公开/公告号CN103664453A
专利类型发明专利
公开/公告日2014-03-26
原文格式PDF
申请/专利权人 中国石油天然气股份有限公司;中国寰球工程公司;
申请/专利号CN201210347993.0
申请日2012-09-18
分类号C07C11/04(20060101);C07C7/04(20060101);
代理机构11013 北京市中实友知识产权代理有限责任公司;
代理人谢小延
地址 100007 北京市东城区东直门北大街9号中国石油大厦
入库时间 2024-02-19 23:19:30
法律状态公告日
法律状态信息
法律状态
2015-02-25
授权
授权
2014-04-23
实质审查的生效 IPC(主分类):C07C11/04 申请日:20120918
实质审查的生效
2014-03-26
公开
公开
技术领域
本发明涉及一种应用巴氏精馏的轻烃分离方法,特别是涉及一种将 巴氏精馏应用于脱乙烷-乙烯分馏的轻烃分离方法,适用于前脱丙烷前加 氢分离流程。
背景技术
轻烃分离,指的是乙烯装置等相关生产装置对其回收的氢气及碳一 至碳五烃类混合物(缩写:H2-C1-C5)进行的分离。
甲烷及更轻馏分(氢)缩写为C1-,碳二馏分缩写为C2,碳三馏分缩写 为C3,碳二与碳三馏分混和物缩写为C2-C3,碳四及更重馏分缩写为C4+。
把脱乙烷塔系和乙烯分馏塔系作为一个系统加以研究时,其分离过 程表示为“脱乙烷-乙烯分馏”,该分离系统表示为“脱乙烷-乙烯分馏系 统”。
在轻烃分离领域,设计者常在分馏塔侧线采出塔盘上方设若干塔盘, 用这一段塔盘的分馏作用,将进料中比侧线产品更易挥发的轻组分脱除。 为此,需让塔顶馏出物部分冷凝以获得回流液,而排出未冷凝的气相物, 轻组分随之脱除。这种脱除轻组分的方法称为“巴氏精馏”,所设若干塔 盘所在的塔器分段称为“巴氏精馏段”。在现有技术中,设计者采用巴氏 精馏段,目的是用其代替为进料专设的脱轻组分塔,以免去多建造一台 脱轻组分塔的投资,也免去脱轻组分塔的再沸热量消耗。
在前脱丙烷前加氢分离流程中,现有技术的脱乙烷塔系与乙烯分馏 塔系是分处于上、下游的两个系统。脱乙烷塔的任务仅仅是将C2馏分与 C3馏分分开。C2馏分从塔顶馏出后被冷凝,冷凝液的一部分作为回流液, 另一部分被送入乙烯分馏塔进行乙烯、乙烷分离。因为绝大多数用户需 要的是气态乙烯产品,所以几乎全部的乙烯馏分都不得不先在脱乙烷塔 中气化、液化,再在乙烯分馏塔中气化、液化,最后在乙烯产品送出时 还要再进行一次气化。这样,全部乙烯馏分在变为乙烯产品过程中,都 不得不反复气化、液化、再气化、再液化、再气化,不必要地消耗了过 多能量。
如果能够让一部分乙烯馏分在气化后不再经历所述第二、三次液化- 气化,而直接作为合格气体乙烯产品送出,就可以把对应的那部分不必 要消耗的能量节省下来。
发明内容
