本发明专利技术公开了一种基于前、后脱丙烷塔流程的气分装置与催化裂化装置热联合工艺，采用前、后脱丙烷塔替代常规流程中的脱丙烷塔，前脱丙烷塔进行碳三与碳四的模糊分离，后脱丙烷塔进行碳三与碳四的清晰分割。自解吸塔底的一中段油为后脱丙烷塔供热返塔，预热原料油后的顶循为前脱丙烷塔供热，然后与热媒水换热返塔。塔顶油气、富气、顶循、稳汽以热媒水为传热介质为丙烯精馏塔和脱乙烷塔供热。本发明专利技术与常规流程相比，充分利用一中段油的高温位热量和顶循的中温位热量，大幅降低甚至取消气分装置的蒸汽用量，进一步回收催化装置的低温余热。进一步回收催化装置的低温余热。进一步回收催化装置的低温余热。
【技术实现步骤摘要】
一种基于前、后脱丙烷塔流程的气分装置与催化裂化装置热联合工艺
[0001]本专利技术属于石油化工催化裂化与气分领域，涉及一种基于前、后脱丙烷塔流程的气分装置与催化裂化装置热联合工艺。
技术介绍
[0002]催化裂化装置将重质油轻质化，生产液化气、汽油和柴油，该装置由反应、分馏和吸收稳定单元组成。气分装置将液化气进行分离，生产丙烯、丙烷和混合碳四，该装置主要为三塔流程，由脱丙烷塔、脱乙烷塔和丙烯精馏塔构成。
[0003]催化裂化装置低温余热巨大，气分装置丙烯精馏塔完成丙烯和丙烷的分离，二者沸点接近，分离能耗较大，由于塔底温度低，以热水作为传热介质利用催化低温余热。
[0004]自气分装置丙烯精馏塔底(55～60℃)和脱乙烷塔底(55～65℃)的热媒水(60～65℃)先与主分馏塔的塔顶油气换热，再和与原料换热后的顶循(112～132℃)换热，后分为两路，一路与自解吸塔底的中段油(180～200℃)换热，另一路和与凝缩油换热后的稳定汽油(130～110℃)换热，最后合为一路(95～100℃)送往气分装置。
[0005]专利CN 106495980 A公开了一种基于前、后脱丙烷塔流程的气分装置及方法，采用前、后脱丙烷双塔替代常规流程的脱丙烷塔。前脱丙烷塔使用热水，后脱丙烷塔使用蒸汽，降低了碳三碳四分离所需蒸汽，但后脱丙烷塔并未考虑与催化装置的热联合，仍需全部使用蒸汽。
[0006]综上所述，在现有的催化装置与气分装置热联合流程中，顶循和一中段油通过热媒水为丙烯精馏塔供热，温度降级严重，而气分装置脱丙烷塔底温度为100～105℃，仍使用0.35MPaG蒸汽作为热源。按照温度等级划分热源和热阱，合理使用催化低温余热可降低脱丙烷塔蒸汽用量。
技术实现思路
[0007]本专利技术针对传统催化与气分热联合流程一中段油高质低用和顶循油中质低用的问题，提出一种基于前、后脱丙烷塔流程的气分装置与催化裂化装置热联合工艺，所述工艺通过调整换热流程和分离序列，充分利用一中段油的高温位热量和顶循的中温位热量，大幅降低甚至取消气分装置的蒸汽用量。
[0008]为达此目的，本专利技术采用如下技术方案：
[0009]一种基于前、后脱丙烷塔流程的气分装置与催化裂化装置热联合工艺，具体如下：气分装置的碳三碳四分离由单塔改为双塔流程，气分装置进料与前脱丙烷塔相连，前脱丙烷塔顶采出与脱乙烷塔相连，前脱丙烷塔底采出与后脱丙烷塔相连，后脱丙烷塔顶采出与丙烯精馏塔相连，脱乙烷塔底采出与丙烯精馏塔相连；催化装置的一中段油依次与稳定塔再沸器、解吸塔再沸器和气分装置的后脱丙烷塔再沸器相连，顶循依次与原料油
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顶循换热器、气分装置的前脱丙烷塔再沸器和热媒水
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顶循换热器相连；自气分装置的丙烯精馏塔和
脱乙烷塔再沸器的热媒水分为两路，一路依次与热媒水
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富气换热器和热媒水
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稳汽换热器相连，另一路依次与热媒水
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塔顶油气换热器和热媒水
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顶循换热器相连。
[0010]具体工艺流程为：
[0011](1)自催化装置吸收稳定工段的液化气首先通过前脱丙烷塔进行碳三与碳四的模糊分离，前脱丙烷塔顶采出碳三馏分送入脱乙烷塔，前脱丙烷塔底采出碳三、碳四馏分送入后脱丙烷塔，后脱丙烷塔将碳三馏分与碳四馏分清晰分割，后脱丙烷塔顶采出碳三馏分送入丙烯精馏塔；脱乙烷塔顶采出碳二、碳三馏分返回催化装置，后脱丙烷塔底采出碳三馏分送入丙烯精馏塔，丙烯精馏塔顶采出丙烯，丙烯精馏塔底采出丙烷。
[0012]该部分技术原理为：通过模糊分离的方式降低碳三碳四分离所需部分热量的品位，气分装置会存在后脱丙烷塔高温位热阱、前脱丙烷塔中温位热阱、脱乙烷塔和丙烯精馏塔低温位热阱。
[0013](2)一中段油首先作为稳定塔再沸器热源，再作为解吸塔再沸器热源，然后送往气分装置作为后脱丙烷塔再沸器热源，最后返回分馏塔；顶循自分馏塔抽出后，首先预热原料油，再送往气分装置作为前脱丙烷塔再沸器热源，然后与自塔顶油气的热媒水换热，最后返回分馏塔。
