本發(fā)明涉及石油化工企業(yè)氣體分餾
技術(shù)領(lǐng)域：
，具體地，涉及一種氣體分餾裝置脫丙烷塔擴(kuò)產(chǎn)及節(jié)能的復(fù)合工藝。
背景技術(shù)：
：氣體分餾裝置是石油化工企業(yè)重要的輕烴分離裝置，主要包含三塔分離技術(shù)和四塔分離技術(shù)。其中，三塔分離技術(shù)一般包含脫丙烷塔、脫乙烷塔和丙烯塔，四塔分離技術(shù)在此基礎(chǔ)上還包含脫戊烷塔。氣體分餾裝置用于分離加工來自催化裂化、延遲焦化等裝置的液化石油氣，將其分離成為丙烯、丙烷、混合碳二、混合碳四和戊烷。脫丙烷塔的主要作用是將丙烯、丙烷、混合碳二和混合碳四、戊烷分離開來。近年來，隨著部分老廠升級(jí)改造及催化裂化裝置的技術(shù)改進(jìn)，許多石油化工企業(yè)的液化氣產(chǎn)量有所增加。同時(shí)，為了多產(chǎn)丙烯，部分氣體分餾裝置開始處理來自延遲焦化的液化氣。部分石油化工企業(yè)現(xiàn)有的氣體分餾裝置面臨處理量增大，液化氣不能全部處理的瓶頸。脫丙烷塔作為氣體分餾的第一個(gè)分餾塔，面臨的瓶頸約束尤為突出。由于新增的液化氣負(fù)荷不是成倍增長，不足以新建一套脫丙烷塔。因此，考慮企業(yè)建設(shè)投資的經(jīng)濟(jì)性，最好是在現(xiàn)有的塔器上進(jìn)行微改造，不改變塔體直徑，而使其滿足生產(chǎn)需要。同時(shí)，在氣體分餾裝置中，脫丙烷塔再沸器主要消耗0.4mpa蒸汽，或120℃的熱媒水。對(duì)于氣體分餾裝置，脫丙烷塔再沸器需要的熱源溫位較高，能級(jí)較高，是裝置的關(guān)鍵能源消耗所在。因此，在擴(kuò)大脫丙烷塔處理量的同時(shí)，需要考慮節(jié)能及再沸器、冷凝器的擴(kuò)能問題。技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：為了在不改變現(xiàn)有脫丙烷塔塔體直徑的情況下，提高脫丙烷塔的處理量并節(jié)省能耗，本發(fā)明提供了一種氣體分餾裝置脫丙烷塔擴(kuò)產(chǎn)及節(jié)能的復(fù)合工藝。本發(fā)明提供了一種氣體分餾裝置脫丙烷塔擴(kuò)產(chǎn)及節(jié)能的復(fù)合工藝，該復(fù)合工藝?yán)妹摫閱卧獙?duì)原料進(jìn)行分離，所述脫丙烷單元包括：脫丙烷塔、進(jìn)料預(yù)熱器、塔頂冷凝器、塔頂回流罐、塔頂回流泵和塔底再沸器；其中，提升脫丙烷塔進(jìn)料溫度，控制脫丙烷塔的進(jìn)料溫度介于60～90℃之間。通過上述技術(shù)方案，本發(fā)明的復(fù)合工藝可以在不改動(dòng)分餾塔直徑和塔內(nèi)件的條件下，實(shí)現(xiàn)脫丙烷塔處理量增大5～30％，其中，提升脫丙烷塔進(jìn)料溫度可以實(shí)現(xiàn)脫丙烷塔處理量增大5～10％，提升脫丙烷塔進(jìn)料溫度并設(shè)置中間再沸器可以實(shí)現(xiàn)脫丙烷塔處理量增大10～30％。該工藝具有擴(kuò)大脫丙烷塔處理量和降低脫丙烷塔再沸器熱源所需較高品位熱公用工程溫位的優(yōu)點(diǎn)。附圖說明通過結(jié)合附圖對(duì)本發(fā)明示例性實(shí)施方式進(jìn)行更詳細(xì)的描述，本發(fā)明的上述以及其它目的、特征和優(yōu)勢(shì)將變得更加明顯。圖1是一種常規(guī)氣體分餾裝置脫丙烷塔的流程示意圖。圖2是針對(duì)圖1所示的流程進(jìn)行改進(jìn)的本發(fā)明的一種優(yōu)選實(shí)施方式的氣體分餾裝置脫丙烷塔擴(kuò)產(chǎn)及節(jié)能復(fù)合工藝的流程示意圖。