本发明的目的是提供一种将巴氏精馏应用于脱乙烷-乙烯分馏的轻烃 分离方法,用更低的能耗将脱除了碳二炔烃的C2-C3馏分分离为气体聚合 级乙烯、液体聚合级乙烯、C3馏分三部分。改“轻组分脱除”为“轻组分 提浓”,将巴氏精馏段用于脱乙烷塔,在脱乙烷塔侧线采出部分C2馏分的 同时,用巴氏精馏段在侧线采出塔盘上方对另一部分C2馏分继续分馏而 提浓其中的乙烯,使脱乙烷塔顶(即巴氏精馏段顶)馏出的气相物成为达 到聚合级产品规格要求的乙烯气体。鉴于用户需要的正是气体产品,因 而不再让它经历第二、三次液化、气化,而让它作为合格的聚合级气体 乙烯产品直接输出。这样,脱乙烷-乙烯分馏过程的能耗就明显降低了。
本发明所述的将巴氏精馏应用于脱乙烷-乙烯分馏的轻烃分离方法, 包括两个技术方案。一个将巴氏精馏用于脱乙烷-常规乙烯分馏系统;另 一个将巴氏精馏用于脱乙烷-开式热泵乙烯分馏系统(近年来,前加氢工 艺乙烯装置的乙烯分馏采用开式热泵系统已成为趋势)。
方案-1巴氏精馏应用于脱乙烷-常规乙烯分馏系统:
在上游经过脱酸气、脱水、脱碳二炔烃并脱除了C1-和C4+馏分的C2-C3 馏分,分为三股进料到脱乙烷塔01a(采用多股进料是轻烃分离工艺的常 规手段)。脱乙烷塔01a是带有巴氏精馏段的塔器。经过脱乙烷塔01a的 分馏,三股进料中挥发度较低的C3馏分与挥发度较高的C2馏分被分开。
C3馏分作为本系统的产品从塔底排出本系统。塔底物料再沸的热量由 急冷水通过脱乙烷塔再沸器05提供。
不含C3馏分的C2馏分在脱乙烷塔01a的侧线采出塔盘上分为两路, 一路作为侧线出料被送往乙烯分馏塔02,另一路上升至巴氏精馏段继续 分馏。
在巴氏精馏段内,挥发度较高的乙烯被提浓后从顶部馏出,纯度达 到聚合级产品规格要求。挥发度较低的乙烷与大部分乙烯一起,作为C2馏分从脱乙烷塔01a侧线采出。
从巴氏精馏段顶馏出的乙烯气体在脱乙烷塔冷凝器06中被-24℃左 右的丙烯液体冷剂部分冷凝。冷凝液被收集于脱乙烷塔回流罐03,被脱 乙烷塔回流泵15从中抽出,送到脱乙烷塔01a最上层塔盘作为回流液。 未冷凝的乙烯气体被送往气体乙烯产品增压机14和气体乙烯产品调温冷 却器13,增压到要求的界区压力、调整到要求的界区温度后,作为合格 气体乙烯产品送到装置外的气体乙烯产品总管。
从脱乙烷塔01a侧线采出的C2馏分进料到乙烯分馏塔02之前,通常 会分出一、两股通过某换热器(如图1中的07)与相关工艺物料换热,以 提高系统的热(冷)量利用效率。用某工艺物料(该物料的温度与所需换热 温度相符)作为本系统换热器的冷剂或热剂,是轻烃分离工艺的常用手 法。这样形成的两、三股进料在乙烯分馏塔02中被分馏,挥发度较低的 乙烷与挥发度较高的乙烯被分开。
乙烷作为本系统的产品由循环乙烷输送泵16从乙烯分馏塔02塔底 抽出、送出。塔底物料再沸的热量由7℃左右的丙烯气体热剂通过乙烯塔 主再沸器09提供。利用循环乙烷输送泵16提供的压头,乙烯分馏塔02 塔底的乙烷通过乙烯塔辅助再沸器08强制循环,可从相关工艺物料那里 获取一些再沸热量。
挥发度较高的乙烯从乙烯分馏塔02塔顶馏出,在乙烯塔冷凝器10 中被-40℃左右的丙烯液体冷剂冷凝。冷凝液被收集在乙烯塔回流/乙烯 缓冲罐04中。这就是达到聚合级产品规格要求的合格乙烯液体。
乙烯塔回流/乙烯缓冲罐04中的合格乙烯液体由乙烯塔回流泵17抽 出,送到乙烯分馏塔02的最上层塔盘,以维持该塔的分馏操作;多余的 合格乙烯液体作为合格液体乙烯产品被送到装置外的乙烯产品罐区。
