乙烯装置丙烯精馏系统设计方案优化

工业抗术乙烯工业2012,24(3) 19~25ETHYLENE INDUSTRY乙烯装置丙烯精馏系统设计方案优化李鑫(天津大学,天津300072)摘要: 介绍了丙烯精馏系统传统设计流程及改进设计流程,并对其流程特点进行了分析,明确指出了各自的优缺点。针对改进设计双塔流程,利用流程模拟计算PRO- I软件平台,分别研究了无中间再沸器和设置中间再沸器两个流程方案,在能耗相同的条件下,计算出不同塔盘数时的丙烯损失,并对其增加塔盘数后的可实施性、投资增加与多回收丙烯的经济性进行了初步分析。无中间再沸器流程在投资及年收益方面均优于设置中间再沸器流程,在装置急冷水热量充足的情况下,应首先推荐应用。关键词:丙烯精馏流程优化丙烯 回收丙烯精馏系统是乙烯装置的重要产品生产单效益。元，丙烯精馏塔通常是装置最高的单元设备,全塔本文将利用设计上通用的流程模拟计算平台总高度一般可达约110m,丙烯精馏塔同裂解炉、PRO-II软件,模拟优化丙烯精馏系统的设计方“三机(裂解气压缩机、丙烯制冷压缩机和乙烯制案,并结合方案的可实施性和经济性,优选出最佳冷压缩机)”、冷箱及直径最大的汽油分馏塔共同的设计流程。成为装置的标志性设备“]。丙烯精馏系统的设计,早期普遍采用单塔高1 传统流程回流比,回流比一-般在18以上,塔釜丙烷中丙烯丙烯精馏系统传统工艺流程见图1。我国20含量( mol)也比较高，通常在15% ~ 30%。2000世纪70年代建设的以轻柴油为主要裂解原料的年以来,随着对能耗重要性认知的不断提高,目前某300 kt/a乙烯装置采用了该流程3]。国内外通用的设计原则是尽量降低回流比,调整丙烯精馏系统传统工艺通常采用单塔流程,后回流比一般在13左右,塔顶产出聚合级丙烯产液相进料。来自碳三加氢系统的气相混合碳三进品,塔釜丙烷中控制丙烯含量( mol)也大幅下降，人碳三绿油洗涤塔 下塔底部第26块塔盘，下塔的一般在5.0%左右,塔釜丙烷循环返回乙丙烷裂解回流来自绿油洗涤塔上塔的釜液，下塔釜液向上游返回去脱丙烷塔;下塔塔顶气相进入上塔第5炉进行裂解[2]。近几年,丙烯产品价格不断飙升,目前聚合级块塔盘。上塔再沸器由循环急冷水余热提供热丙烯市场售价已超过聚合级乙烯产品,使得优化源,塔顶冷凝器由循环水冷却冷凝,上塔釜液物流丙烯精馏塔系统设计,进一步提高丙烯产品的回-部分为下塔提供回流，其余全部进人丙烯干燥收率在经济上成为可行。因此研究探讨优化丙烯器。干燥后的碳三进人丙烯精馏塔的第94块塔精馏系统设计方案,在能耗保持不变的前提下,进盘,液相进料。上塔回流罐不凝气相进人由丙烯一步降低塔釜循环丙烷中的丙烯含量,多生产丙冷剂提供冷量的换热器冷却冷凝,冷凝液返回到烯,提高丙烯回收率,不仅有利于提高丙烯产品的回流罐,未冷凝碳三尾气去裂解气压缩机系统。中国煤化工收益,而且也可以改善乙丙烷裂解炉的进料条件收稿日期:20MY HCNMHG和运行,降低进料中烯烃含量,延长裂解炉运行周作者简介:李鑫,男,现就读于天津大学化工学院过程装备与期,从而降低装置综合能耗,提高装置的经济控制工程专业。.