氣分裝置資料解讀

前 言2摘 要3一 概 述41.1 簡介41.2 液化氣的性質和用途41.3 氣分車間的任務4二 塔工藝流程52.1 生產(chǎn)工藝流程52.2 生產(chǎn)原理62.3 氣體分餾裝置的特點6三 工藝控制指標操作原則73. 1 產(chǎn)品質量指標73. 2 各塔分離精度指標73.3 工藝操作原則8四 精餾塔工藝公式84.1 全塔的物料衡算84.2 精餾段的物料衡算94.3 提餾段的物料衡算114.4 進料熱狀況的影響124.5 理論板數(shù)的求法124.6 回流比134.7 塔高和塔徑的計算144.8 精餾塔基本數(shù)據(jù)14五 三塔的主要操作參數(shù)15六丙烯產(chǎn)量和收率166. 1 丙烯產(chǎn)量166. 2 丙烯收率16七 裝置能耗17八 裝置投資及經(jīng)濟效益17九結論18前 言石油是發(fā)展國民經(jīng)濟和建設的主要物質，產(chǎn)品種類繁多，用途極廣。精細化工的產(chǎn)生和發(fā)展與人們的生活和生產(chǎn)活動緊密相關，近十幾年來，隨著生產(chǎn)和科學技術的不斷提高，發(fā)展精細化工已成為趨勢。 我國的有機化工原料工業(yè)起步較晚，全國解放前除有少量煉焦苯和發(fā)酵酒精外，大量有機原料依靠進口。在解放初期的有機化工原料工業(yè)，只能在煤炭和農副產(chǎn)品基礎上起步，隨著新油田的相繼開發(fā)和新煉油廠的陸續(xù)建設，與此同時，對天然氣資源的利用，也取得了長足進展。 以石油為原料生產(chǎn)化工產(chǎn)品，并非起源于近代，在第二次世界大戰(zhàn)以后，石油化學工業(yè)發(fā)展非常迅速，以石油為原料可以得到三烯、一炔、一萘及其他化工基礎有機原料，進而制得醛、酮、酸、酐等基本有機產(chǎn)品和原料，再制得合成纖維、合成塑料、合成橡膠、合成洗滌劑、涂料、炸藥、農藥、染料、化學肥料等重要的化工產(chǎn)品。目前，全世界每年生產(chǎn)的石油雖然僅有5%左右用于化學工業(yè)，但石油化工的總產(chǎn)值卻占化學工業(yè)總產(chǎn)值的60%左右，某些國家甚至達到80%，由此可見，石油在化工領域中占有重要的地位。 丙烯是重要的化工原料，美國將生產(chǎn)量的二分之一用于制造化工產(chǎn)品，余下的大部分則與異丁烷反應制造汽油中所需要的烷化物。由丙烯可以得到大量的化工產(chǎn)品，如聚丙烯、丙烯酸、丙烯腈、環(huán)氧丙烷、丙酮等。當前各煉廠的氣體分離裝置大部分仍然采用精餾分離?；どa(chǎn)中所處理的原料中間產(chǎn)物和粗產(chǎn)品等幾乎都是由若干組分組成的混合物，蒸餾是分離液體混合物的典型單元操作。低沸點烴類混合物是利用精餾方法使混合物得到分離的，其基本原理是利用被分離的各組分具有不同的揮發(fā)度，即各組分在同一壓力下具有不同的沸點將其分離的。其實質是不平衡的汽液兩相在塔盤上多次逆向接觸，多次進行部分汽化和部分冷凝，傳質、傳熱，使氣相中輕組分濃度不斷提高，液相中重組分濃度不斷提高，從而使混合物得到分離。摘 要介紹了氣體分餾裝置三塔流程的氣體分餾裝置的工藝設計。氣體分餾裝置設計加工能力為8萬噸每年，采用三塔流程，主產(chǎn)品為精丙烯，副產(chǎn)品為丙烷、民用液化氣、碳四。該工藝技術具有流程短、設備少、投資小、能耗低的特點,在只要求丙烯產(chǎn)品的中小型煉油廠應用,具有獨特的優(yōu)勢。