这样,输往装置外的气体乙烯产品就有了三个来源:一是脱乙烷塔 01a塔顶馏出的气体乙烯,二是从乙烯塔回流/乙烯缓冲罐04抽出液体乙 烯经过气化、过热形成气体乙烯,三是从装置外乙烯罐区引回液体乙烯 经过气化、过热形成气体乙烯(图1未显示从乙烯罐区引回液体乙烯的流 股)。三个来源乙烯产品的流量可以在一定范围内调节。
气体乙烯产品输出量不足时,可用液体乙烯产品增压泵18抽出流量 适当的合格乙烯液体,或者从装置外乙烯罐区引回流量适当的乙烯液体, 增压到略高于界区规定值的压力,在乙烯产品气化器11中被7℃左右的 丙烯气体热剂气化,在乙烯产品过热器12中被40℃左右的丙烯液体热剂 过热,然后与来自气体乙烯产品增压机14的乙烯气体汇合。汇合后的乙 烯气体在气体乙烯产品调温冷却器13中调整温度,然后作为合格气体乙 烯产品,以规定的界区压力、温度向装置外气体乙烯产品总管输送。
方案-2巴氏精馏应用于脱乙烷-开式热泵乙烯分馏系统:
在上游经过脱酸气、脱水、脱碳二炔烃并脱除了C1-和C4+馏分的C2-C3馏分,分为三股进料到脱乙烷塔01a(采用多股进料是轻烃分离工艺的常 规手段)。脱乙烷塔01a是带有巴氏精馏段的塔器。经过脱乙烷塔01a的 分馏,进料中挥发度较低的C3馏分与挥发度较高的C2馏分被分开。
C3馏分作为本系统的产品,由脱乙烷塔底输送泵27从塔底排出本系 统。塔底物料再沸的热量由急冷水通过脱乙烷塔再沸器05提供。
不含C3馏分的C2馏分在脱乙烷塔01a的侧线采出塔盘上分为两路, 一路作为侧线出料被送往乙烯分馏塔02,另一路上升至巴氏精馏段继续 分馏。
在巴氏精馏段内,挥发度较高的乙烯被提浓后从顶部馏出,纯度达 到聚合级产品规格要求。挥发度较低的乙烷与大部分乙烯一起,作为C2馏分从脱乙烷塔01a侧线采出。
从巴氏精馏段顶馏出的乙烯气体与来自乙烯机三段排出二号冷却器 23的乙烯气体汇合,然后再分为两股:一股直接前往气体乙烯产品增压 机14和气体乙烯产品调温冷却器13,增压到规定的界区压力、调整到规 定的界区温度后送到装置外的气体乙烯产品总管;另一股在乙烯塔冷凝 器10中被-40℃左右的丙烯液体冷剂冷凝。冷凝液被收集到乙烯塔回流/ 乙烯缓冲罐04中,这就是达到聚合级产品规格要求的合格乙烯液体,同 时也被用作脱乙烷塔01a和乙烯分馏塔02的回流液。
从脱乙烷塔01a侧线采出的C2馏分进料到乙烯分馏塔02之前,通常 会分出一、两股通过换热器(如图3中的07、24)与相关工艺物料换热, 以提高系统的热(冷)量利用效率。用某工艺物料(该物料的温度与所需换 热温度相符)作为本系统某换热器的冷剂或热剂,是轻烃分离工艺的常用 手法。这样形成的两、三股进料在乙烯分馏塔02中被分馏,挥发度较低 的乙烷与挥发度较高的乙烯被分开。
乙烷作为本系统的产品由循环乙烷输送泵16从乙烯分馏塔02塔底 抽出、送出。塔底物料再沸的热量,由来自乙烯机二段排出冷却器21的 脱过热乙烯气体在乙烯塔主再沸器09中冷凝提供。利用循环乙烷输送泵 16提供的压头,乙烯分馏塔02塔底的乙烷通过乙烯塔辅助再沸器08强 制循环,可从相关工艺物料那里获取一些再沸热量。