[0014]自气分装置的热媒水分为两路，一路依次与分馏塔顶油气和顶循换热，另一路依次与富气压缩机出口富气和稳定汽油换热；自稳定塔底的稳定汽油依次与稳定塔进料、凝缩油、热媒水和除盐水换热；两路热媒水合为一路送往气分装置脱乙烷塔和丙烯精馏塔。
[0015]该部分技术原理为：中段油高温位热量提供给后脱丙烷塔，顶循中温位热量提供给前脱丙烷塔，油气、富气、稳汽、顶循低温位热量提供给丙烯精馏塔和脱乙烷塔。通过调节前、后脱丙烷塔的处理量调整双塔热负荷分配，实现中段油与后脱丙烷塔的热量匹配。通过进一步回收催化装置的低温余热替代中段油和部分顶循热量，满足丙烯精馏塔和脱乙烷塔所需。
[0016]工艺流程操作参数为：
[0017]前脱丙烷塔操作参数：塔顶温度40～50℃，塔底温度70～90℃，操作压力为1.7～2.1MPaG，理论板数为50～70，回流比为1.5～25；后脱丙烷塔操作参数：塔顶温度40～50℃，塔底温度90～110℃，操作压力为1.6～1.8MPaG，理论板数为60～80，回流比为2～6；脱乙烷塔操作参数：塔顶温度45～60℃，塔底温度60～70℃，操作压力为2.6～2.8MPaG，理论板数为40～50，回流比为20～60；丙烯精馏塔操作参数：塔顶温度40～55℃，塔底温度50～60℃，操作压力为1.8～2.0MPaG，理论板数为200～240，回流比为10～20；
[0018]一中段油经过解吸塔再沸器后，温度为190～260℃；再经过后脱丙烷塔再沸器后，温度为180
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250℃，最后返回分馏塔；顶循油为原料预热后，温度为110～130℃；再经过前脱丙烷塔再沸器后，温度为114～124℃，然后与热媒水换热，温度为90～110℃，最后返回分馏塔；分馏塔顶油气温度为105～125℃，与热媒水换热后，温度为70～90℃；富气压缩机出口富气温度为100～150℃，与热媒水换热后，温度为70～90℃；稳定汽油为凝缩油预热后温度为110～130℃，与热媒水换热后，温度为80～110℃；催化装置热媒水上水温度60～65℃，回水温度75～95℃。
[0019]与现有技术相比，本专利技术具有以下有益效果：
[0020](1)与现有一中段油、顶循发生热媒水的换热流程相比，一中段油为后脱丙烷塔供
热、顶循为前脱丙烷塔供热的换热流程大幅降低甚至取消气分装置的蒸汽用量。
[0021](2)通过调节前、后脱丙烷塔处理量调整双塔热负荷分配，实现与一中段油、顶循热量的合理匹配，具有较大灵活性。
[0022](3)富气作为发生热媒水的热源，进一步回收分馏塔顶油气热量，充分利用催化装置的低温余热。
附图说明
[0023]图1为实施例所述的基于前、后脱丙烷塔流程的气分装置流程示意图；
[0024]图2为实施例所述的基于前、后脱丙烷塔流程的气分装置与催化裂化装本文档来自技高网...
【技术保护点】
【技术特征摘要】
1.一种基于前、后脱丙烷塔流程的气分装置与催化裂化装置热联合工艺，其特征在于，具体如下：气分装置的碳三碳四分离由单塔改为双塔流程，气分装置进料与前脱丙烷塔相连，前脱丙烷塔顶采出与脱乙烷塔相连，前脱丙烷塔底采出与后脱丙烷塔相连，后脱丙烷塔顶采出与丙烯精馏塔相连，脱乙烷塔底采出与丙烯精馏塔相连；催化装置的一中段油依次与稳定塔再沸器、解吸塔再沸器、气分装置的后脱丙烷塔再沸器相连，顶循依次与原料油
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顶循换热器、气分装置的前脱丙烷塔再沸器和热媒水
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顶循换热器相连；自气分装置的丙烯精馏塔和脱乙烷塔再沸器的热媒水分为两路，一路依次与热媒水
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富气换热器和热媒水
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稳汽换热器相连，另一路依次与热媒水
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塔顶油气换热器和热媒水
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顶循换热器相连。2.根据权利要求1所述的一种基于前、后脱丙烷塔流程的气分装置与催化裂化装置热联合工艺，其特征在于，具体工艺流程为：自催化装置吸收稳定工段的液化气首先通过前脱丙烷塔进行碳三与碳四的模糊分离，前脱丙烷塔顶采出碳三馏分送入脱乙烷塔，前脱丙烷塔底采出碳三、碳四馏分送入后脱丙烷塔，后脱丙烷塔将碳三馏分与碳四馏分清晰分割，后脱丙烷塔顶采出碳三馏分送入丙烯精馏塔；脱乙烷塔顶采出碳二、碳三馏分返回催化装置，后脱丙烷塔底采出碳三馏分送入丙烯精馏塔，丙烯精馏塔顶采出丙烯，丙烯精馏塔底采出丙烷；一中段油首先作为稳定塔再沸器热源，再作为解吸塔再沸器热源，然后送往气分装置作为后脱丙烷塔再沸器热源，最后返回分馏塔；顶循自分馏塔抽出后，首先预热原料油，再送往气分装置作为前脱丙烷塔再沸器热源，然后与自塔顶油气的热媒水换热，最后返回分馏...
【专利技术属性】
技术研发人员：董宏光，赵华琮，朱炜玄，韩志忠，
申请(专利权)人：大连理工大学，
类型：发明
国别省市：
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