气分装置资料解读

前 言2摘 要3一 概 述41.1 简介41.2 液化气的性质和用途41.3 气分车间的任务4二 塔工艺流程52.1 生产工艺流程52.2 生产原理62.3 气体分馏装置的特点6三 工艺控制指标操作原则73. 1 产品质量指标73. 2 各塔分离精度指标73.3 工艺操作原则8四 精馏塔工艺公式84.1 全塔的物料衡算84.2 精馏段的物料衡算94.3 提馏段的物料衡算114.4 进料热状况的影响124.5 理论板数的求法124.6 回流比134.7 塔高和塔径的计算144.8 精馏塔基本数据14五 三塔的主要操作参数15六丙烯产量和收率166. 1 丙烯产量166. 2 丙烯收率16七 装置能耗17八 装置投资及经济效益17九结论18前 言石油是发展国民经济和建设的主要物质，产品种类繁多，用途极广。精细化工的产生和发展与人们的生活和生产活动紧密相关，近十几年来，随着生产和科学技术的不断提高，发展精细化工已成为趋势。 我国的有机化工原料工业起步较晚，全国解放前除有少量炼焦苯和发酵酒精外，大量有机原料依靠进口。在解放初期的有机化工原料工业，只能在煤炭和农副产品基础上起步，随着新油田的相继开发和新炼油厂的陆续建设，与此同时，对天然气资源的利用，也取得了长足进展。 以石油为原料生产化工产品，并非起源于近代，在第二次世界大战以后，石油化学工业发展非常迅速，以石油为原料可以得到三烯、一炔、一萘及其他化工基础有机原料，进而制得醛、酮、酸、酐等基本有机产品和原料，再制得合成纤维、合成塑料、合成橡胶、合成洗涤剂、涂料、炸药、农药、染料、化学肥料等重要的化工产品。目前，全世界每年生产的石油虽然仅有5%左右用于化学工业，但石油化工的总产值却占化学工业总产值的60%左右，某些国家甚至达到80%，由此可见，石油在化工领域中占有重要的地位。 丙烯是重要的化工原料，美国将生产量的二分之一用于制造化工产品，余下的大部分则与异丁烷反应制造汽油中所需要的烷化物。由丙烯可以得到大量的化工产品，如聚丙烯、丙烯酸、丙烯腈、环氧丙烷、丙酮等。当前各炼厂的气体分离装置大部分仍然采用精馏分离。化工生产中所处理的原料中间产物和粗产品等几乎都是由若干组分组成的混合物，蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作。低沸点烃类混合物是利用精馏方法使混合物得到分离的，其基本原理是利用被分离的各组分具有不同的挥发度，即各组分在同一压力下具有不同的沸点将其分离的。其实质是不平衡的汽液两相在塔盘上多次逆向接触，多次进行部分汽化和部分冷凝，传质、传热，使气相中轻组分浓度不断提高，液相中重组分浓度不断提高，从而使混合物得到分离。摘 要介绍了气体分馏装置三塔流程的气体分馏装置的工艺设计。气体分馏装置设计加工能力为8万吨每年，采用三塔流程，主产品为精丙烯，副产品为丙烷、民用液化气、碳四。该工艺技术具有流程短、设备少、投资小、能耗低的特点,在只要求丙烯产品的中小型炼油厂应用,具有独特的优势。主要设备有脱丙烷塔、脱乙烷塔、丙烯精馏塔（双塔串联操作）。本装置主要换热系统包括塔底重沸器、塔底冷凝器、产品冷却器、换热器。主要能耗为蒸汽、循环水、电、风。关键词:液态烃; 气体分馏; 丙烯; 能耗一 概 述1.1 简介气体分馏装置加工的液态烃原料,要求C2 及小于C2 的烃类含量小于1 %(v ,下同) ,C5 及C5 以上烃类的含量小于5 % ,液态烃中丙烯含量多在25 %40 %之间。气体分馏装置的最主要的目的就是提取重要的基本有机化工原料- - 高纯度丙烯。现在,气体分馏工艺主要有五塔和三塔工艺流程两种。大型炼油厂的气体分馏装置多采用五塔工艺流程,即装置有脱丙烷塔、脱乙烷塔、丙烯精馏塔、碳四分馏塔和脱戊烷塔共五个塔。