挥发度较高的乙烯从塔顶馏出,首先在乙烯机二段吸入罐20中与其 它来源的乙烯气混合,然后进入乙烯塔热泵/乙烯制冷压缩机26的第二 段。在乙烯塔热泵/乙烯制冷压缩机26二段缸体内,这股乙烯与来自乙 烯机一段吸入罐19的乙烯气汇合,被压缩到第二段出口压力后,从二段 出口抽出一部分,在乙烯机二段排出冷却器21中被-24℃左右的丙烯液 体冷剂脱过热,然后在乙烯塔主再沸器09中冷凝,提供塔底物料的再沸 热量。冷凝后的乙烯在乙烯塔回流过冷器24中被乙烯分馏塔02的某一 股进料过冷后,再与来自乙烯冷剂过冷器25的乙烯汇合,一起作为乙烯 分馏塔02的回流液,被送到乙烯分馏塔02的最上层塔盘。由此构成乙 烯塔系的、热量从低温处向高温处传递的开式热泵循环。
在乙烯塔热泵/乙烯制冷压缩机26的二段缸体内,被压缩到第二段 出口压力的另一部分乙烯气,在第三段被继续压缩至可用-40℃左右的丙 烯液体冷剂冷凝的压力,然后排出,依次在乙烯机三段排出一号冷却器 22、乙烯机三段排出二号冷却器23中被7℃左右和-16℃左右的丙烯液体 冷剂冷却。冷却后的乙烯与来自脱乙烷塔01a塔顶的乙烯汇合,然后再 次分为两股:一股在乙烯塔冷凝器10中被-40℃左右的丙烯液体冷剂冷 凝,被收集到乙烯塔回流/乙烯缓冲罐04中;另一股直接送往气体乙烯 产品增压机14和气体乙烯产品调温冷却器13,增压到规定的界区压力、 调整到规定的界区温度后,送到装置外气体乙烯产品总管。
收集在乙烯塔回流/乙烯缓冲罐04中的冷凝液,就是达到聚合级产 品规格要求的合格乙烯液体,同时也被用作脱乙烷塔01a和乙烯分馏塔 02的回流液。作为乙烯分馏塔02回流液的那一股,依靠自身压力流经乙 烯冷剂过冷器25被相关工艺物料过冷后,与来自乙烯塔回流过冷器24 的乙烯汇合,一起作为乙烯分馏塔02的回流液,被送到乙烯分馏塔02 的最上层塔盘。作为脱乙烷塔01a回流液的那一股,被液体乙烯产品输 送泵28抽出,然后再分为两股:一股依靠液体乙烯产品输送泵28提供 的压头回到脱乙烷塔01a的最上层塔盘;另一股作为合格液体乙烯产品 被送往装置外的乙烯产品罐区。
这样,输往装置外的气体乙烯产品就有了四个来源:一是脱乙烷塔 01a塔顶馏出的气体乙烯,二是乙烯塔热泵/乙烯制冷压缩机26三段排出 气体,三是从乙烯塔回流/乙烯缓冲罐04抽出液体乙烯经过气化、过热 形成气体乙烯,四是从装置外乙烯罐区引回液体乙烯经过气化、过热形 成气体乙烯(图3未显示从乙烯罐区引回液体乙烯的流股)。四个来源乙 烯产品的流量可以在一定范围内调节。
气体乙烯产品输出量不足时,可用液体乙烯产品增压泵18抽出流量 适当的合格乙烯液体,或者从装置外乙烯罐区引回流量适当的乙烯液体, 增压到略高于界区规定值的压力,在乙烯产品气化器11中被7℃左右的 丙烯气体热剂气化,在乙烯产品过热器12中被40℃左右的丙烯液体热剂 过热,然后与来自气体乙烯产品增压机14的乙烯气体汇合。汇合后的乙 烯气体在气体乙烯产品调温冷却器13中调整温度,然后作为合格气体乙 烯产品,以规定的界区压力、温度向装置外气体乙烯产品总管输送。
附图说明