圖3示出了實(shí)施例1的丙烯精餾塔各塔板三種工況的水力學(xué)需求直徑分布，橫軸n為塔板數(shù)，縱軸d為塔直徑。附圖標(biāo)記說明1-進(jìn)料(預(yù)熱前)2-進(jìn)料(預(yù)熱后)3-塔頂氣(冷前)4-塔頂氣(冷后)5-塔頂凝液6-塔頂回流7-塔頂產(chǎn)物8-塔底物流9-再沸物流10-塔底產(chǎn)物11-脫丙烷塔12-進(jìn)料預(yù)熱器13-塔頂冷凝器14-塔頂回流罐15-塔頂回流泵16-塔底再沸器17-中間再沸抽出物流18-中間再沸返塔物流19-中間再沸器具體實(shí)施方式下面將參照附圖更詳細(xì)地描述本發(fā)明的優(yōu)選實(shí)施方式?，F(xiàn)有氣體分餾裝置脫丙烷塔的工藝流程如圖1所示，本發(fā)明在此基礎(chǔ)上進(jìn)行改進(jìn)，本發(fā)明的復(fù)合工藝通過提升脫丙烷塔的進(jìn)料溫度以及優(yōu)選設(shè)置中間再沸器，調(diào)節(jié)脫丙烷塔氣液負(fù)荷分布，合理避免因處理量增大可能導(dǎo)致的液泛和淹塔，實(shí)現(xiàn)脫丙烷塔擴(kuò)產(chǎn)。同時(shí)，由于提升脫丙烷塔進(jìn)料溫度、設(shè)置中間再沸器，可以合理降低脫丙烷塔再沸器的負(fù)荷，降低脫丙烷塔所需要的熱公用工程的溫位。具體地，本發(fā)明提供了一種氣體分餾裝置脫丙烷塔擴(kuò)產(chǎn)及節(jié)能的復(fù)合工藝，該復(fù)合工藝?yán)妹摫閱卧獙?duì)原料進(jìn)行分離，如圖2所示，所述脫丙烷單元包括：脫丙烷塔11、進(jìn)料預(yù)熱器12、塔頂冷凝器13、塔頂回流罐14、塔頂回流泵15和塔底再沸器16；其中，提升脫丙烷塔進(jìn)料溫度，控制脫丙烷塔的進(jìn)料溫度介于60～90℃之間。根據(jù)所述復(fù)合工藝，通過提升脫丙烷塔的進(jìn)料溫度可以實(shí)現(xiàn)脫丙烷塔處理量增大5～10％。優(yōu)選地，所述復(fù)合工藝中，提升脫丙烷塔進(jìn)料溫度后，控制脫丙烷塔的進(jìn)料溫度介于60～80℃之間。優(yōu)選地，所述復(fù)合工藝中，提升脫丙烷塔進(jìn)料溫度后，所述進(jìn)料預(yù)熱器12的熱源由溫度介于70～100℃之間熱媒水提供。優(yōu)選地，所述復(fù)合工藝中，在脫丙烷塔11上設(shè)置中間再沸器19，控制擴(kuò)產(chǎn)工況中所述中間再沸器19的負(fù)荷占基準(zhǔn)工況所述塔底再沸器16負(fù)荷的10～30％。優(yōu)選地，所述復(fù)合工藝中，所述中間再沸器19位于脫丙烷塔11的提餾段中部。優(yōu)選地，所述復(fù)合工藝中，設(shè)置脫丙烷塔中間再沸器19后，中間再沸器19的熱源由溫度介于70～100℃之間的熱媒水提供。優(yōu)選地，所述復(fù)合工藝中，控制所述脫丙烷塔11的操作壓力在1.80～2.20mpa之間。本發(fā)明的復(fù)合工藝通過優(yōu)化脫丙烷塔的進(jìn)料溫度，并優(yōu)選設(shè)置中間再沸器來調(diào)節(jié)脫丙烷塔的氣液負(fù)荷分布，合理避免因處理量增大可能導(dǎo)致的液泛和淹塔，從而實(shí)現(xiàn)脫丙烷塔的擴(kuò)產(chǎn)，而且，脫丙烷塔所需要的熱公用工程部分能由傳統(tǒng)的120℃的熱媒水或0.4mpa蒸汽改為溫度更低的熱媒水，因此也降低了能耗。