乙烯工业第24卷碳三绿油洗涤塔绿油塔回流罐丙烯干燥器丙烯精馏塔丙烯塔回流罐CsRCcW7o」10下4|Qw气上2tewj混合碳三| 去脱丙烷塔碳三尾气CLPG丙烯产品|自碳三加氢 ↓去裂解气压缩机去贮罐图1丙烯精馏 系统传统工艺流程示意丙烯精馏塔全塔设置165块塔盘,塔顶产出简单,投资省;但缺点是能耗高,丙烯回收率低,塔聚合级丙烯产品,送去球罐储存;塔釜产出碳三液釜丙烷由于含有较高的丙烯,只能作为副产品碳化气,作为副产品出售。设计进料混合碳三含丙三液化气出售,不能循环返回乙丙烷裂解炉进行烯94.31% ( mol),回流比为16, 塔釜碳三液化气裂解 ,整体效益较差。含丙烯较高,达到15. 78% ( mol)。同期设计的150kVa中型乙烯装置,其丙烯2改进流程精馏塔由于受高径比(塔高度与塔直径之比)的影丙烯精馏系统基于投资省、节能和丙烯回收响,塔盘数较少,设计回流比达到18以上,能耗较率高的原则,改进工艺流程见图2。我国单套装置高，塔釜碳三液化气含丙烯也较高,达到30% .规模最大、近期刚建成投产的某1 000 kt/a乙烯装( mol)左右。置采用了该流程。传统工艺由于采用单塔流程,其优点是流程碳三汽化分离罐丙烯汽提塔.C.R6670凸QWwL循环混合碳三循环丙烷丙烯产品↓|自碳三加氢 ↓去高压脱丙烷塔去裂解炉.去裂解气压缩机↓图2丙烯精馏系统改进工艺流程丙烯精馏系统改进工艺通常采用双塔流程，高压脱丙烷塔,用于调节控制进人碳三加氢系统由丙烯精馏塔和丙烯汽提塔构成，气相进料。来的丙炔/丙二烯( MA/PD)浓度,分离罐顶部气相碳自碳三加氢系统的液相混合碳三进人碳三汽化分三进入中国煤化工盘。离罐,由再沸器加热汽化,再沸器热源由循环急冷丙MHCNMHG塔盘,塔顶冷凝水余热提供,分离罐底部液相在比例控制下返回器由循环水供冷,塔釜中间再沸器由循环急冷水.第24卷李鑫..乙烯装置丙烯精馏系统设计方案优化余热供热,聚合级丙烯产品由塔顶部第11块塔盘(1)采用不设置碳三绿油洗涤塔流程,进料中含有产出,回流罐不凝气进人由丙烯冷剂提供冷量的碳三加氢系统引人的氢气和甲烷等轻组分;(2)为换热器冷却冷凝,冷凝液返回回流罐,碳三尾气去提高碳三加氢系统的选择性,控制MA/PD浓度为裂解气压缩机系统。丙烯精馏塔釜液由泵送至丙200 x 10~*;(3)设置碳三汽化分离罐,尽管无碳三烯汽提塔第1块塔盘。绿油洗涤塔,但由于采用气相进料,重组分含量仍丙烯汽提塔全塔设置93块塔盘,塔釜再沸器较低，丁烯浓度为400x10 -。,不含碳五及组分更由循环急冷水余热供热,塔顶气相进入丙烯精馏重的绿油等。塔底部第170块塔盘,塔釜循环丙烷汽化后去乙3.2 其 他说明丙烷裂解炉裂解。(1)优化评价平台:丙烯精馏塔系统的设计优丙烯精馏系统设计进料混合碳三含丙烯化基于国内外普遍 采用的PRO - I流程模拟优化91.52%(mol),回流比为13,丙烯汽提塔塔釜循环计算软件;丙烷含丙烯较低,为5.0%(mol),中间再沸器热负(2)回流比:丙烯精馏塔系统优化设计基于回荷比例约为再沸总热负荷的30%。流比保持不变,由于节能的需要,采用较低回流比，改进工艺由于采用双塔流程,其优点是能耗取值与近期投产的某百万吨乙烯装置-致,为13;低,丙烯回收率高,塔釜丙烷由于含有较低的丙(3)循环水温度:某百万吨乙烯装置所在地循烯,可以循环返回乙丙烷裂解炉进行裂解,从而降环水设计给水温度为33C,循环水平均换热温差低原料消耗,装置整体效益较好。其缺点是流程为10C,平均循环回水温度43C,单台换热器循复杂化,投资较高。