图1本发明方案-1应用于脱乙烷-常规乙烯分馏系统流程示意图
图2现有技术的脱乙烷-常规乙烯分馏系统(现有-1)流程示意图
图3本发明方案-2应用于脱乙烷-开式热泵乙烯分馏系统流程示意图
图4现有技术的脱乙烷-开式热泵乙烯分馏系统(现有-2)流程示意图
主要设备
主要介质
具体实施方式
实施例1本发明方案-1应用于年产70万吨乙烯装置的脱乙烷-常规 乙烯分馏系统
其主要相关工艺参数如下表所示。图1是其流程示意图。
方案-1实施过程中,为了研究本发明与现有技术的对比效果,设想 现有技术的年产70万吨乙烯装置脱乙烷-常规乙烯分馏系统,提出了称 为“现有-1”的如下技术方案(图2是现有-1的流程示意图):
在上游经过脱酸气、脱水、脱碳二炔烃并脱除了C1-和C4+馏分的C2-C3馏分,分为三股进料到脱乙烷塔01b(采用多股进料是轻烃分离工艺的常 规手段)。脱乙烷塔01b是不带巴氏精馏段的常规分馏塔。经过脱乙烷塔 01b的分馏,三股进料中挥发度较低的C3馏分与挥发度较高的C2馏分被 分开。
C3馏分作为本系统的产品从塔底排出本系统。塔底物料再沸的热量由 急冷水通过脱乙烷塔再沸器05提供。
不含C3馏分的C2馏分从脱乙烷塔01b塔顶馏出,在脱乙烷塔冷凝器 06中被-24℃左右的丙烯液体冷剂冷凝。冷凝液被收集于脱乙烷塔回流罐 03,脱乙烷塔回流泵15从中抽出一股送到脱乙烷塔01b的最上层塔盘作 为回流液,另一股则依靠自身压力前往乙烯分馏塔02作为其进料。
来自脱乙烷塔回流罐03的C2馏分进料到乙烯分馏塔02之前,通常 会分出一、两股通过某换热器(如图2中的07)与相关工艺物料换热。以 提高系统的热(冷)量利用效率。用某工艺物料(该物料的温度与所需换热 温度相符)作为本系统某换热器的冷剂或热剂,是轻烃分离工艺的常用手 法。这样形成的两、三股进料在乙烯分馏塔02中被分馏,挥发度较低的 乙烷与挥发度较高的乙烯被分开。
乙烷作为本系统的产品由循环乙烷输送泵16从乙烯分馏塔02塔底 抽出、送出。塔底物料再沸的热量由7℃左右的丙烯气体热剂通过乙烯塔 主再沸器09提供。利用循环乙烷输送泵16提供的压头,乙烯分馏塔02 塔底的乙烷通过乙烯塔辅助再沸器08强制循环,可从相关工艺物料那里 获取一些再沸热量。
挥发度较高的乙烯从乙烯分馏塔02塔顶馏出,在乙烯塔冷凝器10 中被-40℃左右的丙烯液体冷剂冷凝。冷凝液被收集在乙烯塔回流/乙烯 缓冲罐04中。这些冷凝液就是达到聚合级产品规格要求的合格乙烯液体, 同时也是乙烯分馏塔02的回流液。
乙烯塔回流/乙烯缓冲罐04中的合格乙烯液体由乙烯塔回流泵17抽 出,送到乙烯分馏塔02的最上层塔盘,以维持该塔的分馏操作;多余的 合格乙烯液体作为合格液体乙烯产品被送到装置外的乙烯产品罐区。
向装置外输出的气体乙烯产品,全部由合格乙烯液体气化得到。所 述乙烯液体或者从装置外的乙烯产品罐区引回(图2未显示从乙烯罐区引 回液体乙烯的流股),或者用液体乙烯产品增压泵18从乙烯塔回流/乙烯 缓冲罐04中抽出,增压到略高于界区规定值的压力,在乙烯产品气化器 11中被7℃左右的丙烯气体热剂气化,在乙烯产品过热器12中被40℃左 右的丙烯液体热剂过热,然后在气体乙烯产品调温冷却器13中调整温度, 以规定的界区压力、温度向装置外的气体乙烯产品总管输送。
