CN114835550B - 裂解气余热回收装置和方法 - Google Patents
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Abstract
本发明属于乙烯工业技术领域，涉及裂解气余热回收装置和方法。液体原料裂解气经热量回收后与急冷物料混合降温后进入分为上下两部分的分馏塔下部，进行气体与液体及固体颗粒分离，其中夹带固体的液相重组分燃料油自塔釜送出，气相进入分馏塔上部进一步冷却，部分组分冷凝为液相急冷油；急冷油由泵抽出经热量回收后分为两股，一股返回分馏塔上部，另一股作为急冷介质与经热量回收后的液体原料裂解气混合。气体原料裂解气经热量回收后送入急冷水塔，和自分馏塔顶的裂解气混合进一步冷却，部分组分冷凝为汽油和重油。本发明的裂解气余热回收方法，显著提高了裂解气余热回收率，有效控制急冷油粘度在适宜范围内，对实现乙烯装置长期稳定运行和节能降耗具有重要意义。
Description
技术领域
本发明属于乙烯工业技术领域，具体地，涉及一种裂解气余热回收装置和一种裂解气余热回收方法。
背景技术
乙烯装置的裂解原料包括石脑油、柴油、加氢尾油、乙烷、丙烷、LPG等石油化工原料，裂解过程能耗占整个装置的50～60％，回收裂解气的高温余热对乙烯装置节能降耗意义重大。
提高乙烯装置分馏塔底部温度，有利于增加急冷油发生的稀释蒸汽量，从而减少中压蒸汽的消耗量。但与此同时急冷油中重组分含量增加导致急冷油粘度不断增大，造成急冷油换热设备运行状态恶化，使得急冷油的稀释蒸汽发生量严重不足，中压蒸汽补入量增大，最终影响乙烯装置稳定运转及节能降耗。因此需要将裂解气和急冷油中的重组分进行脱除。
传统流程中，裂解气先经废热锅炉回收高品位热能并副产超高压蒸汽，液体原料裂解气发生超高压蒸汽后温度一般为400-480℃，部分气体原料裂解气发生超高压蒸汽后温度一般为350-380℃，然后喷入急冷油使裂解气温度降至200-250℃后送入分馏塔。另一部分气体原料裂解气在经过废热锅炉后维持较高温度，一般为420-520℃，目的是使其有足够的热量将喷入的急冷油中的中间组分气化后随裂解气返回分馏塔，不气化的液相重组分排出，维持急冷油粘度在合理范围内。
由于两股气体原料的裂解气经过急冷锅炉后温度都比较高，传统流程的热量回收不足。另一方面由于只能使部分急冷油与气体原料裂解气混合脱重组分，急冷油粘度控制效果一般。
因此，亟需开发一种更好的实现裂解气余热回收的方法。
发明内容
为解决现有裂解气余热回收技术不全面、设备投资和操作成本高等问题，本发明开发出一种裂解气余热回收方法和装置，首先通过废热锅炉尽可能多地回收裂解气的高品位热量，其次尽可能多地发生稀释蒸汽，该方法对乙烯装置稳定运行和节能降耗具有重要且深远的意义。
为了实现上述目的，本发明的第一方面提供一种裂解气余热回收装置，该裂解气余热回收装置包括液体原料裂解气热量回收单元、气体原料裂解气热量回收单元、分馏塔和急冷水塔；
所述液体原料裂解气热量回收单元包括液体原料裂解气热量回收设施；所述液体原料裂解气热量回收设施与液体原料裂解炉的出料口连接；
所述气体原料裂解气热量回收单元包括气体原料裂解气第一热量回收设施、气体原料裂解气第二热量回收设施；所述气体原料裂解气第一热量回收设施与气体原料裂解炉的出料口连接；
所述分馏塔通过隔板分为气相连通的上下两部分，分别为下部A段和上部B段；所述分馏塔设置有分馏塔顶部气相出料管线和分馏塔底部液固相出料管线；所述分馏塔通过分馏塔顶部气相出料管线与所述急冷水塔连接；所述分馏塔的上部B段底部设置有急冷油出料管线，所述急冷油出料管线依次连接急冷油泵和急冷油热量回收设施后分为两支，一支与所述分馏塔的上部B段连接，另一支与液体原料裂解气热量回收设施的出料管线连接或与所述分馏塔的下部A段连接；
所述液体原料裂解气热量回收设施的出料管线与所述分馏塔的下部A段连接；
所述气体原料裂解气第二热量回收设施的出料管线与所述急冷水塔连接；
所述急冷水塔设置有急冷水塔塔顶出料管线以及急冷水塔塔釜重油采出管线和急冷水塔塔釜汽油采出管线。
本发明的第二方面提供一种裂解气余热回收方法，该方法包括：
来自液体原料裂解炉的液体原料裂解气进入液体原料裂解气热量回收设施冷却到温度T1，得到经过热量回收后的液体原料裂解气，然后进入通过隔板分为上下两部分的分馏塔下部A段；在进入分馏塔之前或之后，所述经过热量回收后的液体原料裂解气与急冷油混合进一步降温到T2；
