CN208266088U - 一种丙烯生产工艺中的深冷变压双效分离系统 - Google Patents
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Abstract
本实用新型公开了一种丙烯生产工艺中的深冷变压双效分离系统，包括第一汽塔、换热器、第二闪蒸罐和第二汽塔，其特征在于，第一汽塔底部经管线与换热器连接；换热器分别与第二闪蒸罐和第二汽塔连接，换热器左底部经管线与第二汽塔中段连接，换热器右底部经管线与第二闪蒸罐中段连接；第二闪蒸罐底部经管线与第二汽塔顶部连接，第二汽塔顶部经管线与换热器右上部连接，换热器上部与第一汽塔底部设置的第一塔釜连接。本实用新型具有冷公用工程用量少，各轻组分气体资源利用效力显著提升，操作负荷显著下降，系统能耗指标相对较低，系统工艺内部耦合效率较高等明显优势，可有效提高项目的经济效益。
Description
技术领域
本实用新型涉及丙烯生产中的深冷分离工艺技术领域，具体涉及一种丙烯生产工艺中的深冷变压双效分离系统。
背景技术
选择石化过程中富产的经济附加值不高、资源利用效率低下的液化石油气为原料，生产市场缺口较大、经济附加值高的丙烯产品工艺方案，具有拓宽石油化工产业链条、提高了炼化项目经济效益和企业的市场竞争力等诸多显著优势。主要工艺流程为：首先，液化石油气(96.9％以上丙烷)经预处理单元脱去原料中的污染物和水，获得的新鲜丙烷和丙烯精制单元的循环丙烷混合后除去C4组分送至氧化单元，在四级联动固定床反应器中，采用CO2为氧化剂，反应温度为650℃，6％Cr/MSU-1分子筛催化剂的作用下，生成粗丙烯，生成的粗丙烯经深冷变压双效单元和丙烯精制单元分离获得丙烯，后进入丙烯储罐作为产品待售，工艺过程中的产生的CO经变换单元和低温甲醇洗单元，为园区工艺系统提供H2，CO2部分循环使用，部分作为产品待售。
粗丙烯中各气体组分之间的沸点差异较大，在大规模生产过程中，传统的生产工艺选择深冷分离的方法将粗丙烯进行分离。首先来自氧化单元的粗丙烯，依次经冷却、粗脱水及精脱水，降温并脱出粗丙烯中的全部水分，将待分离的组分冷却至-55℃左右，在双塔直序分离体系中进行分离，预分离塔塔顶收集轻组分，主分离塔塔顶收集CO2，塔底采出丙烯、丙烷送至丙烯精制单元，预分离塔与主分离塔操作温度相差-95℃，气压相差1.4Mpa，若系统冷量全部由公用工程提供，表现为公用工程消耗量大，若动量由动力设备提供，表现为耗电量显著增加，项目能源消耗指标偏高，整体经济效益不高。
针对上述存在的工艺问题，如何通过工艺技术方案的改变来优化丙烯生产工艺中的深冷系统，成为亟需解决的问题。
发明内容
本实用新型所要解决的技术问题是，提供一种丙烯生产工艺中的深冷变压双效分离系统，该工艺系统设计新颖合理，通过增设换热器、第一闪蒸罐、第二闪蒸罐和第三闪蒸罐，去掉了原工艺系统中预分离塔塔顶的回流罐和塔底的再沸器，主分离塔塔顶的冷凝器和塔顶泵，耦合了两塔间的冷量与动量，系统的能耗指标显著降低，项目的经济效益显著增加。
为实现上述目的，本实用新型采用下述技术方案：
一种丙烯生产工艺中的深冷变压双效分离系统，包括第一汽塔、换热器、第二闪蒸罐和第二汽塔，其特征在于，所述的第一汽塔底部经管线与换热器连接；所述的换热器分别与第二闪蒸罐和第二汽塔连接，所述的换热器左底部经管线与所述的第二汽塔中段连接，所述的第二汽塔内底部设有第二塔釜；所述的换热器右底部经管线与所述的第二闪蒸罐中段连接；所述的第二闪蒸罐底部经管线与第二汽塔顶部连接，所述的第二汽塔顶部经管线与换热器右上部连接，所述的换热器上部与第一汽塔底部设置的第一塔釜连接；所述的第一汽塔左侧经管线连接有第一冷却器。