现有-1的主要相关工艺参数如下表所示。
与现有-1相比,方案-1需多花费一些投资来增设一段约30块理论 板的巴氏精馏段,但其能耗明显低于现有-1。以年产70万吨乙烯装置为 基准,在其它条件相同的情况下,方案-1比现有-1少耗能约 26000kW-hr/hr,节能约20%。见下表:
实施例2本发明方案-2应用于年产70万吨乙烯装置的脱乙烷-开式 热泵乙烯分馏系统
其主要相关工艺参数如下表所示。图3是其流程示意图。
方案-2实施过程中,为了研究本发明与现有技术的对比效果,设想 现有技术的年产70万吨乙烯装置脱乙烷-开式热泵乙烯分馏系统,提出 了称为“现有-2”的如下技术方案(图4是现有-2的流程示意图):
在上游经过脱酸气、脱水、脱碳二炔烃并脱除了C1-和C4+馏分的C2-C3馏分,分为三股进料到脱乙烷塔01b(采用多股进料是轻烃分离工艺的常 规手段)。脱乙烷塔01b是不带巴氏精馏段的常规塔器。经过脱乙烷塔01b 的分馏,进料中挥发度较低的C3馏分与挥发度较高的C2馏分被分开。
C3馏分作为本系统的产品,由脱乙烷塔底输送泵27从塔底排出本系 统。塔底物料再沸的热量由急冷水通过脱乙烷塔再沸器05提供。
不含C3馏分的C2馏分从脱乙烷塔01b塔顶馏出,在脱乙烷塔冷凝器 06中被-40℃左右的丙烯液体冷剂冷凝。该C2馏分冷凝液被收集于脱乙烷 塔回流罐03,脱乙烷塔回流泵15从中抽出一股送到脱乙烷塔01b的最上 层塔盘作为回流液,另一股则依靠自身压力前往乙烯分馏塔02作为其进 料。
来自脱乙烷塔回流罐03的C2馏分冷凝液进料到乙烯分馏塔02之前, 通常会分出一、两股通过某换热器(如图4中的07、24)与相关工艺物料 换热以提高系统的热(冷)量利用效率。用某工艺物料(该物料的温度与所 需换热温度相符)作为本系统某换热器的冷剂或热剂,是轻烃分离工艺的 常用手法。这样形成的两、三股进料在乙烯分馏塔02中被分馏,挥发度 较低的乙烷与挥发度较高的乙烯被分开。
乙烷作为本系统的产品由循环乙烷输送泵16从乙烯分馏塔02塔底 抽出、送出。塔底物料再沸的热量,由来自乙烯机二段排出冷却器21的 脱过热乙烯气体在乙烯塔主再沸器09中冷凝提供。利用循环乙烷输送泵 16提供的压头,乙烯分馏塔02塔底的乙烷通过乙烯塔辅助再沸器08强 制循环,可从相关工艺物料那里获取一些再沸热量。
挥发度较高的乙烯从乙烯分馏塔02塔顶馏出,首先在乙烯机二段吸 入罐20中与其它来源的乙烯气混合,然后进入乙烯塔热泵/乙烯制冷压 缩机26的第二段。在乙烯塔热泵/乙烯制冷压缩机26二段缸体内,这股 乙烯气与来自乙烯机一段吸入罐19的乙烯气汇合,被压缩到第二段出口 压力后,从二段出口抽出一部分,在乙烯机二段排出冷却器21中被-24 ℃左右的丙烯液体冷剂脱过热,然后在乙烯塔主再沸器09中冷凝,提供 塔底物料的再沸热量。冷凝后的乙烯在乙烯塔回流过冷器24中被乙烯分 馏塔02的某一股进料过冷后,再与来自乙烯冷剂过冷器25的乙烯汇合, 一起作为乙烯分馏塔02回流液,被送到乙烯分馏塔02的最上层塔盘。 由此构成乙烯塔系的、热量从低温处向高温处传递的开式热泵循环。