主要設備有脫丙烷塔、脫乙烷塔、丙烯精餾塔（雙塔串聯(lián)操作）。本裝置主要換熱系統(tǒng)包括塔底重沸器、塔底冷凝器、產(chǎn)品冷卻器、換熱器。主要能耗為蒸汽、循環(huán)水、電、風。關鍵詞:液態(tài)烴; 氣體分餾; 丙烯; 能耗一 概 述1.1 簡介氣體分餾裝置加工的液態(tài)烴原料,要求C2 及小于C2 的烴類含量小于1 %(v ,下同) ,C5 及C5 以上烴類的含量小于5 % ,液態(tài)烴中丙烯含量多在25 %40 %之間。氣體分餾裝置的最主要的目的就是提取重要的基本有機化工原料- - 高純度丙烯。現(xiàn)在,氣體分餾工藝主要有五塔和三塔工藝流程兩種。大型煉油廠的氣體分餾裝置多采用五塔工藝流程,即裝置有脫丙烷塔、脫乙烷塔、丙烯精餾塔、碳四分餾塔和脫戊烷塔共五個塔。對于加工規(guī)模較小、加工手段單一的中小型煉油廠(一般原油加工能力在200 萬噸/ 年以下) ,如只有常減壓蒸餾、催化裂化等裝置的燃料型煉油廠,因為沒有下游的聚異丁烯和烷基化等裝置消化輕、重碳四餾分。這類煉廠的氣體分餾裝置只設有脫丙烷塔、脫乙烷塔、丙烯精餾塔,采用三塔工藝流程,生產(chǎn)高純度的丙烯產(chǎn)品。1.2 液化氣的性質和用途 1.2.1 性質液化氣的主要成分是碳三、碳四和其他混合物，在一定的壓力和溫度下呈液態(tài)，由于沸點低，常溫常壓下呈氣體狀態(tài)，在氣體狀態(tài)下比空氣重1.5-2.0倍。液化氣的飽和蒸汽壓隨溫度的升高而急劇增加，熱膨脹系數(shù)也較大，一般為水的10倍以上，液化氣的閃點低，在0攝氏度以下。1.2.2 用途液化氣中含有大量可以利用的烴類，它不僅可以作為民用燃料，還可以進一步加工生產(chǎn)高辛烷值汽油，同時從液化氣分離出的乙烯、丙烯、丁烯，又是極重要的石油化工基本原料。1.3 氣分車間的任務由催化裂化裝置生產(chǎn)的液化石油氣經(jīng)脫硫后進入氣體分餾裝置作為原料，液化石油氣中含有碳三、碳四的烷烴、烯烴以及少量的碳二及碳五以上的重組分，此外，還有微量的非烴類如：一氧化碳、二氧化碳、硫化氫和有機硫等，在本裝置內通過精餾使混合液態(tài)烴得到分離，從而生產(chǎn)出高純度的丙烯以及其余部分，作為液化氣或者溶劑或化工生產(chǎn)原料。二 塔工藝流程2.1 生產(chǎn)工藝流程液態(tài)烴原料依次通過脫丙烷塔、脫乙烷塔、丙烯精餾塔,生產(chǎn)出符合質量指標的丙烯產(chǎn)品,副產(chǎn)品是商品丙烷、干氣和脫丙烷油。丙烯和丙烷作為商品外售,干氣返回煉廠燃料氣管網(wǎng)去作加熱爐的燃料,脫丙烷油去作汽油的調合組分。三塔流程的氣體分餾裝置工藝流程圖見圖1 。圖1 三塔流程氣體分餾裝置工藝流程圖經(jīng)脫硫合格后的液化氣進入分餾裝置的原料緩沖罐，有原料泵抽出，經(jīng)原料流量調節(jié)閥進入原料-碳四換熱器，加熱至65度左右進入丙烷塔，塔底釜液自液位調節(jié)閥進入塔四冷卻器冷卻到38度以下送入塔四球罐，塔頂出來的碳二、碳三和少量的碳四餾分經(jīng)塔頂冷凝器冷凝后進入回流罐，再經(jīng)泵抽出加壓后，一部分用作丙烷塔回流，一部分用作乙烷塔進料。乙烷塔塔頂餾出的碳二及少量的碳三餾分經(jīng)塔頂冷凝器冷凝冷后達到38攝氏度進入回流罐，然后用回流泵全部抽出打回流，氣相部分在壓力調節(jié)閥控制下排到高壓瓦斯管網(wǎng)和丙烷塔底碳四混合外送罐區(qū)。