环水出口最高温度不超过45 C;(4)再沸器热源:丙烯精馏塔塔釜中间再沸器3流程优化的基准及丙烯汽提塔塔釜再沸器热源均考虑采用乙烯装3.1丙 烯精馏塔进料条件置急冷区产生的能级较低的循环急冷水余热。丙烯精馏塔系统的进料混合碳三取自某已经投产的百万吨乙烯装置,装置裂解原料以组分偏4流程优化重的液态烃为主,顺序分离流程并且采用双塔脱4.1 双塔流程不设置中间再沸器丙烷及单段床液相碳三加氢工艺,丙烯精馏塔进丙烯精馏系统采用双塔流程,由丙烯精馏塔料混合碳三组成见表1。和丙烯汽提塔构成,不设置中间再沸器流程简图表1丙烯精馏塔进料组成mol ,%见图3。组成.备注该流程方案总思路基于:(1)丙烯汽提塔再沸H2(氢气)0.59CH(甲烷)0.38器热源与丙烯精馏塔中间再沸器热源相同,均采C2H2(乙炔)0.00用乙烯装置产生的能级最低的急冷水余热加热，C2H4(乙烯)C2H6(乙烷)0.04设置中间再沸器并未改变热源供给的级位,因此C3H4( MA)0.01没有节能效果;(2)不设置中间再沸器,丙烯汽提C3H,(PD)塔塔径将会增加,可与丙烯精馏塔相同,塔盘数可CjH6(丙烯)91.52C3H。(丙烷)7.40 .允许有较多的增加，最多可与丙烯精馏塔相同。C4Hg(丁烯)合计100在回流比保持不变的前提下,可最大限度降低循进料量/(kmol.h-) 1553. 3液体裂解原料为主,相当环丙烷中的单t加丙橋产昌压力(表)/MPa1.8837于规模 1 0000 kVa乙烯，顺中国煤化工，来自碳三三进入碳三温度/C50.9序分离流 程并且采用改进CNMHG相态碳三加氢工艺汽化分离罐,同以近凯任，万芮雌坝印气相进人丙优化丙烯精馏塔系统流程,评价进料基于:烯精馏塔的第 166块塔盘,气相进料。●22●乙烯工业第24卷碳三汽化分离罐丙烯汽提塔丙烯精馏塔丙烯塔回流罐, CR66)WL混合碳三循环混合碳三自碳三加氢|去高压 脱丙烷塔循环丙烷丙烯产品碳三尾气去裂解炉去贮罐1去裂解气压缩机 +图3双塔流程不设置中间再沸器丙烯精馏塔全塔设置170块塔盘,塔顶冷丙烯汽提塔全塔设置N块塔盘,塔釜再沸器凝器由循环水供冷,没有中间再沸器,塔顶部第由循环急冷水余热供热,塔顶气相进人丙烯精馏11块塔盘产出聚合级丙烯产品,回流罐不凝气塔底部第170块塔盘,塔釜循环丙烷汽化后去裂相进人由丙烯冷剂提供冷量的换热器冷却冷:解炉裂解。塔盘数N选取不同数值时，将会得到凝,冷凝液返回回流罐,碳三尾气去裂解气压缩不同的计算数据。机系统。丙烯精馏塔釜液由泵送到丙烯汽提塔丙烯精馏系统进料混合碳三含丙烯91. 52%第1块塔盘,由于丙烯精馏塔全塔高度已达到(mol),回流比取13,丙烯汽提塔塔盘数取不同数近110m,在方案优化时,丙烯精馏塔始终保持据时,计算出的丙烯汽提塔釜液循环丙烷中丙烯不变。含量见表2。表2无中间再沸器不同丙烯汽提塔塔盘数计算结果丙烯汽提塔塔丙烯汽提塔塔 丙烯汽提塔塔 丙烯汽提塔塔 丙烯汽提 塔塔项目备注盘数N=63盘数N=73盘数N=93盘数N=110 盘数 N=130进料量/(kmol .h-')1 553.3回流量/(kmol :h)18 987.918 987. 918 987.9.总数/块2000926241258取单板效率: .