在乙烯塔热泵/乙烯制冷压缩机26二段缸体内,被压缩到第二段出 口压力的另一部分乙烯气,在第三段被继续压缩至可用-40℃左右的丙烯 液体冷剂冷凝的压力,然后排出,依次在乙烯机三段排出一号冷却器22、 乙烯机三段排出二号冷却器23中被7℃左右和-16℃左右的丙烯液体冷剂 冷却。冷却后的乙烯分为两股:一股在乙烯塔冷凝器10中被-40℃左右 的丙烯液体冷剂冷凝,冷凝液被收集到乙烯塔回流/乙烯缓冲罐04中; 另一股前往气体乙烯产品增压机14和气体乙烯产品调温冷却器13,增压 到规定的界区压力、调整到规定的界区温度后,送到装置外气体乙烯产 品总管。
收集在乙烯塔回流/乙烯缓冲罐04中的冷凝液,就是达到聚合级产 品规格要求的合格乙烯液体,同时也被用作乙烯分馏塔02的回流液。作 为乙烯分馏塔02回流液的那一股,依靠自身压力流经乙烯冷剂过冷器25 被相关工艺物料过冷后,与来自乙烯塔回流过冷器24的乙烯汇合,一起 作为乙烯分馏塔02回流液,被送到乙烯分馏塔02的最上层塔盘。作为 合格液体乙烯产品的那一股,被液体乙烯产品输送泵28抽出,送往装置 外的乙烯产品罐区。
向装置外输出的气体乙烯产品,一部分为乙烯塔热泵/乙烯制冷压缩 机26三段排出气体,一部分为合格乙烯液体气化所得。所述乙烯液体或 从装置外的乙烯产品罐区引回(图4未显示从乙烯罐区引回液体乙烯的流 股),或用液体乙烯产品增压泵18从乙烯塔回流/乙烯缓冲罐04中抽出。
气体乙烯产品输出量不足时,可用液体乙烯产品增压泵18抽出流量 适当的合格乙烯液体,或者从装置外的乙烯产品罐区引回流量适当的乙 烯液体,增压到略高于界区规定值的压力,在乙烯产品气化器11中被7 ℃左右的丙烯气体热剂气化,在乙烯产品过热器12中被40℃左右的丙烯 液体热剂过热,然后与来自气体乙烯产品增压机14的乙烯气体汇合。汇 合后的乙烯气体在气体乙烯产品调温冷却器13中调整温度,然后作为合 格气体乙烯产品,以规定的界区压力、温度向装置外的气体乙烯产品总 管输送。
现有-2的主要相关工艺参数如下表所示。
与现有-2相比,本发明方案-2需多花费一些投资来增设一段约30 块理论板的巴氏精馏段,但其能耗明显低于现有-2。以年产70万吨乙烯 装置为基准,在其它条件相同的情况下,本发明方案-2比现有-2少耗能 约23100kW-hr/hr,节能约27%。见下表:
以上所述的实施例仅仅是对本发明优选实施方式的描述,并非对本 发明范围的限定。在不脱离本发明设计精神的前提下,本领域普通技术 人员对本发明的技术方案做出的各种变形和改进,均应落入本发明权利 要求书确定的保护范围内。
机译: 集成塔脱乙烷和乙烯分馏,以分离由乙烯,乙烷和c3 +组成的进料流,以及分离由乙烯,乙烷和c3 +组成的进料流的方法
机译: 由重烃分解法,炼油厂和焦化工艺生产含烃废气的方法,涉及从与分馏塔相连的脱乙烷塔中除去具有碳原子的烃
机译: 一种从高甲烷含量的气体中生产轻烃的方法,一种用于从高甲烷含量的气体中生产轻烃的固体氧化物燃料电池,以及一种从高甲烷含量的气体中生产轻烃的催化剂