塔底釜液經(jīng)塔底液位調節(jié)閥自壓進入粗丙烯塔。丙烯塔為雙塔串聯(lián)操作，粗丙烯塔頂部的氣相物料進入精丙烯塔底部，精丙烯塔頂部氣相物料經(jīng)丙烯塔冷凝冷卻器冷凝冷卻到40攝氏度后進入回流罐，罐內壓力由壓力控制閥控制，罐內丙烯液經(jīng)回流泵抽搐，一部分打回流，另一部分經(jīng)丙烯冷卻器冷卻至38攝氏度以下，出裝置送入罐區(qū)，精丙烯塔底釜液經(jīng)接力泵打入粗丙烯塔頂部作為塔頂回流。精丙烯塔底釜液自壓經(jīng)丙烯冷卻器冷卻到38攝氏度以下出裝置送入球罐區(qū)。丙烷塔底釜液經(jīng)塔底液位控制閥，進入塔四冷卻器冷卻到38攝氏度以下送往罐區(qū)做民用烴。本裝置塔底重沸器用蒸汽加熱，采用控制蒸汽流量的調溫方式，原料加熱器和乙烷進料加熱器采用凝結水與蒸汽相切換加熱的方式。三塔流程的氣體分餾裝置,因為只有三個塔及其附屬設備,設備數(shù)量較少,工藝流程簡單,廣泛應用于各中小型煉油廠。國內運行的三塔流程的氣體分餾裝置,裝置處理能力多為312 萬噸/ 年,一般不超過15 萬噸/ 年,與該類煉廠的原油加工能力相匹配。2.2 生產(chǎn)原理 液態(tài)混合物內部各組分的沸點不同（即揮發(fā)度不同），將混合物切割成不同沸點的餾分。受熱時，輕組分優(yōu)先汽化；冷卻時，重組分優(yōu)先冷凝。在精餾塔中，氣液兩相在塔盤上逆向接觸中，氣相中的重組分多次被部分冷凝，液相中的輕組分多次被部分汽化，使用這種多次部分汽化和部分冷凝的方法分離混合物達到提純物質的目的，得到理想的產(chǎn)品。2.3 氣體分餾裝置的特點（1）分餾塔的操作條件為壓力、溫度、流量、液面。壓力和溫度是影響產(chǎn)品質量的主要參數(shù)。（2）分餾塔的壓力波動直接影響該系統(tǒng)的溫度、流量、液面，所以要搞好平穩(wěn)操作，主要矛盾應抓住壓力。本裝置的塔壓調節(jié)是通過塔頂氣相排出量來控制，在其他情況不變的情況下，氣相排出量大則塔壓下降，氣相排出量小則塔壓增高。（3）分餾塔系統(tǒng)壓力，主要取決于塔頂氣體產(chǎn)品的組成和塔頂產(chǎn)品的冷凝后的溫度。（4）調節(jié)回流對塔頂溫度影響很小，過大的回流量，會引起塔頂壓力和塔頂溫度的上升，影響產(chǎn)品質量（指塔超負荷狀態(tài)）。三 工藝控制指標操作原則3. 1 產(chǎn)品質量指標三塔流程的氣體分餾裝置,目標產(chǎn)品是丙烯。國標優(yōu)級品丙烯( GB7716 - 87 最高級別) 的質量指標規(guī)定:丙烯含量99.6 % ,烷烴含量0.4 %。我們設計時,丙烯含量設計為99.7 % ,烷烴(主要是乙烷和丙烷) 含量為0.3 %,比國標規(guī)定的質量指標稍高一些,確保實際生產(chǎn)出的丙烯產(chǎn)品符合質量要求。為了增加副產(chǎn)品丙烷的附加值,設計時丙烷的主要質量指標按達到國標商品丙烷的指( GB9052. 1 - 88) 設計,以提高裝置的經(jīng)濟效益。商品丙烷的主要質量指標是丙烷含量97.5 % ,C4 含量2.5 %。3. 2 各塔分離精度指標為了達到國標優(yōu)級品丙烯和商品丙烷的質量指標,設計時通過PRO/ 工藝模擬軟件,對各塔操作參數(shù)及分離精度進行優(yōu)化模擬計算,確保設計裝置能完成規(guī)定的任務。