经深冷分离脱除氢气后送入脱乙烷塔;
(2)将脱乙烷塔汽提段操作压力设置为1.7~2.0MPag,同时塔底再沸热源为98~90℃热水;
(3)将出自脱乙烷塔汽提段的1.7~2.0MPag气体提压至3.0MPag送脱乙烷塔精馏段,实现原工况条件下的C1、C2组分脱除。
2.根据权利要求1所述的烷烃脱氢反应产物分离工艺,其特征在于:步骤(2)所述脱乙烷塔汽提段操作压力为1.9MPag。
3.根据权利要求1所述的烷烃脱氢反应产物分离工艺,其特征在于:步骤(3)中所述脱乙烷塔汽提段的1.7~2.0MPag气体提压至3.0MPag通过在脱乙烷塔中新增汽提段气体压缩机实现。
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Application publication date: 20210611 |
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