对于加工规模较小、加工手段单一的中小型炼油厂(一般原油加工能力在200 万吨/ 年以下) ,如只有常减压蒸馏、催化裂化等装置的燃料型炼油厂,因为没有下游的聚异丁烯和烷基化等装置消化轻、重碳四馏分。这类炼厂的气体分馏装置只设有脱丙烷塔、脱乙烷塔、丙烯精馏塔,采用三塔工艺流程,生产高纯度的丙烯产品。1.2 液化气的性质和用途 1.2.1 性质液化气的主要成分是碳三、碳四和其他混合物，在一定的压力和温度下呈液态，由于沸点低，常温常压下呈气体状态，在气体状态下比空气重1.5-2.0倍。液化气的饱和蒸汽压随温度的升高而急剧增加，热膨胀系数也较大，一般为水的10倍以上，液化气的闪点低，在0摄氏度以下。1.2.2 用途液化气中含有大量可以利用的烃类，它不仅可以作为民用燃料，还可以进一步加工生产高辛烷值汽油，同时从液化气分离出的乙烯、丙烯、丁烯，又是极重要的石油化工基本原料。1.3 气分车间的任务由催化裂化装置生产的液化石油气经脱硫后进入气体分馏装置作为原料，液化石油气中含有碳三、碳四的烷烃、烯烃以及少量的碳二及碳五以上的重组分，此外，还有微量的非烃类如：一氧化碳、二氧化碳、硫化氢和有机硫等，在本装置内通过精馏使混合液态烃得到分离，从而生产出高纯度的丙烯以及其余部分，作为液化气或者溶剂或化工生产原料。二 塔工艺流程2.1 生产工艺流程液态烃原料依次通过脱丙烷塔、脱乙烷塔、丙烯精馏塔,生产出符合质量指标的丙烯产品,副产品是商品丙烷、干气和脱丙烷油。丙烯和丙烷作为商品外售,干气返回炼厂燃料气管网去作加热炉的燃料,脱丙烷油去作汽油的调合组分。三塔流程的气体分馏装置工艺流程图见图1 。图1 三塔流程气体分馏装置工艺流程图经脱硫合格后的液化气进入分馏装置的原料缓冲罐，有原料泵抽出，经原料流量调节阀进入原料-碳四换热器，加热至65度左右进入丙烷塔，塔底釜液自液位调节阀进入塔四冷却器冷却到38度以下送入塔四球罐，塔顶出来的碳二、碳三和少量的碳四馏分经塔顶冷凝器冷凝后进入回流罐，再经泵抽出加压后，一部分用作丙烷塔回流，一部分用作乙烷塔进料。乙烷塔塔顶馏出的碳二及少量的碳三馏分经塔顶冷凝器冷凝冷后达到38摄氏度进入回流罐，然后用回流泵全部抽出打回流，气相部分在压力调节阀控制下排到高压瓦斯管网和丙烷塔底碳四混合外送罐区。塔底釜液经塔底液位调节阀自压进入粗丙烯塔。丙烯塔为双塔串联操作，粗丙烯塔顶部的气相物料进入精丙烯塔底部，精丙烯塔顶部气相物料经丙烯塔冷凝冷却器冷凝冷却到40摄氏度后进入回流罐，罐内压力由压力控制阀控制，罐内丙烯液经回流泵抽搐，一部分打回流，另一部分经丙烯冷却器冷却至38摄氏度以下，出装置送入罐区，精丙烯塔底釜液经接力泵打入粗丙烯塔顶部作为塔顶回流。精丙烯塔底釜液自压经丙烯冷却器冷却到38摄氏度以下出装置送入球罐区。丙烷塔底釜液经塔底液位控制阀，进入塔四冷却器冷却到38摄氏度以下送往罐区做民用烃。本装置塔底重沸器用蒸汽加热，采用控制蒸汽流量的调温方式，原料加热器和乙烷进料加热器采用凝结水与蒸汽相切换加热的方式。三塔流程的气体分馏装置,因为只有三个塔及其附属设备,设备数量较少,工艺流程简单,广泛应用于各中小型炼油厂。国内运行的三塔流程的气体分馏装置,装置处理能力多为312 万吨/ 年,一般不超过15 万吨/ 年,与该类炼厂的原油加工能力相匹配。2.2 生产原理 液态混合物内部各组分的沸点不同（即挥发度不同），将混合物切割成不同沸点的馏分。受热时，轻组分优先汽化；冷却时，重组分优先冷凝。在精馏塔中，气液两相在塔盘上逆向接触中，气相中的重组分多次被部分冷凝，液相中的轻组分多次被部分汽化，使用这种多次部分汽化和部分冷凝的方法分离混合物达到提纯物质的目的，得到理想的产品。