在分馏塔下部A段，将所述经过热量回收后的液体原料裂解气与急冷油接触后混合物料的气体与液体及固体颗粒分离，分离得到的夹带固体颗粒的液相重组分燃料油自塔釜送出，分离得到的气相穿过所述隔板进入分馏塔上部B段进一步降温；部分组分冷凝为液相急冷油，其中，来自分馏塔B段底部的急冷油经急冷油泵抽出并由急冷油热量回收设施进行热量回收，回收热量后的急冷油一部分返回分馏塔上部B段，另一部分作为急冷油与经过热量回收后的液体原料裂解气混合；分馏塔塔顶气相进入急冷水塔进一步冷却降温；
来自气体原料裂解炉的气体原料裂解气进入气体原料裂解气第一热量回收设施冷却到温度T3，然后进入气体原料裂解气第二热量回收设施进一步降温到T4，经过第二次热量回收后的气体原料裂解气进入急冷水塔；
分馏塔塔顶气相与经过第二次热量回收后的气体原料裂解气在急冷水塔与急冷水进一步混合冷却，轻组分从塔顶排出，重组分冷凝为比水轻的汽油和比水重的重油。
本发明的裂解气余热回收方法和装置，显著提高了裂解气余热回收率，可有效控制急冷油粘度在适宜范围内，对实现乙烯装置长期稳定运行和节能降耗具有重要意义。
本发明的其它特征和优点将在随后具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
通过结合附图对本发明示例性实施方式进行更详细的描述，本发明的上述以及其它目的、特征和优势将变得更加明显，其中，在本发明示例性实施方式中，相同的参考标号通常代表相同部件。
图1为本发明提供的裂解气余热回收方法的一种具体实施方式的工艺流程图。
图2为本发明提供的裂解气余热回收方法的另一种具体实施方式的工艺流程图。
附图标记说明
P-1：气体原料；P-2：急冷油；P-4：气体原料裂解气；P-5：经过第一次热量回收后的气体原料裂解气；P-6：经过第二次热量回收后的气体原料裂解气；P-9：液体原料裂解气；P-10：液体原料；P-12：经过热量回收后的液体原料裂解气；P-13：液相重组分燃料油；P-14：送出的液相重组分燃料油；P-15：与急冷油混合后的液体原料裂解气；P-16：升压后的急冷油；P-17：回收热量后的急冷油；P-18：返回分馏塔B段的急冷油；P-19：分馏塔塔顶气相；P-20：回流汽油；P-23：来自分馏塔B段底部的急冷油；P-25：蒸汽；P-26：急冷水；P-27：经过一级急冷水冷却器的急冷水；P-28：经过二级急冷水冷却器的急冷水；P-29：急冷水塔顶裂解气。
E-1：气体原料裂解气第一热量回收设施；E-2：气体原料裂解气第二热量回收设施；E-3：液体原料裂解气热量回收设施；E-5：回流汽油泵；E-6：液相重组分燃料油泵；E-7：急冷油泵；E-8：急冷油热量回收设施；E-9：气体原料裂解炉；E-10：液体原料裂解炉；E-11：分馏塔；E-12：急冷水塔；E-13：第一急冷水冷却器；E-14：第二急冷水冷却器；E-15：急冷水热量回收设施。
具体实施方式
下面将更详细地描述本发明的优选实施方式。虽然以下描述了本发明的优选实施方式，然而应该理解，可以以各种形式实现本发明而不应被这里阐述的实施方式所限制。
本发明提供一种裂解气余热回收装置，该裂解气余热回收装置包括液体原料裂解气热量回收单元、气体原料裂解气热量回收单元、分馏塔E-11和急冷水塔E-12；
所述液体原料裂解气热量回收单元包括液体原料裂解气热量回收设施E-3；所述液体原料裂解气热量回收设施E-3与液体原料裂解炉E-10的出料口连接；
所述气体原料裂解气热量回收单元包括气体原料裂解气第一热量回收设施E-1、气体原料裂解气第二热量回收设施E-2；所述气体原料裂解气第一热量回收设施E-1与气体原料裂解炉E-9的出料口连接；
所述分馏塔E-11通过隔板分为气相连通的上下两部分，分别为下部A段和上部B段；所述分馏塔E-11设置有分馏塔顶部气相出料管线和分馏塔底部液固相出料管线；所述分馏塔E-11通过分馏塔顶部气相出料管线与所述急冷水塔E-12连接；所述分馏塔E-11的上部B段底部设置有急冷油出料管线，所述急冷油出料管线依次连接急冷油泵E-7和急冷油热量回收设施E-8后分为两支，一支与所述分馏塔E-11的上部B段连接，另一支与液体原料裂解气热量回收设施E-3的出料管线连接或与所述分馏塔E-11的下部A段连接；
所述液体原料裂解气热量回收设施E-3的出料管线与所述分馏塔E-11的下部A段连接；
所述气体原料裂解气第二热量回收设施E-2的出料管线与所述急冷水塔E-12连接；
所述急冷水塔E-12设置有急冷水塔塔顶出料管线以及急冷水塔塔釜重油采出管线和急冷水塔塔釜汽油采出管线。
根据本发明，优选地，所述汽油采出管线设置在急冷水塔E-12塔釜较高位置，所述汽油采出管线连接回流汽油泵E-5后分为两支，一支连接分馏塔E-11顶部，另一支连接下游汽提设施。
根据本发明，优选地，所述急冷水塔E-12塔釜还设置有工艺水排出管线和急冷水排出管线；所述急冷水排出管线连接至少一级热量回收设施和至少一级急冷水冷却器后分别连接至急冷水塔E-12顶部和中部。