汽提段60%理论塔盘精馏段88%进料位置/块1424214提馏段87%233243263280300实际塔盘16616循环丙烷中含丙烯( mol) .%5.372.090. 300.060.01循环丙烷流量/(kmol .h-')117.50113.6111. 54111.27111.21精馏塔塔高(TIL)/m93.8板间距:500 mm精馏塔直径(ID)/m7.8精馏塔高径比212汽提塔塔高(TTL)/m37.6.42.652.661.171.1汽提塔直径( ID)/m汽提塔高径比4.85.56.79.1冷凝器负荷/MW64.9164.91 .| 中国煤化工再沸器负荷/MW62.1362. 13.MHCNMHG由表2可见,在塔顶冷凝器负荷及塔釜再沸低塔釜循坏刊炕中时的师顶大，i盾环丙烷中的丙器负荷保持不变的前提下，增加塔盘数可有效降烯含量(mol)从63块塔盘时的5.37%下降到130第24卷李鑫、乙烯装置丙烯精馏 系统设计方案优化23●块塔盘时的0.01%。数量的必要。4.1.1可实 施性分析4.1.2经济性分析及 方案选择丙烯汽提塔在塔盘数增加到130块塔盘时,针对.上述丙烯精馏系统双塔流程不同设置方其切线高度71.1 m,高径比9.1,而丙烯精馏塔实案,将流程模拟计算结果列于表3,其中丙烯基准际设计塔盘数达到170块,切线高度93.8 m,高径单价按当前市场价10000元/t计算,年操作时数比12,因此可以对比判断丙烯汽提塔盘数增加到按平均8400h计,投资回收期为初估值,未含利130块塔盘是可以实施的,并仍然有提高塔盘数的息,未计人循环丙烷中的丙烯再次裂解后的产品余地。但由于在塔盘数为130时,循环丙烷中的收益。丙烯含量(mol)已经低至0.01%,故无再提高塔盘表3无中 沸器不同设置方案优化比较丙烯汽提塔塔丙烯汽提塔塔丙 烯汽提塔塔项目.盘数N=63盘数N=73盘数N=93盘数N=110盘数N=130循环丙烷中含丙烯( mol), %5.372.090.300.060.01丙烯损失/(kg.h")_26510014. 062. 910. 49kg.h-116585. 9411.152.42相对多产丙烯t. a-I1 386721.993.720.3丙烯基准价20. 3年收益/万元降低5%1 316685.889.09.3降低10%1 247649.7_84.318.3投资/万元340390500610750投资相对增加/万元5C11012014014 d56d1.3a6.9 a投资回收期15d59d1.4a7.3a16 d63d1.5 a7.7a从表3可见,随着丙烯汽提塔塔盘数逐渐增4.2双塔流程设 置中间再沸器加,循环丙烷中丙烯含量( mol)也在不断下降,从丙烯精馏系统采用双塔流程,同样由丙烯精63块塔盘时的5.37%下降到130块塔盘时的馏塔和丙烯汽提塔构成,设置中间再沸器流程简0.01% ,但其下降趋势逐渐趋缓。从增加10块塔图参见图2,不同之处在于丙烯汽提塔塔盘数量的盘下降3.28%到再增加20块塔盘下降1.79%,再调整。到增加20块塔盘仅下降0.24%,最后到增加20该流程方案总思路基于:(1)设置中间再沸器块塔盘仅下降0.05%,相对丙烯产品增量幅度在可适当减少丙烯汽提塔塔径，降低投资;(2)通过.逐渐减少,而投资增加幅度则逐渐加大,经济性越适当增加丙烯汽提塔塔盘数,最大限度降低循环来越差。