2.3 气体分馏装置的特点（1）分馏塔的操作条件为压力、温度、流量、液面。压力和温度是影响产品质量的主要参数。（2）分馏塔的压力波动直接影响该系统的温度、流量、液面，所以要搞好平稳操作，主要矛盾应抓住压力。本装置的塔压调节是通过塔顶气相排出量来控制，在其他情况不变的情况下，气相排出量大则塔压下降，气相排出量小则塔压增高。（3）分馏塔系统压力，主要取决于塔顶气体产品的组成和塔顶产品的冷凝后的温度。（4）调节回流对塔顶温度影响很小，过大的回流量，会引起塔顶压力和塔顶温度的上升，影响产品质量（指塔超负荷状态）。三 工艺控制指标操作原则3. 1 产品质量指标三塔流程的气体分馏装置,目标产品是丙烯。国标优级品丙烯( GB7716 - 87 最高级别) 的质量指标规定:丙烯含量99.6 % ,烷烃含量0.4 %。我们设计时,丙烯含量设计为99.7 % ,烷烃(主要是乙烷和丙烷) 含量为0.3 %,比国标规定的质量指标稍高一些,确保实际生产出的丙烯产品符合质量要求。为了增加副产品丙烷的附加值,设计时丙烷的主要质量指标按达到国标商品丙烷的指( GB9052. 1 - 88) 设计,以提高装置的经济效益。商品丙烷的主要质量指标是丙烷含量97.5 % ,C4 含量2.5 %。3. 2 各塔分离精度指标为了达到国标优级品丙烯和商品丙烷的质量指标,设计时通过PRO/ 工艺模拟软件,对各塔操作参数及分离精度进行优化模拟计算,确保设计装置能完成规定的任务。常用的分离控制规格指标见表1 。表1 分离控制规格指标精馏塔塔顶控制项目 指标 塔底控制项目 指标 脱丙烷塔C3组分的流率/进料中C3组分的流率0.992IC4组分的流率/进料中IC4组分的流率0.995脱乙烷塔泄放C3组分的流率/进塔物料中C3组分的流率 0.07C2组分的流率/进塔物料中C2组分的流率0.01丙烯精馏塔C3组分的流率/进塔物料中C3组分的流率0.994C3组分的流率/进塔物料中C3组分的流率0.9973.3 工艺操作原则（1）各塔应保持本塔的操作质量合格的原则，本塔产品不合格不能向下塔送料。（2）平稳塔压，因为压力波动会影响塔的温度、液面、流量等工艺参数，破坏塔内的热平衡和物料平衡，最终会影响产品质量。（3）在恒压下，调节产品质量的主要方法是调节塔底温度，因不同的操作温度会得到不同的产品组成。一般情况下，气体分馏塔采用固定的回流比，通过塔底温度来调节质量。但有时原料组成发生变化或进料量发生变化就必须调节回流量或她呀。（4）力争低消耗，多产出，提高丙烯收率。四 精馏塔工艺公式4.1 全塔的物料衡算通过对全塔的物料衡算，可以求出馏出液和釜残液的流量、组成以及进料量、组成之间的关系。如图4-1所示 图3-1 图4-1则总物料衡算: (4-01)易挥发组分: (4-01a) 在精馏计算中，分离程度除用两产品的摩尔分率表示外，有时还用回收率表示：即：塔顶易挥发组分回收率= （4-02） 塔底难挥发组分回收率= （4-03）4.2 精馏段的物料衡算在连续精馏塔中，由于原料液不断地进入塔内，因此精馏段与提馏段两者的操作关系是不相同的，应分别予以讨论。按图4-2虚线范围（包括精馏段第n+1层塔板以上塔段和冷凝器）做物料衡算，以单位时间为基准 ，即：精馏段操作线方程： （4-04）图4-2式(4-04)表示在一定的操作条件下，精馏段内自任意第n层板下降的液相组成xn与其相邻的下一层板（如第n+1层板）上升蒸汽气相组成yn+1之间的关系。