根据本发明的装置，其中，所述分馏塔E-11的下部A段的下部还可以设置有蒸汽进料管线。
根据本发明，所述分馏塔E-11的下部A段可以不设置内件，也可以设置内件，所述内件优选为分布器、格栅、丝网和喷嘴中的至少一种。
根据本发明，优选地，所述分馏塔E-11的上部B段设置有内件，所述内件优选为塔板、填料或其组合。
根据本发明，所述分馏塔E-11的上部B段可以分为2-4个小段，通常分为3段，即所述分馏塔E-11的上部B段由下至上分为急冷油段、盘油段和精馏段。
根据本发明，优选地，所述分馏塔E-11的上部B段底部隔板结构采用封头或者集液槽。
根据本发明，优选地，所述隔板上设置有若干开口，分别连接若干升气管，用于下部A段与上部B段的气相连通。因此，所述升气管优选设置在所述分馏塔E-11的上部B段内，其出口端的高度达到急冷油高液位以上。
根据本发明，所述升气管用于上部B段和下部A段之间的气体流通，因此，优选设置在所述分馏塔E-11的上部B段内，其出口端的高度达到急冷油高液位以上。
根据本发明，所述气体原料裂解气第二热量回收设施E-2与所述急冷水塔E-12连接的管线上任选地设置清焦设施；所述清焦设施优选为清焦罐、单个旋风分离器、以及多个旋风分离器组合中的至少一种。
根据本发明一种优选实施方式，所述急冷油出料管线连接急冷油泵E-7和急冷油热量回收设施E-8后分为两支，一支与所述分馏塔E-11的上部B段连接，另一支与所述分馏塔E-11的A段顶部连接；所述液体原料裂解气热量回收设施E-3的出料管线与所述分馏塔E-11的A段底部连接。以实现经过热量回收后的液体原料裂解气P-12与急冷油P-2的逆流接触。
本发明提供一种裂解气余热回收方法，可采用上述裂解气余热回收装置，该方法包括：
来自液体原料裂解炉E-10的液体原料裂解气P-9进入液体原料裂解气热量回收设施E-3冷却到温度T1，得到经过热量回收后的液体原料裂解气P-12，然后进入通过隔板分为上下两部分的分馏塔E-11下部A段；在进入分馏塔E-11之前或之后，所述经过热量回收后的液体原料裂解气P-12与急冷油P-2混合进一步降温到T2；
在分馏塔E-11下部A段，将所述经过热量回收后的液体原料裂解气P-12与急冷油接触后混合物料的气体与液体及固体颗粒分离，分离得到的夹带固体颗粒的液相重组分燃料油P-13自塔釜送出，分离得到的气相穿过所述隔板进入分馏塔E-11上部B段进一步降温；部分组分冷凝为液相急冷油，其中，来自分馏塔B段底部的急冷油P-23经急冷油泵E-7抽出并由急冷油热量回收设施E-8进行热量回收，回收热量后的急冷油P-17一部分返回分馏塔上部B段，另一部分作为急冷油P-2与经过热量回收后的液体原料裂解气P-12混合；分馏塔塔顶气相P-19进入急冷水塔E-12进一步冷却降温；
来自气体原料裂解炉E-9的气体原料裂解气P-4进入气体原料裂解气第一热量回收设施E-1冷却到温度T3，然后进入气体原料裂解气第二热量回收设施E-2进一步降温到T4，经过第二次热量回收后的气体原料裂解气P-6进入急冷水塔E-12；
分馏塔塔顶气相P-19与经过第二次热量回收后的气体原料裂解气P-6在急冷水塔E-12与急冷水进一步混合冷却，轻组分从塔顶排出，重组分冷凝为比水轻的汽油和比水重的重油。
根据本发明的方法，优选地，所述汽油在急冷水塔E-12塔釜较高位置采出，由回流汽油泵E-5升压后分为两股，一股送入分馏塔E-11顶部作为回流汽油P-20，另一股送去下游汽提设施。
根据本发明的方法，优选地，所述重油自急冷水塔E-12底部集液包油水分离后采出。
根据本发明的方法，优选地，在急冷水塔E-12塔釜分离出工艺水，送入下游稀释蒸汽发生系统。
根据本发明的方法，优选地，在急冷水塔E-12塔釜分离出急冷水P-26，经多级热量回收后分别返回急冷水塔E-12顶部和中部。
本发明提供的裂解气余热回收方法中，裂解原料既有液体原料又有气体原料；其中，
液体原料裂解气P-9由液体原料P-10经液体原料裂解炉E-10裂解得到，所述液体原料P-10选自碳五及以上轻烃、石脑油、柴油和加氢尾油中的一种或多种；
气体原料裂解气P-4由气体原料P-1经气体原料裂解炉E-9裂解得到，所述气体原料P-1选自乙烷、丙烷、丁烷、炼厂干气和LPG中的一种或多种。
根据本发明的方法，控制温度T1不低于露点，一般有一定余量，目的是在避免重组分冷凝结焦的前提下最大限度回收热量；T1数值根据原料的不同而不同，范围一般为300-500℃。
根据本发明的方法，控制温度T2在一定范围内，目的是保证在分馏塔E-11的A段最大限度脱除重组分；T2数值根据原料的不同而不同，范围一般为200-350℃，优选为250-280℃。