丙烷中的丙烯含量,增加丙烯产量。在研究的5个方案中,随着丙烯汽提塔塔盘来自碳三加氢系统的液相混合碳三进人碳三数逐渐增加,投资相对增加幅度不断加大，投资回汽化分离罐,与改进流程相同,分离罐顶部气相进收期也由半个月左右增加到7年以上。从经济性人丙烯精馏塔的第166块塔盘,气相进料。来讲,丙烯汽提塔塔盘数为110块时,投资回收期丙烯精馏塔全塔设置170块塔盘,完全与改相对93块时为1年半左右,经济上应该是可行进流程相同,中间再沸器热负荷也保持不变,由于的,因此丙烯汽提塔塔盘数设置不应高于110块。丙烯 精馏塔全塔高度已经达到近110 m,在方案优丙烯汽提塔塔盘数为93块时，投资回收期相化时,丙烯精馏塔始终保持不变。对73块时为2个月左右,有大幅度的下降。因此丙烯汽提中国煤化工塔釜再沸器丙烯汽提塔塔盘数最佳设置方案约应在93块,此由循环急冷水MYHCNMHG丙烯精馏时丙烯汽提塔塔釜循环丙烷中丙烯含量(mol)可塔底部第170块塔盘,塔釜循环丙烷汽化后去乙控制在0. 3%左右。丙烷裂解炉裂解,塔盘数N选取不同数值时,将会24 .乙烯工业第24卷得到不同的计算数据。盘数取不同数据时,计算出的丙烯汽提塔釜液循丙烯精馏系统进料与前述- -致,混合碳三含环丙烷中丙烯含量见表4。丙烯91.52%( mol),回流比取13,丙烯汽提塔塔.表4设置中间再沸器不同丙烯汽提塔塔盘数计算结果丙烯汽提塔塔项目备注盘数N=93盘数N=110盘数N=130盘数N=145进料量/( kmol .h-1) .1 553.31 553. 3回流量/(kmol .h1)18 987.918 987. 9取单板效率:总数/块226415871汽提段60%理论塔盘精馏段88%进料位置/块14242提馏段87% .263280300315实际塔盘166循环丙烷中含丙烯( mol) ,%5.281.08循环丙烷流量/(kmol .h-1)117.43114. 45112.86112.40精馏塔塔高(TL)/m93.893.8 .板间距:500 mm精馏塔直径( ID)/m7.8.8精馏塔高径比12汽提塔塔高(TTL)/m52.661.171.178.6汽提塔直径(ID)/m6.6汽提塔高径比89.310.811.9冷凝器负荷/MW64.9中间再沸器负荷/MW18.5218. 52.18. 52再沸器负荷/MW43.6由表4可见，在塔顶冷凝器负荷及塔釜再沸接近丙烯精馏塔实际设计的12,因此可以对比判器负荷保持不变的前提下,增加塔盘数可有效降断丙烯汽提塔盘数增加到145块塔盘是可以实施低塔釜循环丙烷中的丙烯损失,循环丙烷中的丙的,但已经没有再进-步增加塔盘数的余地,或者烯含量( mol)从93块塔盘时的5. 28%下降到145说再增加塔盘数会使投资大幅度上升。块塔盘时的1.08%。4.2.2经济性分析及方 案选择4.2.1可实 施性分析针对上述丙烯精馏系统双塔流程不同设置方丙烯汽提塔在塔盘数增加到145块塔盘时，案 ,将流程模拟计算结果列于表5,其他条件与前其切线高度为78.6 m,高径比11.9,高径比已经述一致。表5设中沸器不同设置方案优化比较丙烯汽提塔塔盘数N=1102. 83丙烯损失/(kg.h-I)261. 2136.451. 29相对多产kg.h-'124.8丙烯t. a~1 048. 3560. 