常用的分離控制規(guī)格指標見表1 。表1 分離控制規(guī)格指標精餾塔塔頂控制項目 指標 塔底控制項目 指標 脫丙烷塔C3組分的流率/進料中C3組分的流率0.992IC4組分的流率/進料中IC4組分的流率0.995脫乙烷塔泄放C3組分的流率/進塔物料中C3組分的流率 0.07C2組分的流率/進塔物料中C2組分的流率0.01丙烯精餾塔C3組分的流率/進塔物料中C3組分的流率0.994C3組分的流率/進塔物料中C3組分的流率0.9973.3 工藝操作原則（1）各塔應保持本塔的操作質量合格的原則，本塔產(chǎn)品不合格不能向下塔送料。（2）平穩(wěn)塔壓，因為壓力波動會影響塔的溫度、液面、流量等工藝參數(shù)，破壞塔內的熱平衡和物料平衡，最終會影響產(chǎn)品質量。（3）在恒壓下，調節(jié)產(chǎn)品質量的主要方法是調節(jié)塔底溫度，因不同的操作溫度會得到不同的產(chǎn)品組成。一般情況下，氣體分餾塔采用固定的回流比，通過塔底溫度來調節(jié)質量。但有時原料組成發(fā)生變化或進料量發(fā)生變化就必須調節(jié)回流量或她呀。（4）力爭低消耗，多產(chǎn)出，提高丙烯收率。四 精餾塔工藝公式4.1 全塔的物料衡算通過對全塔的物料衡算，可以求出餾出液和釜殘液的流量、組成以及進料量、組成之間的關系。如圖4-1所示 圖3-1 圖4-1則總物料衡算: (4-01)易揮發(fā)組分: (4-01a) 在精餾計算中，分離程度除用兩產(chǎn)品的摩爾分率表示外，有時還用回收率表示：即：塔頂易揮發(fā)組分回收率= （4-02） 塔底難揮發(fā)組分回收率= （4-03）4.2 精餾段的物料衡算在連續(xù)精餾塔中，由于原料液不斷地進入塔內，因此精餾段與提餾段兩者的操作關系是不相同的，應分別予以討論。按圖4-2虛線范圍（包括精餾段第n+1層塔板以上塔段和冷凝器）做物料衡算，以單位時間為基準 ，即：精餾段操作線方程： （4-04）圖4-2式(4-04)表示在一定的操作條件下，精餾段內自任意第n層板下降的液相組成xn與其相鄰的下一層板（如第n+1層板）上升蒸汽氣相組成yn+1之間的關系。該式在x-y直角坐標圖上為直線，其斜率為R/(R+1)，截距為xD/（R+1），如圖4-3中的直線ab 圖4-34.3 提餾段的物料衡算按圖4-4虛線范圍(包括提餾段第m層板以下塔段及再沸器)作物料衡算，以單位時間為基準，即：精餾段操作線方程： (4-05)圖4-4式(4-05)表示在一定的操作條件下，提餾段內自任意第m層板下降液體組成xm與其相鄰的下一層板（第m+1層）上升蒸汽組成ym+1之間的關系。其在x-y圖上也是直線，如圖4-3直線cd。4.4 進料熱狀況的影響在實際生產(chǎn)中，加入精餾塔中的原料可能有以下五種熱狀態(tài)：(1) 溫度低于泡點的冷液體。 ( LL+F VV)(2) 泡點下的飽和液體。 ( L=L+F V=V)(3) 溫度介于泡點和露點之間的氣液混合物。( LLL+F VV)(4) 露點下的飽和蒸氣。 (L=L V=V+F)(5) 溫度高于露點的過熱蒸氣。 (LV+F)進料熱狀態(tài)的不同，影響精餾段和提餾段的液體流量L和L之間的關系以及上升蒸汽V和V之間的關系。