根据本发明的方法，控制温度T3与取热介质存在一定的传热温差，T3范围一般为200-400℃。
根据本发明的方法，控制温度T4不低于露点，一般有一定余量，目的是在避免重组分冷凝结焦前提下最大回收热量；T4数值根据原料的不同而不同，T4范围一般为160-240℃。
根据本发明，优选地，气体原料裂解气第一热量回收设施E-1、液体原料裂解气热量回收设施E-3通过发生蒸汽进行热量回收，发生蒸汽的压力可以为3.5-13.0MPaG，优选为10.0-12.0MPaG。
根据本发明，优选地，气体原料裂解气第二热量回收设施E-2通过发生蒸汽、加热水或其它介质回收热量，更优选加热用于气体原料裂解气第一热量回收设施E-1的锅炉给水，以多产生高等级蒸汽。
根据本发明的方法，气体原料裂解气第一热量回收设施E-1、气体原料裂解气第二热量回收设施E-2、液体原料裂解气热量回收设施E-3可各自独立地为一级或多级串联的热量回收设施，或为多级并联的热量回收设施。
根据本发明一种优选实施方式，经过热量回收后的液体原料裂解气P-12进入分馏塔E-11的A段底部，急冷油P-2进入分馏塔E-11的A段顶部；在分馏塔E-11的A段内，经过热量回收后的液体原料裂解气P-12与急冷油P-2逆流接触，使经过热量回收后的液体原料裂解气P-12进一步降温到T2，然后进入分馏塔E-11的B段底部。
根据本发明，分馏塔E-11的A段下部可以引入蒸汽P-25作为汽提介质，也可以不引入蒸汽，引入蒸汽的压力等级优选为1.2-13.0MPaG，更优选为3.5-10.0MPaG。
以下结合附图及实施例，进一步说明本发明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
以下实施例和对比例中，气体原料和液体原料的组成如表1所示。
表1
实施例1
实施例1采用如图1所示的裂解气余热回收的装置和工艺流程。
该裂解气余热回收装置包括液体原料裂解气热量回收单元、气体原料裂解气热量回收单元、分馏塔E-11和急冷水塔E-12。
所述液体原料裂解气热量回收单元包括液体原料裂解气热量回收设施E-3；所述液体原料裂解气热量回收设施E-3与液体原料裂解炉E-10的出料口连接，所述液体原料裂解炉E-10的进料口与液体原料管线连接。
所述气体原料裂解气热量回收单元包括气体原料裂解气第一热量回收设施E-1、气体原料裂解气第二热量回收设施E-2；所述气体原料裂解气第一热量回收设施E-1与气体原料裂解炉E-9的出料口连接，所述气体原料裂解炉E-9的进料口与气体原料管线连接。
所述分馏塔E-11通过隔板分为上下两部分，分别为下部A段和上部B段；所述隔板上设置有若干开口，分别连接若干升气管，用于下部A段与上部B段的气相连通，其设置在所述分馏塔E-11的上部B段内，其出口端的高度达到急冷油高液位以上；所述分馏塔E-11设置有分馏塔顶部气相出料管线和分馏塔底部液固相出料管线；所述分馏塔E-11通过分馏塔顶部气相出料管线与所述急冷水塔E-12连接；所述分馏塔E-11的上部B段底部设置有急冷油出料管线，所述急冷油出料管线依次连接急冷油泵E-7和急冷油热量回收设施E-8后分为两支，一支与所述分馏塔E-11的上部B段连接，另一支与液体原料裂解气热量回收设施E-3的出料管线连接。
所述液体原料裂解气热量回收设施E-3的出料管线与所述分馏塔E-11的下部A段连接。
所述气体原料裂解气第二热量回收设施E-2的出料管线与所述急冷水塔E-12连接。
所述急冷水塔E-12设置有急冷水塔塔顶出料管线以及急冷水塔塔釜重油采出管线、急冷水塔塔釜汽油采出管线、工艺水排出管线和急冷水排出管线。
所述汽油采出管线设置在急冷水塔E-12塔釜较高位置，所述汽油采出管线连接回流汽油泵E-5后分为两支，一支连接分馏塔E-11顶部，另一支连接下游汽提设施。
所述急冷水排出管线连接急冷水热量回收设施E-15、第一急冷水冷却器E-13后分为两支，一支连接至急冷水塔E-12中部，另一支连接第二急冷水冷却器E-14后连接至急冷水塔E-12顶部。
所述分馏塔E-11的A段设置分布器，A段下部设置有蒸汽进料管线。所述分馏塔E-11的B段设置有塔板内件，B段由下至上分为急冷油段、盘油段和精馏段。
采用上述装置的裂解气余热回收方法包括：
液体原料P-10经液体原料裂解炉E-10裂解得到液体原料裂解气P-9，所述液体原料裂解气P-9进入液体原料裂解气热量回收设施E-3冷却到温度410℃，得到经过热量回收后的液体原料裂解气P-12，然后与急冷油P-2混合进一步降温到280℃后进入分馏塔E-11下部A段。