进一步的，第一汽塔顶部温度控制在-113℃，气压控制在0.2MPa，所述的第一塔釜温度控制在-70℃，气压控制在0.21MPa，所述的第二汽塔顶部温度控制在-26℃，气压控制在1.6MPa，所述的第二塔釜温度控制在-42℃，气压控制在1.62MPa，所述的第二闪蒸罐进料温度控制在-26℃，气压控制在1.6MPa。
进一步的，第一汽塔塔顶上部经管线依次设有第二冷却器、第一闪蒸罐和汽塔顶泵，所述的第一闪蒸罐顶部经管线连接至燃烧炉，所述的第一闪蒸罐底部设有汽塔顶泵，所述的汽塔顶泵经管线连接至第一汽塔塔顶上。
进一步的，换热器底部设有第一汽塔底泵，所述的第一汽塔底部与所述的换热器连接，所述的换热器底部一流股与所述的第一汽塔底泵连接，所述的第一汽塔底泵经管线与所述的第二汽塔中段连接。
进一步的，第二闪蒸罐底部设有第二汽塔底泵，所述的第二汽塔底泵与所述的第二闪蒸罐底部经管线连接，所述的第二汽塔底泵与所述的第二汽塔顶部连接；所述的换热器底部另一流股经管线与所述的第二闪蒸罐连接；所述的第二闪蒸罐顶部经管线与第三闪蒸罐连接。
进一步的，第二汽塔底部经管线设有循环再沸器，所述的第二汽塔内底部设有第二塔釜，所述的第二塔釜经管线与减压阀连接，所述的减压阀右端与丙烯精制单元连接。
本实用新型的有益效果是，通过设置换热器有效降低了第一汽塔塔釜的操作负荷，减少了冷公用工程消耗量；以第一闪蒸罐取代第一汽塔塔顶回流罐对第一汽塔塔顶轻组分进行提浓，有效降低了第一汽塔操作循环量，降低了操作负荷；以第二闪蒸罐取代第二汽塔塔顶回流罐，同时对第一汽塔塔底组分进行提浓，有效降低了第二汽塔的操作负荷，减少了物料循环量。又通过设置第三闪蒸罐对轻组分进行有效分离，实现了资源的有效循环利用；新型丙烯生产工艺中的深冷变压双效分离系统较传统的丙烯深冷分离系统具有冷公用工程用量少，各轻组分气体资源利用效力显著提升，操作负荷显著下降，系统能耗指标相对较低，系统工艺内部耦合效率较高等明显优势，可有效提高项目的经济效益。
附图说明
图1为本实用新型丙烯酸生产工艺中的深冷变压双效分离系统示意图。
图中：1.第一冷却器2.第一汽塔3.第二冷却器4.第一闪蒸罐5.汽塔顶泵6.换热器7.第二闪蒸罐8.第一汽塔底泵9.第二汽塔底泵10. 第二汽塔11.第三闪蒸罐12.再沸器13.减压阀14.管线201.第一塔釜101.第二塔釜。
具体实施方式
为了便于本领域技术人员的理解，下面结合附图对本实用新型实施例作进一步的描述。
实施例一
如附图1所示的为了能够清楚的说明本方案的技术特点，下面结合附图和实施例对本实用新型作进一步的说明。
一种丙烯生产工艺中的深冷变压双效分离系统，包括第一汽塔2、换热器6、第二闪蒸罐7和第二汽塔10，其特征在于，第一汽塔2底部经管线14与换热器6连接；第一汽塔2顶部温度控制在-113℃，气压控制在0.2MPa，第一塔釜201温度控制在-70℃，气压控制在0.21MPa，维持第一汽塔2操作系统稳定；换热器6分别与第二闪蒸罐7和第二汽塔10 连接，换热器6左底部经管线14与第二汽塔10中段连接；第二汽塔10 内底部设有第二塔釜101，第二汽塔10顶部温度控制在-26℃，气压控制在1.6MPa，第二塔釜101温度控制在-42℃，气压控制在1.62MPa，维持第二汽塔10操作系统稳定；换热器6右底部经管线14与第二闪蒸罐7中段连接，第二闪蒸罐7进料温度控制在-26℃，气压控制在1.6MPa，第二闪蒸罐7底部经管线14与第二汽塔10顶部连接，在完成第二汽塔 10进料组分提浓的同时，替代了第二汽塔10塔顶冷凝器的功用，降低了设备投资费用同时，也有效降低了系统冷公用工程用量和操作负荷；第二汽塔10顶部经管线14与换热器6右上部连接，换热器6上部与第一汽塔2底部设置的第一塔釜201连接；第一汽塔2左侧经管线14连接有第一冷却器1；换热器6底部设有第一塔底泵8，第一汽塔2底部与换热器6连接，换热器6底部一流股与第一汽塔底泵8连接，第一汽塔底泵8 经管线14与第二汽塔10中段连接。
