借助于通过属于在FCC装置的上游和/或下游的装置的流来加热的水的回路加热源自FCC装置的C3馏分的蒸馏塔的方法

摘要

本发明描述了用于加热位于FCC装置的下游并且用来自所述FCC装置的C3馏分进料的丙烷/丙烯分离塔的再沸器的方法，方法包括借助于一种或多种源自位于FCC装置的上游和/或下游的装置的工艺流体和所谓的热流体来加热热水回路中的水，这些流体中的一种由来自与缓和加氢裂化装置连接的分馏塔的塔顶蒸气组成。

说明书

发明领域

本发明涉及通过源自流化催化裂化（FCC）装置的丙烷和丙烯的分馏来分离的领域。还可以将源自延迟焦化装置、减粘裂化炉或旨在生产丙烯的任何其它方法的C3馏分添加至源自FCC的C3馏分，以便将丙烷与这些馏分中存在的丙烯分离。在分馏之后得到的丙烯的纯度通常对应于聚合级（＞99.5重量%）。

丙烷和丙烯具有非常接近的沸点，因此在投入和效用方面，通过分馏来分离是非常昂贵的，并且由此存在对减少这种能量消耗的巨大需求。

现有技术调查

通过分馏来分离丙烷和丙烯通常可以如下进行：

-在高压（大约20-25巴）下，通过冷却水来冷凝塔顶蒸气

-或者在低压（大约10-15巴和更小）下，再压缩塔顶蒸气以便使塔再沸（具有热泵的系统）

通过使用热泵分馏来分离丙烷和丙烯很多时候在经济上是更有利的，但是它的操作也更复杂。因此，某些精炼厂（refiner）优选使用借助于冷却水来冷凝塔顶蒸气的“高压”分离。

在“高压”分馏的情况下，塔底的温度是大约63℃。再沸（即供应达到塔底的温度所需的热量）可以通过以下方式进行：

-来自FCC装置的工艺流体，

-低压蒸汽，

-闭合环路的热水循环（热水回路）。

通常，通过与来自FCC装置的工艺流体的热交换不能完全进行丙烷/丙烯分馏塔的再沸，这出于以下原因：

-能量需求非常高，

-待冷却的工艺流体（其温度高于200℃）用于加热比丙烷/丙烯分馏塔的底部更热的流或用于生产均压蒸汽和高压蒸汽，以便具有更有效的热集成。

用于使丙烷/丙烯分馏塔再沸的工艺流体通常是源自脱丁烷塔的汽油和/或来自主分馏塔的上循环回流（uppercirculatingreflux），流体具有适中的温度。

因此，使用低压蒸汽或闭合环路中的热水循环来使丙烷/丙烯分馏塔至少部分再沸通常是必要的。

热水回路的原理如下：

-借助于来自处于变型配置（variantconfiguration）的FCC装置的工艺流体将大约65℃的水加热至大约91℃的温度，所述变型配置取决于使丙烷/丙烯分馏塔再沸所需的功率以及以下流的可用性：