在分馏塔E-11下部A段，与急冷油混合后的液体原料裂解气P-15中的气体与液体及固体颗粒分离，分离得到的夹带固体颗粒的液相重组分燃料油P-13自塔釜的液相重组分燃料油泵E-6送出，作为送出的液相重组分燃料油P-14，分离得到的气相穿过所述隔板进入分馏塔E-11上部B段进一步降温；部分组分冷凝为液相急冷油，其中，来自分馏塔B段底部的急冷油P-23经急冷油泵E-7抽出并由急冷油热量回收设施E-8进行热量回收，回收热量后的急冷油P-17一部分返回分馏塔上部B段，另一部分作为急冷油P-2与经过热量回收后的液体原料裂解气P-12混合后进入分馏塔E-11下部A段；分馏塔塔顶气相P-19进入急冷水塔E-12进一步冷却降温。
气体原料P-1经气体原料裂解炉E-9裂解得到气体原料裂解气P-4，所述气体原料裂解气P-4进入气体原料裂解气第一热量回收设施E-1冷却到温度350℃，然后进入气体原料裂解气第二热量回收设施E-2进一步降温到143℃，经过第二次热量回收后的气体原料裂解气P-6进入急冷水塔E-12。
分馏塔塔顶气相P-19与经过第二次热量回收后的气体原料裂解气P-6在急冷水塔E-12与急冷水进一步混合冷却，急冷水塔顶裂解气P-29从急冷水塔塔顶出料管线排出，重组分冷凝为比水轻的汽油和比水重的重油。所述汽油在急冷水塔E-12塔釜较高位置采出，由回流汽油泵E-5升压后分为两股，一股送入分馏塔E-11顶部作为回流汽油P-20，另一股送去下游汽提设施。所述重油自急冷水塔E-12底部集液包油水分离后采出。在急冷水塔E-12塔釜分离出工艺水，送入下游稀释蒸汽发生系统。在急冷水塔E-12塔釜分离出急冷水P-26，经过一级急冷水冷却器的急冷水P-27返回急冷水塔E-12中部，经过二级急冷水冷却器的急冷水P-28返回急冷水塔E-12顶部。
气体原料裂解气第一热量回收设施E-1、液体原料裂解气热量回收设施E-3通过发生蒸汽进行热量回收，发生蒸汽的压力为11.5MPaG。
气体原料裂解气第二热量回收设施E-2通过加热用于气体原料裂解气第一热量回收设施E-1的锅炉给水进行热量回收。
气体原料裂解气第一热量回收设施E-1、气体原料裂解气第二热量回收设施E-2、液体原料裂解气热量回收设施E-3为多级串联的热量回收设施。
分馏塔E-11的A段下部引入蒸汽P-25作为汽提介质，引入蒸汽的压力等级为1.6MPaG。
实施例2
实施例2采用如图2所示的裂解气余热回收的装置和工艺流程。
该裂解气余热回收装置包括液体原料裂解气热量回收单元、气体原料裂解气热量回收单元、分馏塔E-11和急冷水塔E-12。
所述液体原料裂解气热量回收单元包括液体原料裂解气热量回收设施E-3；所述液体原料裂解气热量回收设施E-3与液体原料裂解炉E-10的出料口连接，所述液体原料裂解炉E-10的进料口与液体原料管线连接。
所述气体原料裂解气热量回收单元包括气体原料裂解气第一热量回收设施E-1、气体原料裂解气第二热量回收设施E-2；所述气体原料裂解气第一热量回收设施E-1与气体原料裂解炉E-9的出料口连接，所述气体原料裂解炉E-9的进料口与气体原料管线连接。
所述分馏塔E-11通过隔板分为上下两部分，分别为下部A段和上部B段；所述隔板上设置有若干开口，分别连接若干升气管，用于下部A段与上部B段的气相连通，其设置在所述分馏塔E-11的上部B段内，其出口端的高度达到急冷油高液位以上；所述分馏塔E-11设置有分馏塔顶部气相出料管线和分馏塔底部液固相出料管线；所述分馏塔E-11通过分馏塔顶部气相出料管线与所述急冷水塔E-12连接；所述分馏塔E-11的上部B段底部设置有急冷油出料管线，所述急冷油出料管线依次连接急冷油泵E-7和急冷油热量回收设施E-8后分为两支，一支与所述分馏塔E-11的上部B段连接，另一支与所述分馏塔E-11的下部A段顶部连接。
所述液体原料裂解气热量回收设施E-3的出料管线与所述分馏塔E-11的下部A段底部连接。
所述气体原料裂解气第二热量回收设施E-2的出料管线与所述急冷水塔E-12连接。
所述急冷水塔E-12设置有急冷水塔塔顶出料管线以及急冷水塔塔釜重油采出管线、急冷水塔塔釜汽油采出管线、工艺水排出管线和急冷水排出管线。
所述汽油采出管线设置在急冷水塔E-12塔釜较高位置，所述汽油采出管线连接回流汽油泵E-5后分为两支，一支连接分馏塔E-11顶部，另一支连接下游汽提设施。
所述急冷水排出管线连接急冷水热量回收设施E-15、第一急冷水冷却器E-13后分为两支，一支连接至急冷水塔E-12中部，另一支连接第二急冷水冷却器E-14后连接至急冷水塔E-12顶部。
所述分馏塔E-11的A段设置分布器，A段下部设置有蒸汽进料管线。所述分馏塔E-11的B段设置有塔板内件，B段由下至上分为急冷油段、盘油段和精馏段。