第一汽塔2塔顶上部经管线14依次设有第二冷却器3、第一闪蒸罐4 和汽塔顶泵5，第一闪蒸罐4顶部经管线14连接至燃烧炉，第一闪蒸罐 4底部设有汽塔顶泵5，汽塔顶泵5经管线14连接至第一汽塔2塔顶上；第一闪蒸罐4对第一汽塔2顶部的轻组分进行提浓，分离的重组分经汽塔顶泵5返回至第一汽塔2塔顶，轻组分送至燃烧炉，实现了系统有效组分利用最大化。
第二闪蒸罐7底部设有第二汽塔底泵9，第二汽塔底泵9与第二闪蒸罐7底部经管线14连接，第二汽塔底泵9与第二汽塔10顶部连接；换热器6底部另一流股经管线14与第二闪蒸罐7连接；第二闪蒸罐7顶部经管线14与第三闪蒸罐11连接；第三闪蒸罐11进料温度控制在-50℃，气压控制在1.2MPa，对闪蒸罐二7底部的轻组分进一步进行分离，第三闪蒸罐11顶部较轻组分作为燃料送至燃烧炉燃烧，塔底组分CO2循环至氧化反应单元，作为弱氧化剂使用。
第二汽塔10底部设有再沸器12，第二汽塔10内底部设有第二塔釜 101，第二塔釜101经产品出口管线14与减压阀13连接，减压阀13右端与丙烯精制单元连接。
换热器6以第二汽塔10顶部轻组分作为加热介质，控制第一汽塔2 内第一塔釜201温度，经第二塔釜101温度控制在-70℃，节省了冷公用工程的用量，实现了第一汽塔2和第二汽塔10两塔间冷量的耦合。
使用时，待分离多组分混合物经第一冷却器1冷却后，进入第一汽塔2中段，第一汽塔2顶部温度控制在-113℃，气压控制在0.2MPa，第一塔釜101温度控制在-70℃，气压控制在0.21Mpa，分离后的轻组分从第一汽塔2塔顶采出，经第二冷却器3冷却后，进入第一闪蒸罐4，在第一闪蒸罐4的顶部采出轻组分送至氧化反应单元的燃烧炉，为燃烧炉提供燃料；第一闪蒸罐4底部组分经汽塔顶泵5送回至第一汽塔2塔顶，经换热器6底部一流股送至第二闪蒸罐7，第二闪蒸罐7进料温度控制在 -26℃，气压控制在1.6MPa，第二闪蒸罐二7顶部轻组分经管线14送至第三闪蒸罐11，第三闪蒸罐11进料温度控制在-50℃，气压控制在1.2 MPa，对闪蒸罐二7底部的轻组分进一步进行分离，第三闪蒸罐11顶部较轻组分作为燃料送至燃烧炉燃烧，塔底组分CO2循环至氧化反应单元，作为弱氧化剂使用；第二闪蒸罐7底部分离出的重组分经第二塔底泵9 送至第二汽塔10上部，换热器6底部另一流股经第一塔底泵8送至第二汽塔10中段，第二汽塔10顶部温度控制在-26℃，气压控制在1.6MPa，塔釜温度控制在-42℃，气压控制在1.62MPa；第二汽塔10分离后的轻组分经管线14连接至换热器6进行循环；第二汽塔10底部分离出的重组分经再沸器12进行循环，并从第二塔釜101采出产品管线14上设置的减压阀13减压后送至丙烯精制单元。
本实用新型的有益效果是，通过设置换热器有效降低了第一汽塔塔釜的操作负荷，减少了冷公用工程消耗量；以第一闪蒸罐取代第一汽塔塔顶回流罐对第一汽塔塔顶轻组分进行提浓，有效降低了第一汽塔操作循环量，降低了操作负荷；以第二闪蒸罐取代第二汽塔塔顶回流罐，同时对第一汽塔塔底组分进行提浓，有效降低了第二汽塔的操作负荷，减少了物料循环量。又通过设置第三闪蒸罐对轻组分进行有效分离，实现了资源的有效循环利用；新型丙烯生产工艺中的深冷变压双效分离系统较传统的丙烯深冷分离系统具有冷公用工程用量少，各轻组分气体资源利用效力显著提升，操作负荷显著下降，系统能耗指标相对较低，系统工艺内部耦合效率较高等明显优势，可有效提高项目的经济效益。