下面通過實(shí)施例詳細(xì)說明本發(fā)明，但本發(fā)明不受實(shí)施例的限制。實(shí)施例1本例采用某石化企業(yè)30萬噸/年氣體分餾裝置進(jìn)行核算，原工藝流程如圖1所示，原料為催化裂化裝置脫硫液化氣，流量為36.0t/h，其組成見表1。脫丙烷塔的直徑為2200mm，塔板數(shù)為50。表1項(xiàng)目含量/mol％項(xiàng)目含量/mol％乙烷0.43乙烯0.02丙烯43.09丙烷5.45正丁烯6.40丁烷4.94異丁烯12.59異丁烷12.18順丁烯5.76反丁烯8.17戊烷0.97本例的一種工藝流程如圖2所示，其中，原料液化氣1經(jīng)進(jìn)料預(yù)熱器12與熱媒水換熱至80℃，然后進(jìn)入脫丙烷塔11的中部，塔頂氣3經(jīng)塔頂冷凝器13冷凝后部分回流，塔頂產(chǎn)物7為c2、c3組分，進(jìn)入下游設(shè)備；塔底產(chǎn)物10為c4、c5組分，塔底再沸器16的熱源為0.4mpa蒸汽，塔的提餾段設(shè)置有中間再沸器19，熱源為循環(huán)熱媒水。本例中，工藝質(zhì)量控制指標(biāo)為：脫丙烷塔塔頂產(chǎn)物中c4～c5≤0.1mol％，塔釜產(chǎn)物中c2～c3≤0.1mol％。提供三種工況，通過表2所示的關(guān)鍵指標(biāo)對(duì)比，驗(yàn)證本發(fā)明的復(fù)合工藝的優(yōu)越性。工況一為某煉廠氣體分餾裝置現(xiàn)狀工藝流程，如圖1所示，原裝置設(shè)有進(jìn)料預(yù)熱器12，預(yù)熱后的進(jìn)料溫度為50℃，不設(shè)置中間再沸器。工況二為本發(fā)明的優(yōu)選實(shí)施方式一，如圖1所示，原裝置設(shè)置進(jìn)料預(yù)熱器12，提升預(yù)熱后進(jìn)料溫度至80℃，不設(shè)置中間再沸器。工況三為本發(fā)明的優(yōu)選實(shí)施方式二，如圖2所示，原裝置設(shè)置進(jìn)料預(yù)熱器12，提升預(yù)熱后的進(jìn)料溫度至80℃，并設(shè)置中間再沸器19，中間再沸器19負(fù)荷約為工況一塔底再沸器16負(fù)荷的15～20％。表2相比于工況一，工況二和工況三的工程改動(dòng)內(nèi)容包括：工況二：增大預(yù)熱器換熱面積，增大冷凝器換熱面積。工況三：增大預(yù)熱器換熱面積，增大冷凝器換熱面積，新增中間再沸器。圖3是脫丙烷塔各塔板三種工況的水力學(xué)需求直徑分布圖。圖3表明，工況二、工況三可以有效調(diào)節(jié)脫丙烷塔的氣液負(fù)荷分布，合理避免因處理量增大可能導(dǎo)致的液泛和淹塔，實(shí)現(xiàn)脫丙烷塔擴(kuò)產(chǎn)。脫丙烷塔處理量擴(kuò)大5～10％時(shí)，優(yōu)先推薦實(shí)施方式一，即工況二；脫丙烷塔處理量擴(kuò)大10～20％時(shí)，優(yōu)先推薦實(shí)施方式二，即工況三。在脫丙烷塔處理量擴(kuò)大10％、20％時(shí)，塔底再沸器所消耗的0.4mpa蒸汽消耗量基本不變，新增處理量參照工況一所應(yīng)增加的再沸器熱公用工程消耗，全部由70～100℃的熱媒水替代，降低了脫丙烷塔所需要的熱公用工程的溫位。以上已經(jīng)描述了本發(fā)明的實(shí)施方式，上述說明是示例性的，并非窮盡性的，并且也不限于所披露的實(shí)施方式。在不偏離所說明的各實(shí)施方式的范圍和精神的情況下，對(duì)于本
技術(shù)領(lǐng)域：
的普通技術(shù)人員來說許多修改和變更都是顯而易見的。當(dāng)前第1頁12