進料方程（q線方程） （4-06）4.5 理論板數(shù)的求法 采用逐板計算法如圖4-5所示 圖4-5若塔頂采用全冷器，從塔頂最上層板（第一層板）上升的蒸汽進入冷凝器中被全部冷凝，因此塔頂餾出液組成及回流液組成均與第一層塔板的上升蒸汽相同，即： (已知)由于離開每層理論板的汽液相組成是互成平衡的，故可由y1利用汽液平衡方程求得x1即： X1=y1/a-(a-1)y1由于從下一層（第二層）板的上升蒸汽組成y2與x1符合精餾段的操作關系，故利用精餾段操作方程可由x1求得y2即：同理，y2 與x2互成平衡，即可用平衡方程y2求得x2，如此反復計算，直至計算到xnxq(xq為兩操作線交點處的液相組成）時，說明第n層理論板是加料板，因此精餾段所需的理論板層數(shù)為（n-1）。應予注意，在計算過程中，每使用一次平衡關系，表示需要一層理論板。此后，可改用提餾段操作線方程，繼續(xù)用上述相同的方法求得提餾段的理論板層數(shù)。因=已知值，故可用提餾段操作線方程求y2，即：重復計算，直到計算出xmxw為止。4.6 回流比 R=L/D其值越大，理論板數(shù)越小。全回流時 （4-07）最小回流比對正常的平衡曲線： ( 4-08)對非正常的平衡曲線可通過一個切點確定最小回流比之后，在通過公式(4-08)計算。 適宜回流比：一般取經(jīng)驗值 （4-09）4.7 塔高和塔徑的計算 單板效率 (4-10)全塔效率 (4-11)塔高 (4-12) 塔徑 (4-13) 4.8 精餾塔基本數(shù)據(jù)基本數(shù)據(jù)見表2、表3表2 理論數(shù)據(jù)精餾塔 理論塔高(m)理論塔徑(m)理論塔板數(shù)脫丙烷塔 36 1.2 66 脫乙烷塔 39 1.4 50丙烯精餾塔 125 1.6 94 表3 實際數(shù)據(jù)精餾塔 實際塔高(m)實際塔徑(m)實際塔板數(shù)脫丙烷塔 42 1.4 68脫乙烷塔 42 1.6 54丙烯精餾塔 136 1.8 96五 三塔的主要操作參數(shù)一般的液態(tài)烴原料, C2 及小于C2 的烴類含量小于1 % ,C5 及C5 以上的烴類含量小于5 %。處理這類原料的氣體分餾裝置,脫丙烷塔、脫乙烷塔、丙烯精餾塔的操作壓力分別為20.5 、28 和20 Kg/ cm2左右。目前,這種操作條件的氣體分餾裝置非常普遍, 如某三塔流程的氣體分餾裝置,液態(tài)烴原料中的C2 及小于C2 的烴類含量為0.8 % ,三塔塔頂?shù)牟僮鲏毫Ψ謩e為20 、28 和20 Kg/ cm2 。有些液態(tài)烴原料,尤其是小型煉油廠生產(chǎn)的液態(tài)烴, C2 及小于C2 的烴類組分含量很高,甚至超過了3 %。加工這類原料的氣體分餾裝置,各塔的操作壓力都不同幅度的升高,其中脫乙烷塔的壓力升高最大,因為C2 及小于C2 的輕組分最終都集中在該塔分離。例如,原料中(C1 + C2 ) 的含量為3 % ,三塔的主要工藝操作參數(shù)見表4。表4 某氣體分餾裝置三塔主要工藝操作參數(shù)精餾塔壓力（絕）Kg/ cm2塔頂 塔底溫度（）塔頂 塔底回流溫度 回流比 (wt)脫丙烷塔21.52250.311043.23.0脫乙烷塔33 33.5 54.3 71.5 42液相全回流丙烯精餾塔21 22 49.4 59.5 48.4 19.7從表中可以看出,脫乙烷塔頂?shù)膲毫ι叩?3Kg/ cm2 ,比常規(guī)的操作壓力高出了許多。原料中C2 及小于C2 的烴類含量越低,三塔的操作壓力和操作溫度就越低。