以上所述，仅为本实用新型的较佳实施例，不能以此限定本实用新型实施范围；凡依本实用新型申请专利范围及创作说明书内容所作的简单的等效变化与修饰，皆应仍属本实用新型专利涵盖的范围内。
Claims (6)
1.一种丙烯生产工艺中的深冷变压双效分离系统，包括第一汽塔(2)、换热器(6)、第二闪蒸罐(7)和第二汽塔(10)，其特征在于，所述的第一汽塔(2)底部经管线(14)与换热器(6)连接；所述的换热器(6)分别与第二闪蒸罐(7)和第二汽塔(10)连接，所述的换热器(6)左底部经管线(14)与所述的第二汽塔(10)中段连接，所述的第二汽塔(10)内底部设有第二塔釜(101)；所述的换热器(6)右底部经管线(14)与所述的第二闪蒸罐(7)中段连接；所述的第二闪蒸罐(7)底部经管线(14)与第二汽塔(10)顶部连接，所述的第二汽塔(10)顶部经管线(14)与换热器(6)右上部连接，所述的换热器(6)上部与第一汽塔(2)底部设置的第一塔釜(201)连接；所述的第一汽塔(2)左侧经管线(14)连接有第一冷却器(1)。
2.根据权利要求1所述的一种丙烯生产工艺中的深冷变压双效分离系统，其特征在于，所述的第一汽塔(2)顶部温度控制在-113℃，气压控制在0.2MPa，所述的第一塔釜(201)温度控制在-70℃，气压控制在0.21MPa，所述的第二汽塔(10)顶部温度控制在-26℃，气压控制在1.6MPa，所述的第二塔釜(101)温度控制在-42℃，气压控制在1.62MPa，所述的第二闪蒸罐(7)进料温度控制在-26℃，气压控制在1.6MPa。
3.根据权利要求1所述的一种丙烯生产工艺中的深冷变压双效分离系统，其特征在于，所述的第一汽塔(2)塔顶上部经管线(14)依次设有第二冷却器(3)、第一闪蒸罐(4)和汽塔顶泵(5)，所述的第一闪蒸罐(4)顶部经管线(14)连接至燃烧炉，所述的第一闪蒸罐(4)底部设有汽塔顶泵(5)，所述的汽塔顶泵(5)经管线(14)连接至第一汽塔(2)塔顶上。
4.根据权利要求1所述的一种丙烯生产工艺中的深冷变压双效分离系统，其特征在于，所述的换热器(6)底部设有第一汽塔底泵(8)，所述的第一汽塔(2)底部与所述的换热器(6)连接，所述的换热器(6)底部一流股与所述的第一汽塔底泵(8)连接，所述的第一汽塔底泵(8)经管线(14)与所述的第二汽塔(10)中段连接。
5.根据权利要求1所述的一种丙烯生产工艺中的深冷变压双效分离系统，其特征在于，所述的第二闪蒸罐(7)底部设有第二汽塔底泵(9)，所述的第二汽塔底泵(9)与所述的第二闪蒸罐(7)底部经管线(14)连接，所述的第二汽塔底泵(9)与所述的第二汽塔(10)顶部连接；所述的换热器(6)底部另一流股经管线(14)与所述的第二闪蒸罐(7)连接；所述的第二闪蒸罐(7)顶部经管线(14)与第三闪蒸罐(11)连接。
6.根据权利要求1或2或5所述的一种丙烯生产工艺中的深冷变压双效分离系统，其特征在于，所述的第二汽塔(10)底部经管线(14)设有循环再沸器(12)，所述的第二汽塔(10)内底部设有第二塔釜(101)，所述的第二塔釜(101)经管线(14)与减压阀(13)连接，所述的减压阀(13)右端与丙烯精制单元连接。
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