该式在x-y直角坐标图上为直线，其斜率为R/(R+1)，截距为xD/（R+1），如图4-3中的直线ab 图4-34.3 提馏段的物料衡算按图4-4虚线范围(包括提馏段第m层板以下塔段及再沸器)作物料衡算，以单位时间为基准，即：精馏段操作线方程： (4-05)图4-4式(4-05)表示在一定的操作条件下，提馏段内自任意第m层板下降液体组成xm与其相邻的下一层板（第m+1层）上升蒸汽组成ym+1之间的关系。其在x-y图上也是直线，如图4-3直线cd。4.4 进料热状况的影响在实际生产中，加入精馏塔中的原料可能有以下五种热状态：(1) 温度低于泡点的冷液体。 ( LL+F VV)(2) 泡点下的饱和液体。 ( L=L+F V=V)(3) 温度介于泡点和露点之间的气液混合物。( LLL+F VV)(4) 露点下的饱和蒸气。 (L=L V=V+F)(5) 温度高于露点的过热蒸气。 (LV+F)进料热状态的不同，影响精馏段和提馏段的液体流量L和L之间的关系以及上升蒸汽V和V之间的关系。进料方程（q线方程） （4-06）4.5 理论板数的求法 采用逐板计算法如图4-5所示 图4-5若塔顶采用全冷器，从塔顶最上层板（第一层板）上升的蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，因此塔顶馏出液组成及回流液组成均与第一层塔板的上升蒸汽相同，即： (已知)由于离开每层理论板的汽液相组成是互成平衡的，故可由y1利用汽液平衡方程求得x1即： X1=y1/a-(a-1)y1由于从下一层（第二层）板的上升蒸汽组成y2与x1符合精馏段的操作关系，故利用精馏段操作方程可由x1求得y2即：同理，y2 与x2互成平衡，即可用平衡方程y2求得x2，如此反复计算，直至计算到xnxq(xq为两操作线交点处的液相组成）时，说明第n层理论板是加料板，因此精馏段所需的理论板层数为（n-1）。应予注意，在计算过程中，每使用一次平衡关系，表示需要一层理论板。此后，可改用提馏段操作线方程，继续用上述相同的方法求得提馏段的理论板层数。因=已知值，故可用提馏段操作线方程求y2，即：重复计算，直到计算出xmxw为止。4.6 回流比 R=L/D其值越大，理论板数越小。全回流时 （4-07）最小回流比对正常的平衡曲线： ( 4-08)对非正常的平衡曲线可通过一个切点确定最小回流比之后，在通过公式(4-08)计算。 适宜回流比：一般取经验值 （4-09）4.7 塔高和塔径的计算 单板效率 (4-10)全塔效率 (4-11)塔高 (4-12) 塔径 (4-13) 4.8 精馏塔基本数据基本数据见表2、表3表2 理论数据精馏塔 理论塔高(m)理论塔径(m)理论塔板数脱丙烷塔 36 1.2 66 脱乙烷塔 39 1.4 50丙烯精馏塔 125 1.6 94 表3 实际数据精馏塔 实际塔高(m)实际塔径(m)实际塔板数脱丙烷塔 42 1.4 68脱乙烷塔 42 1.6 54丙烯精馏塔 136 1.8 96五 三塔的主要操作参数一般的液态烃原料, C2 及小于C2 的烃类含量小于1 % ,C5 及C5 以上的烃类含量小于5 %。处理这类原料的气体分馏装置,脱丙烷塔、脱乙烷塔、丙烯精馏塔的操作压力分别为20.5 、28 和20 Kg/ cm2左右。目前,这种操作条件的气体分馏装置非常普遍, 如某三塔流程的气体分馏装置,液态烃原料中的C2 及小于C2 的烃类含量为0.8 % ,三塔塔顶的操作压力分别为20 、28 和20 Kg/ cm2 。有些液态烃原料,尤其是小型炼油厂生产的液态烃, C2 及小于C2 的烃类组分含量很高,甚至超过了3 %。加工这类原料的气体分馏装置,各塔的操作压力都不同幅度的升高,其中脱乙烷塔的压力升高最大,因为C2 及小于C2 的轻组分最终都集中在该塔分离。例如,原料中(C1 + C2 ) 的含量为3 % ,三塔的主要工艺操作参数见表4。