利用這一規(guī)律,在液態(tài)烴進裝置前就采取措施,降低原料中C2 及小于C2 的烴類含量,使裝置在較低的壓力下操作,對裝置生產(chǎn)操作非常有利。六丙烯產(chǎn)量和收率6. 1 丙烯產(chǎn)量丙烯產(chǎn)量是氣體分餾裝置的最重要指標之一,直接影響裝置的經(jīng)濟效益。國內催化裂化裝置所產(chǎn)液態(tài)烴中的丙烯含量大多在25 %40 %之間,因此,一般氣體分餾裝置的丙烯產(chǎn)量占進料的22 %35 %。兩套典型三塔流程的氣體分餾裝置的物料平衡見表5。表5 兩種生產(chǎn)規(guī)模裝置的物料平衡物料3萬噸/年規(guī)模t/a % (wt)8萬噸/年規(guī)模t/a % (wt)進料：液態(tài)烴 30000 100.0 80000 100.0出料丙烯 7016 23.4 23504 29.4丙烷 3124 10.4 8648 10.8干氣 1128 3.8 2592 3.2脫丙烷油 18732 62.4 45256 56.66. 2 丙烯收率丙烯收率也是氣體分餾裝置的一個重要指標,丙烯收率指丙烯產(chǎn)品物料中丙烯含量占原料中丙烯含量的百分比。毫無疑問,丙烯組分絕大部分集中在丙烯產(chǎn)品這股物料中,一般占原料中丙烯含量的90 %以上,即丙烯收率在90 %以上。其它部分丙烯組分則分散在各股物料中。某三塔流程的氣體分餾裝置丙烯組分在各股物料中的分布狀況見表6 。表6 裝置各股物流中丙烯組分的含量物料 3萬噸年規(guī)模 t/a % (wt)8萬噸年規(guī)模t/a % (wt)進料：液態(tài)烴中 7588 100.0 25720 100.0出料丙烯中 7002.4 92.3 23410 91.0丙烷中 45.6 0.6 499 1.9干氣中 529.6 7.0 1762 6.9脫丙烷油中10.4 0.1 49 0.2從表中可以看出,沒有回收的丙烯組分大部分隨干氣損失了,占原料中丙烯含量的7 %(wt ) 左右,這就是丙烯收率不能再高的癥結所在。導致丙烯收率低的原因主要有以下幾個方面:一是為了降低脫乙烷塔的操作壓力,必然要泄放干氣,丙烯組分被夾帶在干氣中損失了;二是脫乙烷塔分離精度不高,塔頂干氣中混入了較多的丙烯組分,造成干氣泄放時較多的丙烯損失。其中前者是主要原因。當然,如果提高脫乙烷塔的操作壓力,跑損的丙烯量會更少一些,丙烯收率自然會高一些,但這是以增加裝置的能耗為代價的。另外,如果原料中C2 及小于C2 的烴類含量越低,脫乙烷塔頂泄放的干氣量就越少,夾帶的丙烯組分的損失也就越小,丙烯收率就會更高。如某原料中C2 及小于C2 的烴類含量為0.5 %時,丙烯收率達到了96 %。七 裝置能耗能耗是評判一種工藝生產(chǎn)方法操作費用高低的重要指標之一,直接影響裝置的經(jīng)濟效益。三塔流程的氣體分餾裝置,能耗多為14652725MJ / t 原料(國內五塔流程的能耗多為25154180MJ / t 原料) 。我們設計的三塔流程的氣體分餾裝置,8 萬噸/ 年的裝置能耗是1635MJ / t 原料; 3 萬噸/ 年的裝置能耗是2345MJ / t 原料。三塔流程的氣體分餾裝置的能耗,主要消耗在各塔塔底的加熱熱和塔頂?shù)睦淠鋮s負荷上,這兩項能耗占裝置總能耗的70 %以上,裝置的節(jié)能重點要放在這兩個方面。常用的降低裝置能耗的辦法是:冷卻負荷大的塔頂冷凝器選用空冷器代替水冷器,可大量減少循環(huán)冷卻水的用量;塔底重沸器多用低溫熱