l来自FCC装置的主分馏塔的塔顶蒸气，

l源自裂解气压缩机（湿气压缩机）的不同阶段的蒸气，

l源自FCC装置的脱丁烷塔的汽油，

l来自FCC装置的主分馏塔的上循环回流，

l来自汽油分离塔（石脑油分离器（splitter））的塔顶蒸气，如果存在一个FCC装置的汽油分离塔，

l源自FCC装置的主分馏塔的LCO。

-大约91℃的水将使丙烷/丙烯分馏塔再沸。已经使塔再沸后，水的温度再次等于大约65℃。

-借助于之前列举的来自FCC装置的工艺流体再次将大约65℃的水加热至大约91℃。

该热水回路是闭环回路。对于所述回路，以及为了补偿水的任何损失的水补给罐和为了使过渡阶段（启动、关闭等）期间未使用的热消散的空气冷却器中的热水循环，泵是必要的。

为了受益于尽可能最好的热方法，丙烷/丙烯分离塔的再沸通常在以下两个水平下进行：

-使用塔底的再沸器，其使用大约91℃的热水并且返回大约75℃的水，

-使用中间再沸器，其使用大约75℃的热水并且返回大约65℃的水。

中间再沸器对应于两个再沸器的总功率的大约40%。中间再沸器使得可以具有一起使用两个再沸器的更好的热方法。

通常使主分馏塔的顶部的温度最小化，以使源自分馏和热回收的产物质量最大化，同时由于腐蚀的原因避免分馏塔中水的冷凝。分馏塔顶部的温度通常对应于水露点+25℃。

25℃的余地使得可以避免塔的上部的腐蚀。因此，分馏塔顶部的温度通常包括在100℃-120℃之间。当FCC装置内安装热水回路时，通常需要增加分馏塔顶部的温度，以便在加热热水的交换器中具有更好的热方法。该实践导致分馏质量恶化并且不允许增强的热优化。

此外，当FCC装置具有高的丙烯产率时，或者当需要在FCC装置外分离富含丙烯的馏分时，热水回路不能完全使丙烷/丙烯分馏塔再沸。

因此，为了补给热量的供应，使用低压蒸汽的再沸器是必要的。

附图简要说明

图1是根据本发明的热水环路流程图，其显示出可能的不同热流体。该环路本身具有与所用的新的热流体一样多的交换器。

发明概述

可以将本发明定义为用于加热位于FCC装置的下游并且用来自所述FCC装置的C3馏分进料的丙烷/丙烯分离塔系统的再沸器的方法。该表述“塔系统”用于表明可以借助于一个或多个串联布置的分离塔来进行丙烷/丙烯分离。

当存在单个塔时，再沸器是所关注的那个塔。

当存在数个串联布置的塔时，再沸器是在流体流动方向上的那第一个塔，该第一个塔的顶部进料到第二个塔的底部，并且如果存在多于两个塔，则以此类推。

根据本发明的方法包括借助于源自位于FCC装置的上游和/或下游的装置的一种或多种工艺流体和所谓的“热”流体来加热热水回路中的水，所述热流体单独或以组合方式选自以下流体：

-来自FCC装置上游的缓和加氢裂化装置的分馏塔的塔顶蒸气，

-来自FCC装置上游的缓和加氢裂化装置的汽提塔的塔顶蒸气，

-来自FCC汽油加氢处理装置的加氢脱硫（HDS）反应器（一个或多个）的流出物，如果位于FCC装置的下游有一个FCC汽油加氢处理装置，在与HDS反应器（一个或多个）的原料和与选择性加氢（SHU）反应器的原料热交换之后。

除热流体中的一种之外，根据本发明的热水回路中水的加热还可以任选地通过使用以下流体中的至少一种来完成：

-来自FCC装置的主分馏塔的塔顶蒸气，

-源自裂解气压缩机的不同阶段的蒸气，

-源自FCC装置的脱丁烷塔的汽油，

-来自FCC装置的主分馏塔的上循环回流，

-来自FCC装置的汽油分离塔的塔顶蒸气，

-源自FCC装置的主分馏塔的LCO（轻循环油）。

根据本发明的加热位于FCC装置下游的丙烷/丙烯分离塔系统的再沸器的方法是用来自所述FCC装置的C3馏分进料，其中根据一个变型可以将源自旨在生产丙烯的另一方法的C3馏分添加至所述FCC装置中。通过另一个方法举例说明（意味着不同于FCC），可以提及使烯烃转化成丙烯的方法。

当丙烷/丙烯分离系统是由如下串联连接的两个塔C-1A和C-1B构成时，可以更准确地定义根据本发明的加热丙烷/丙烯分离塔（C-1A）的再沸器的方法：泵送塔C-1B底部的液体然后送至塔C-1A的顶部，用冷却水冷凝C-1B的塔顶蒸气然后送到塔C-1B的回流罐B中，在C-1B的顶部回收丙烯（流7）并且在C-1A的底部回收丙烷（流8），两个塔（C-1A和C-1B）均位于FCC装置的下游。