采用上述装置的裂解气余热回收方法包括：
液体原料P-10经液体原料裂解炉E-10裂解得到液体原料裂解气P-9，所述液体原料裂解气P-9进入液体原料裂解气热量回收设施E-3冷却到温度410℃，得到经过热量回收后的液体原料裂解气P-12，然后进入分馏塔E-11的A段底部。
在分馏塔E-11下部A段，所述经过热量回收后的液体原料裂解气P-12与由分馏塔E-11的A段顶部进入的急冷油P-2逆流接触，进一步降温到280℃，然后进行气液分离，分离得到的夹带固体颗粒的液相重组分燃料油P-13自塔釜的液相重组分燃料油泵E-6送出，作为送出的液相重组分燃料油P-14，分离得到的气相穿过所述隔板进入分馏塔E-11上部B段进一步降温；部分组分冷凝为液相急冷油，其中，来自分馏塔B段底部的急冷油P-23经急冷油泵E-7抽出并由急冷油热量回收设施E-8进行热量回收，回收热量后的急冷油P-17一部分返回分馏塔上部B段，另一部分作为急冷油P-2进入分馏塔E-11的A段顶部；分馏塔塔顶气相P-19进入急冷水塔E-12进一步冷却降温。
气体原料P-1经气体原料裂解炉E-9裂解得到气体原料裂解气P-4，所述气体原料裂解气P-4进入气体原料裂解气第一热量回收设施E-1冷却到温度350℃，然后进入气体原料裂解气第二热量回收设施E-2进一步降温到143℃，经过第二次热量回收后的气体原料裂解气P-6进入急冷水塔E-12。
分馏塔塔顶气相P-19与经过第二次热量回收后的气体原料裂解气P-6在急冷水塔E-12与急冷水进一步混合冷却，急冷水塔顶裂解气P-29从急冷水塔塔顶出料管线排出，重组分冷凝为比水轻的汽油和比水重的重油。所述汽油在急冷水塔E-12塔釜较高位置采出，由回流汽油泵E-5升压后分为两股，一股送入分馏塔E-11顶部作为回流汽油P-20，另一股送去下游汽提设施。所述重油自急冷水塔E-12底部集液包油水分离后采出。在急冷水塔E-12塔釜分离出工艺水，送入下游稀释蒸汽发生系统。在急冷水塔E-12塔釜分离出急冷水P-26，经过一级急冷水冷却器的急冷水P-27返回急冷水塔E-12中部，经过二级急冷水冷却器的急冷水P-28返回急冷水塔E-12顶部。
气体原料裂解气第一热量回收设施E-1、气体原料裂解气第二热量回收设施E-2、液体原料裂解气热量回收设施E-3，以及分馏塔E-11的A段下部引入蒸汽P-25的设置方式与工艺条件同实施例1。
对比例1
对比例1采用传统流程，并采用与实施例1、2相同的裂解原料。
自裂解炉来的气体原料裂解气经过热量回收设施冷却到温度420℃，然后与急冷油混合进一步降温到275℃后进入汽提塔。
在所述汽提塔内进行气液分离，塔釜分离得到夹带固体颗粒的液相重组分燃料油，塔顶气相送入分馏塔塔釜进一步降温。
自裂解炉来的液体原料裂解气经过热量回收设施冷却到温度410℃，然后与急冷油混合进一步降温到200℃后进入分馏塔。
所述分馏塔顶部有回流。
所述降温后的液体原料裂解气与汽提塔顶部气相在分馏塔进一步冷却，部分组分冷凝为液相急冷油，气相组分进入急冷水塔进一步冷却。
所述急冷油经泵抽出经过热量回收后，一部分返回分馏塔，另一部分作为急冷介质与所述冷却到410℃的气体原料裂解气混合后返回分馏塔。
表2中列出了在相同裂解原料条件下，采用本发明方法的实施例1和实施例2以及不采用本发明方法的对比例1的裂解气热量回收数据和急冷油粘度数据。
由表2中数据可知，在与实施例1和实施例2相同裂解原料条件下，采用对比例1的方法，所所发生的超高压蒸汽量和急冷油粘度分别为524.0t/hr和7.066CP，单位乙烯能耗为520.0kg标油/t乙烯；采用本发明方法的实施例1和实施例2所发生的超高压蒸汽量分别为544.1t/hr、543.9t/hr，相应地急冷油粘度为0.673CP、0.675CP，单位乙烯能耗为504.6kg标油/t乙烯、504.7标油/t乙烯，每年可节省操作费用分别为24.7万元/万吨乙烯、24.4万元/万吨乙烯。
由以上数据对比可知，不采用本发明所要求的方法，超高压蒸汽发生量较小且急冷油粘度较高；而采用本发明的所要求的方法，超高压蒸汽发生量较高且急冷油粘度较低，同时单位乙烯能耗可降低约15kg标油/t乙烯，每年节省操作费用超过24万元/万吨乙烯，说明本发明的方法可实现较高裂解气余热回收率的同时降低急冷油粘度，对乙烯装置节能降耗和安全平稳运行有利。
表2
| 项目 | 实施例1 | 实施例2 | 对比例1 |
| 汽油分馏塔釜温(℃) | 195.1 | 195.2 | 195.3 |
| 急冷油粘度/(CP) | 0.673 | 0.675 | 7.066 |
| 超高压蒸汽量/(t/hr) | 544.1 | 543.9 | 524.0 |