表4 某气体分馏装置三塔主要工艺操作参数精馏塔压力（绝）Kg/ cm2塔顶 塔底温度（）塔顶 塔底回流温度 回流比 (wt)脱丙烷塔21.52250.311043.23.0脱乙烷塔33 33.5 54.3 71.5 42液相全回流丙烯精馏塔21 22 49.4 59.5 48.4 19.7从表中可以看出,脱乙烷塔顶的压力升高到33Kg/ cm2 ,比常规的操作压力高出了许多。原料中C2 及小于C2 的烃类含量越低,三塔的操作压力和操作温度就越低。利用这一规律,在液态烃进装置前就采取措施,降低原料中C2 及小于C2 的烃类含量,使装置在较低的压力下操作,对装置生产操作非常有利。六丙烯产量和收率6. 1 丙烯产量丙烯产量是气体分馏装置的最重要指标之一,直接影响装置的经济效益。国内催化裂化装置所产液态烃中的丙烯含量大多在25 %40 %之间,因此,一般气体分馏装置的丙烯产量占进料的22 %35 %。两套典型三塔流程的气体分馏装置的物料平衡见表5。表5 两种生产规模装置的物料平衡物料3万吨/年规模t/a % (wt)8万吨/年规模t/a % (wt)进料：液态烃 30000 100.0 80000 100.0出料丙烯 7016 23.4 23504 29.4丙烷 3124 10.4 8648 10.8干气 1128 3.8 2592 3.2脱丙烷油 18732 62.4 45256 56.66. 2 丙烯收率丙烯收率也是气体分馏装置的一个重要指标,丙烯收率指丙烯产品物料中丙烯含量占原料中丙烯含量的百分比。毫无疑问,丙烯组分绝大部分集中在丙烯产品这股物料中,一般占原料中丙烯含量的90 %以上,即丙烯收率在90 %以上。其它部分丙烯组分则分散在各股物料中。某三塔流程的气体分馏装置丙烯组分在各股物料中的分布状况见表6 。表6 装置各股物流中丙烯组分的含量物料 3万吨年规模 t/a % (wt)8万吨年规模t/a % (wt)进料：液态烃中 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干气中 529.6 7.0 1762 6.9脱丙烷油中10.4 0.1 49 0.2从表中可以看出,没有回收的丙烯组分大部分随干气损失了,占原料中丙烯含量的7 %(wt ) 左右,这就是丙烯收率不能再高的症结所在。导致丙烯收率低的原因主要有以下几个方面:一是为了降低脱乙烷塔的操作压力,必然要泄放干气,丙烯组分被夹带在干气中损失了;二是脱乙烷塔分离精度不高,塔顶干气中混入了较多的丙烯组分,造成干气泄放时较多的丙烯损失。其中前者是主要原因。当然,如果提高脱乙烷塔的操作压力,跑损的丙烯量会更少一些,丙烯收率自然会高一些,但这是以增加装置的能耗为代价的。另外,如果原料中C2 及小于C2 的烃类含量越低,脱乙烷塔顶泄放的干气量就越少,夹带的丙烯组分的损失也就越小,丙烯收率就会更高。如某原料中C2 及小于C2 的烃类含量为0.5 %时,丙烯收率达到了96 %。七 装置能耗能耗是评判一种工艺生产方法操作费用高低的重要指标之一,直接影响装置的经济效益。三塔流程的气体分馏装置,能耗多为14652725MJ / t 原料(国内五塔流程的能耗多为25154180MJ / t 原料) 。我们设计的三塔流程的气体分馏装置,8 万吨/ 年的装置能耗是1635MJ / t 原料; 3 万吨/ 年的装置能耗是2345MJ / t 原料。三塔流程的气体分馏装置的能耗,主要消耗在各塔塔底的加热热和塔顶的冷凝冷却负荷上,这两项能耗占装置总能耗的70 %以上,装置的节能重点要放在这两个方面。常用的降低装置能耗的办法是:冷却负荷大的塔顶冷凝器选用空冷器代替水冷器,可大量减少循环冷却水的用量;塔底重沸器多用低温热