由此定义根据本发明的方法：经由交换器将热水回路中的水从65℃（流4a）加热至91℃（流4b），所述交换器通过以下新型工艺流中的至少一种并联（E-1、E-2、E-3等）：

-借助于交换器E-1的来自FCC装置上游的缓和加氢裂化装置的分馏塔的塔顶蒸气（流1），

-借助于交换器E-2的来自FCC装置上游的缓和加氢裂化装置的汽提塔的塔顶蒸气（流2），

-借助于交换器E-3的来自FCC汽油加氢处理装置的HDS反应器（一个或多个）的流出物（流3），如果FCC装置的下游存在FCC汽油加氢处理装置。在先已经使用了流3，以便加热HDS反应器（一个或多个）的原料和选择性加氢（SHU）反应器的原料，丙烷/丙烯分离塔（C-1A）的再沸在以下两个水平下进行：

-使用塔底的再沸器（E-4），借助于91℃的热水（流4b）来加热流5并且返回大约75℃的水（流4c），

-使用中间再沸器（E-5），借助于大约75℃的热水（流4c）来加热流6并且返回65℃的水（流4d）。

发明详述

本发明落在将热量供应至位于流化催化裂化（缩写：FCC）装置下游的丙烷/丙烯分馏塔的再沸器的范围内。

本发明包括使用来自位于FCC装置的上游和/或下游的装置的工艺流体来加热热水回路中的水，任选地除来自已经在现有技术中描述的FCC装置的常用工艺流体之外。

使得可以将热量供应至丙烷/丙烯分馏塔的再沸器的热水回路描述在根据本发明的图1中。

图1显示出“高压”丙烷/丙烯分馏塔，通常由考虑到高塔板数（200至300）和与工业塔的选址相关的常用高度限制（大约100米的最大值）的两个塔（C-1A和C-1B）构成。

泵送塔C-1B底部的液体然后送至塔C-1A的顶部。

用冷却水冷凝C-1B的塔顶蒸气然后送到回流罐B中。

在C-1B的顶部回收丙烯（流7）并且在C-1A的底部回收丙烷（流8）。

在根据本发明的方法中，经由交换器将热水回路中的水从65℃（流4a）加热至91℃（流4b），所述交换器通过以下新的工艺流并联（E-1、E-2、E-3等）：

-借助于交换器E-1的来自FCC装置上游的缓和加氢裂化装置的分馏塔的塔顶蒸气（流1），

-借助于交换器E-2的来自FCC装置上游的缓和加氢裂化装置的汽提塔的塔顶蒸气（流2），

-借助于交换器E-3的来自FCC汽油加氢处理装置的HDS反应器（一个或多个）的流出物（流3），如果FCC装置的下游存在FCC汽油加氢处理装置。在先已经将流3用于加热HDS反应器（一个或多个）的原料和选择性加氢（SHU）反应器的原料。

还可以经由操作F用来自现有技术中描述的FCC装置的工艺流体来补给热水回路中的流体。

丙烷/丙烯分离塔（C-1A）的再沸在以下两个水平下进行：

-使用塔底的再沸器（E-4），借助于91℃的热水（流4b）来加热流5并且返回大约75℃的水（流4c），

-使用中间再沸器（E-5），借助于大约75℃的热水（流4c）来加热流6并且返回65℃的水（流4d）。

在根据本发明的方法中，可以进一步加热热水，并由此在不消耗低压蒸汽的情况下获得丙烷/丙烯分馏塔的再沸。

此外，来自FCC装置上游和下游的装置的工艺流体（其使得可以加热水）具有通常比来自FCC装置的工艺流体更高的温度（下表1）。

因此，加热热水的交换器（E-1、E-2、E-3等）中热流和冷流之间的温差较大，这降低了所述交换器的成本并因此降低了热水回路的成本。

表1：能够加热热水回路的水的工艺流体的温度。

所有这些流（新的或自现有技术已知的）均能够加热用于使根据变型配置的丙烷/丙烯分离塔再沸的在热水环路中循环的水，所述变型配置取决于使丙烷/丙烯分馏塔再沸所需的功率以及流的可用性。