| 单位乙烯能耗/(kg标油/t乙烯) | 504.6 | 504.7 | 520.0 |
| 每年操作费用/(万元/万吨乙烯) | 基准-24.7 | 基准-24.4 | 基准 |
以上已经描述了本发明的各实施例，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各实施例。在不偏离所说明的各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 (20)
1.一种裂解气余热回收装置，其特征在于，该裂解气余热回收装置包括液体原料裂解气热量回收单元、气体原料裂解气热量回收单元、分馏塔(E-11)和急冷水塔(E-12)；
所述液体原料裂解气热量回收单元包括液体原料裂解气热量回收设施(E-3)；所述液体原料裂解气热量回收设施(E-3)与液体原料裂解炉(E-10)的出料口连接；
所述气体原料裂解气热量回收单元包括气体原料裂解气第一热量回收设施(E-1)、气体原料裂解气第二热量回收设施(E-2)；所述气体原料裂解气第一热量回收设施(E-1)与气体原料裂解炉(E-9)的出料口连接；
所述分馏塔(E-11)通过隔板分为气相连通的上下两部分，分别为下部A段和上部B段；所述分馏塔(E-11)设置有分馏塔顶部气相出料管线和分馏塔底部液固相出料管线；所述分馏塔(E-11)通过分馏塔顶部气相出料管线与所述急冷水塔(E-12)连接；所述分馏塔(E-11)的上部B段底部设置有急冷油出料管线，所述急冷油出料管线依次连接急冷油泵(E-7)和急冷油热量回收设施(E-8)后分为两支，一支与所述分馏塔(E-11)的上部B段连接，另一支与液体原料裂解气热量回收设施(E-3)的出料管线连接或与所述分馏塔(E-11)的下部A段连接；
所述液体原料裂解气热量回收设施(E-3)的出料管线与所述分馏塔(E-11)的下部A段连接；
所述气体原料裂解气第二热量回收设施(E-2)的出料管线与所述急冷水塔(E-12)连接；
所述急冷水塔(E-12)设置有急冷水塔塔顶出料管线以及急冷水塔塔釜重油采出管线和急冷水塔塔釜汽油采出管线。
2.根据权利要求1所述的裂解气余热回收装置，其中，所述汽油采出管线设置在急冷水塔(E-12)塔釜较高位置，所述汽油采出管线连接回流汽油泵(E-5)后分为两支，一支连接分馏塔(E-11)顶部，另一支连接下游汽提设施；
所述急冷水塔(E-12)塔釜还设置有工艺水排出管线和急冷水排出管线；所述急冷水排出管线连接至少一级热量回收设施和至少一级急冷水冷却器后分别连接至急冷水塔(E-12)顶部和中部。
3.根据权利要求1所述的裂解气余热回收装置，其中，所述分馏塔(E-11)的下部设置有蒸汽进料管线；
所述分馏塔(E-11)的下部A段设置或不设置内件；
所述分馏塔(E-11)的上部B段设置有内件；
所述分馏塔(E-11)的上部B段分为2-4个小段；
所述分馏塔(E-11)的上部B段底部隔板结构采用封头或者集液槽；
所述隔板上设置有若干开口，分别连接若干升气管，用于下部A段与上部B段的气相连通；
所述气体原料裂解气第二热量回收设施(E-2)与所述急冷水塔(E-12)连接的管线上任选地设置清焦设施。
4.根据权利要求3所述的裂解气余热回收装置，其中，所述分馏塔(E-11)的下部A段的内件为分布器、格栅、丝网和喷嘴中的至少一种。
5.根据权利要求3所述的裂解气余热回收装置，其中，所述分馏塔(E-11)的上部B段的内件为塔板、填料或其组合。
6.根据权利要求3所述的裂解气余热回收装置，其中，分馏塔(E-11)的上部B段由下至上分为急冷油段、盘油段和精馏段。
7.根据权利要求3所述的裂解气余热回收装置，其中，所述升气管设置在所述分馏塔(E-11)的上部B段内，其出口端的高度达到急冷油高液位以上。
8.根据权利要求3所述的裂解气余热回收装置，其中，所述清焦设施为清焦罐、单个旋风分离器、以及多个旋风分离器组合中的至少一种。
9.根据权利要求1-8中任意一项所述的裂解气余热回收装置，其中，所述急冷油出料管线连接急冷油泵(E-7)和急冷油热量回收设施(E-8)后分为两支，一支与所述分馏塔(E-11)的上部B段连接，另一支与所述分馏塔(E-11)的A段顶部连接；所述液体原料裂解气热量回收设施(E-3)的出料管线与所述分馏塔(E-11)的A段底部连接。
10.一种裂解气余热回收方法，其特征在于，该方法包括：
来自液体原料裂解炉(E-10)的液体原料裂解气(P-9)进入液体原料裂解气热量回收设施(E-3)冷却到温度T1，得到经过热量回收后的液体原料裂解气(P-12)，然后进入通过隔板分为上下两部分的分馏塔(E-11)下部A段；在进入分馏塔(E-11)之前或之后，所述经过热量回收后的液体原料裂解气(P-12)与急冷油(P-2)混合进一步降温到T2；