3154.6 _丙烯基准价1 048.3154.6未计循环丙烷中年收益/万降低5%995.9146.9_的丙烯再次裂解后元降低10% _943.5504.3139.1的产品收益投资/万元380545645投资相对增加/万元795100投资回收262236期/d27中国煤化工-降低10%28从表5可见，随着丙烯汽提塔塔盘数逐渐增93块.HCNMHG145块塔盘时的加,循环丙烷中丙烯含量( mol)也在不断下降,从1. 08% ,但其下降趋势逐渐趋缓。从增加17块塔.第24卷.李鑫乙烯装置丙烯精馏系统设计方案优化盘下降2.45%到再增加20块塔盘下降1.37%,最从表6可见,双塔流程不设置中间再沸器,在后到增加15块塔盘仅下降0.38%,相对丙烯产品丙烯汽提塔塔盘数为93块时的方案,与双塔流程增量幅度在逐渐减少,而投资增加幅度则逐渐加设置中间再沸器，在丙烯汽提塔塔盘数为145块大,经济性越来越差。时的方案相比较,投资节省145万元,年多得收益在研究的4个方案中,随着丙烯汽提塔塔盘312.7万元,具有明显的优势。数逐渐增加，投资相对增加幅度不断加大，投资回收期也由不到1个月增加到近8个月。从经济性5结语来讲,丙烯汽提塔塔盘数为145块时,投资回收期通过对乙烯装置丙烯精馏塔系统两种不同双相对130块时为不到8个月,经济上是可行的。塔流程的研究,得到以下结论:因此丙烯汽提塔塔盘数最佳设置方案应该在145(1)双塔不设置中间再沸器流程的设置最优块左右,此时丙烯汽提塔塔釜循环丙烷中丙烯含化方案为丙烯精馏塔170块塔盘,丙烯汽提塔93量(mol)可控制在约1%。块塔盘左右,塔釜循环丙烷中丙烯含量(mol)控制4.3流程方案比较在约0.3%;针对上述2种不同丙烯精馏系统双塔流程方(2)双塔设置中间再沸器流程的设置最优化案,将各自优化最佳设置计算结果列于表6。方案为丙烯精馏塔170块塔盘,丙烯汽提塔145表6流程优化比较设中沸器无中沸器在约1%;项目(丙烯汽提塔(丙烯汽提塔备注(3)双塔不设置中间再沸器流程在投资及年塔盘数N= 145)塔盘数N=93)循环丙烷中含1.08收益方面均明显优F双塔设置中间再沸器流程,在丙烯(mol) ,%装置急冷水热量充足的情况下,应首先推荐应用。丙烯损失/51.2914.06(kg.h-1)多产kg.h-'基准+37.23参考文献+312.7[1] 王松汉、乙烯装置技术与运行[M].北京:中国石化未计人循环丙出版社,2009.年收益/万元烷中的丙烯再次[2] 王松汉,何细藕.乙烯工艺与技术[M].北京:中国(丙烯基准价)裂解后的产品收石化出版社,2000.投资/万元645500 .[3] 王松汉.乙烯装置技术[M].北京:中国石化出版投资增加/万元社,1994.●乙烯在线●2011年世界乙烯产能八大国美国《油气杂志》7月初发布的全球乙烯产能分析报告显示,截止到2011年底,世界乙烯产能八大国为:美国产能27 593 kt/a, 保持在第- -位;中国产能15 200 kt/a,位居第二;沙特阿拉伯的产能13 155 kt/a,位居第三;日本产能7265 ku/a,位居第四;德国产能5743 ku/a,位居第五;韩国产能5630 kU/a,位居第六;加拿大产能5530 kVa,位居第七;伊朗产能4734 kt/a,位居第八。中国煤化工MHCNMHG-07 -09.