只要使用来自与缓和加氢裂化装置连接的分馏塔的塔顶蒸气、或来自与缓和加氢裂化装置连接的汽提塔的塔顶蒸气、或还有来自HDS反应器（一个或多个）（当这样的装置存在时）的热流出物，则根据本发明的方法得以实施。这三个流的任意组合（部分或全部使用）落在本发明的范围内。

优选具有高温的流，以使所用的交换器的面积最小化。然而，只要将三个前述流体中的至少一个新的流体用于热水环路中，则必须将流体的任何组合（新的或现有技术的构成部分）理解为本发明的构成部分。

根据本发明的实施例

处理458t/h的减压馏出物（79%源自减压分馏和21%源自焦化装置）的缓和加氢裂化装置产生304t/h的残留物。

缓和加氢裂化装置的反应段包括3个串联的反应器和7个催化床。在催化剂的使用寿命期间，每个床的平均温度为403℃。氢气分压为85巴（绝压）并且时空速（HSV）为0.31h^-1。

将缓和加氢裂化装置的残留物送到在严苛条件下运行的FCC装置中，并将ZSM-5添加至催化剂以使丙烯产率最大化。

FCC装置的丙烯产率为相对于原料的9重量%。

为了得到具有99.6摩尔%纯度的丙烯，FCC装置包括由脱丙烷塔、脱乙烷塔和高压丙烷/丙烯分馏塔构成的LPG（液化石油气）分馏段。

在去往LPG分馏段的入口处，将源自焦化装置的C3馏分（13t/h）添加至源自FCC的LPG。

丙烷/丙烯分离塔具有47t/h的进料，其组成（按质量计）如下：66%丙烯、33%丙烷和小于1%的C4+。

丙烷/丙烯分馏塔的底部的压力为22巴（绝压）。

使丙烷/丙烯分离塔再沸所需的加热功率为52MW（MW是兆瓦的缩写，即10⁶瓦）。

该FCC装置的下游没有FCC汽油加氢处理装置，因为源自该FCC装置的汽油的硫含量小于10ppm。

可用于加热热水回路中水的来自FCC装置的工艺流体显示于下表2中。

对于每个交换均显示出对数平均温差（LMTD）。LMTD值越大，交换表面积将越小。

来自FCC装置的可用工艺流体入口温度（℃）出口温度（℃）功率（MW）LMTD（℃）来自主分馏塔的塔顶蒸气10070206.8源自脱丁烷塔的汽油158701123.9总计31

表2：可用于加热热水回路中水的流（根据现有技术）。

在FCC装置内仅可以供应所需52MW中的31MW。

在该实施例中：

-没有汽油分离塔，

-脱丁烷塔底部的汽油首先加热脱丁烷塔的原料，然后加热热水，

-不可以使用来自主分馏的上循环回流，因为它加热脱乙烷塔的再沸器，

-不可以使用LCO，因为它加热脱丁烷塔的原料。

因此，总计21MW的低压蒸汽是必要的，以便完成丙烷/丙烯分馏塔的再沸器的加热。

下表3显示出根据本发明可用于加热热水回路中水的工艺流体。

表3：可用于加热热水回路中水的流（根据本发明）。

表3显示出可用于加热水的加热功率（73MW）大于所需的加热功率（52MW）。优选具有最大温差（LMTD）的交换，因为它们的成本更低。在该实施例中，可以借助于包括用于加热水的以下交换的热水回路来使丙烷/丙烯分离塔完全再沸：

-来自缓和加氢裂化装置的分馏塔的塔顶蒸气/热水（34MW），

-源自脱丁烷塔的汽油/热水（11MW），

-来自缓和加氢裂化装置的汽提塔的塔顶蒸气/热水（8MW）。

不再需要通过来自FCC装置的主分馏塔的塔顶蒸气来加热热水。因为该交换具有最小的温差（LMTD）和由此最高的“交换表面/交换的功率”比率，所以已经免除该交换。