在分馏塔(E-11)下部A段，将所述经过热量回收后的液体原料裂解气(P-12)与急冷油接触后混合物料的气体与液体及固体颗粒分离，分离得到的夹带固体颗粒的液相重组分燃料油(P-13)自塔釜送出，分离得到的气相穿过所述隔板进入分馏塔(E-11)上部B段进一步降温；部分组分冷凝为液相急冷油，其中，来自分馏塔B段底部的急冷油(P-23)经急冷油泵(E-7)抽出并由急冷油热量回收设施(E-8)进行热量回收，回收热量后的急冷油(P-17)一部分返回分馏塔上部B段，另一部分作为急冷油(P-2)与经过热量回收后的液体原料裂解气(P-12)混合；分馏塔塔顶气相(P-19)进入急冷水塔(E-12)进一步冷却降温；
来自气体原料裂解炉(E-9)的气体原料裂解气(P-4)进入气体原料裂解气第一热量回收设施(E-1)冷却到温度T3，然后进入气体原料裂解气第二热量回收设施(E-2)进一步降温到T4，经过第二次热量回收后的气体原料裂解气(P-6)进入急冷水塔(E-12)；
分馏塔塔顶气相(P-19)与经过第二次热量回收后的气体原料裂解气(P-6)在急冷水塔(E-12)与急冷水进一步混合冷却，轻组分从塔顶排出，重组分冷凝为比水轻的汽油和比水重的重油；
控制温度T1不低于露点温度；
控制温度T2的范围为200-350℃；
控制温度T3与取热介质存在传热温差；
控制温度T4不低于露点温度。
11.根据权利要求10所述的裂解气余热回收方法，其中，所述汽油在急冷水塔(E-12)塔釜较高位置采出，由回流汽油泵(E-5)升压后分为两股，一股送入分馏塔(E-11)顶部作为回流汽油(P-20)，另一股送去下游汽提设施；
所述重油自急冷水塔(E-12)底部集液包油水分离后采出；
在急冷水塔(E-12)塔釜分离出工艺水，送入下游稀释蒸汽发生系统；
在急冷水塔(E-12)塔釜分离出急冷水(P-26)，经多级热量回收后分别返回急冷水塔(E-12)顶部和中部。
12.根据权利要求10所述的裂解气余热回收方法，其中，
裂解原料包括液体原料和气体原料；其中，
液体原料裂解气(P-9)由液体原料(P-10)经液体原料裂解炉(E-10)裂解得到，所述液体原料(P-10)选自碳五及以上轻烃、石脑油、柴油和加氢尾油中的一种或多种；
气体原料裂解气(P-4)由气体原料(P-1)经气体原料裂解炉(E-9)裂解得到，所述气体原料(P-1)选自乙烷、丙烷、丁烷、炼厂干气和LPG中的一种或多种。
13.根据权利要求10所述的裂解气余热回收方法，其中，
控制温度T1的范围为300-500℃；
控制温度T2的范围为250-280℃；
控制温度T3的范围为200-400℃；
控制温度T4的范围为160-240℃。
14.根据权利要求10所述的裂解气余热回收方法，其中，气体原料裂解气第一热量回收设施(E-1)、液体原料裂解气热量回收设施(E-3)通过发生蒸汽进行热量回收，发生蒸汽的压力为3.5-13.0MPaG；
气体原料裂解气第二热量回收设施(E-2)通过发生蒸汽、加热水或其它介质回收热量；
气体原料裂解气第一热量回收设施(E-1)、气体原料裂解气第二热量回收设施(E-2)、液体原料裂解气热量回收设施(E-3)各自独立地为一级或多级串联的热量回收设施，或为多级并联的热量回收设施。
15.根据权利要求14所述的裂解气余热回收方法，其中，发生蒸汽的压力为10.0-12.0MPaG。
16.根据权利要求14所述的裂解气余热回收方法，其中，气体原料裂解气第二热量回收设施(E-2)加热用于气体原料裂解气第一热量回收设施(E-1)的锅炉给水。
17.根据权利要求10所述的裂解气余热回收方法，其中，经过热量回收后的液体原料裂解气(P-12)进入分馏塔(E-11)的A段底部，急冷油(P-2)进入分馏塔(E-11)的A段顶部；在分馏塔(E-11)的A段内，经过热量回收后的液体原料裂解气(P-12)与急冷油(P-2)逆流接触，使经过热量回收后的液体原料裂解气(P-12)进一步降温到T2，然后进入分馏塔(E-11)的B段底部。
18.根据权利要求10-17中任意一项所述的裂解气余热回收方法，其中，分馏塔(E-11)的A段下部引入蒸汽(P-25)作为汽提介质。
19.根据权利要求18所述的裂解气余热回收方法，其中，蒸汽的压力等级为1.2-13.0MPaG。
20.根据权利要求19所述的裂解气余热回收方法，其中，蒸汽的压力等级为3.5-10.0MPaG。
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