阅读说明：本技术 一种降低蒸汽裂解装置丙烯机火炬排放量的方法和装置 (A kind of method and apparatus reducing steam cracking device propylene machine flare discharge amount ) 是由 彭勃 刘蒙 王振维 赵百仁 李广华 于 2018-05-24 设计创作，主要内容包括：本发明属于化工领域,涉及一种降低蒸汽裂解装置丙烯机火炬排放量的方法和装置。该方法包括：将原料碳三进行预处理净化,然后减压、加热气化,回收原料碳三的冷量,加热气化后的原料碳三经升压升温后排出。本发明可以显著降低丙烯机功率,降低制冷系统总能耗,并且降低蒸汽裂解装置火炬排放量。(The invention belongs to chemical fields, are related to a kind of method and apparatus for reducing steam cracking device propylene machine flare discharge amount.This method comprises: material carbon three is carried out pretreatment purification, then decompression, heating and gasifying is recycled the cooling capacity of material carbon three, is discharged after the boosted heating of material carbon three after heating and gasifying.Propylene machine power can be significantly reduced in the present invention, reduces refrigeration system total energy consumption, and reduce steam cracking device flare discharge amount.)

一种降低蒸汽裂解装置丙烯机火炬排放量的方法和装置

技术领域

本发明涉及化工领域，更具体地，涉及一种降低蒸汽裂解装置火炬排放量的方法和装置。

背景技术

随着蒸汽裂解制乙烯的原料日趋多样化，由于轻组分原料具有乙烯收率高、价格低廉、单位产品能耗低等特点，所以乙烷、丙烷、丁烷等轻组分烃类已经日益的成为裂解装置的重要原料。如何根据轻原料的物理化学特性更充分、更合理地利用轻烃原料，是今后提高乙烯装置效益的关键。

碳三原料通常以常温(20℃)、液态的形式输送到蒸汽裂解装置，作为裂解原料时，裂解炉入口要求(1)压力为700kPaG左右，(2)相态为气相。在此压力下碳三需要被加热至21℃以上才能够全部气化，为保证操作的稳定性，需要将碳三过热至60℃。

在蒸汽裂解制乙烯装置中，低温位的首选加热介质通常为急冷水，气化100吨/小时碳三原料，需要643.8吨/小时的急冷水(入口83℃，出口70℃)。这些急冷水如不采用丙烷气化冷却，需要采用循环水冷却，则需要消耗循环水838吨/小时。当整个装置原料整体较轻时，全装置的急冷水平衡紧张，过大的急冷水消耗量将影响急冷水平衡，紧缺时需要使用低压蒸汽代替急冷水，造成极大浪费。

火炬排放装置是乙烯裂解装置必不可少的安全排放燃烧设施，其能否正常运转对装置出现火灾或断电等紧急状况时防止装置由于中断而转为灾难至关重要。但是，火炬排放装置本身也存在极大的危险性，并且对环境产生一定的影响。因此，减少火炬排放一直是石油化工行业追求的目标。特别是蒸汽裂解装置的火炬总管通常受到丙烯机排放工况的控制，如何有效地降低丙烯机功率，以减少全装置火炬排放量，在现有装置扩能改造中具有非常重要的意义和作用。

发明内容

本发明的发明人在研究中发现，通过对原料碳三进行处理，能够回收原料碳三的冷量，降低制冷机的负荷，与此同时，减少了安全阀泄放排放量并继而降低了乙烯装置火炬排放量。基于上述发现，本发明提供一种降低蒸汽裂解装置丙烯机火炬排放量的方法和装置。该方法和装置能够在满足下游裂解炉进口要求的同时减少乙烯装置火炬排放量，并显著减少整体工艺的循环水消耗。

本发明的第一方面是提供一种降低蒸汽裂解装置丙烯机火炬排放量的方法，该方法包括：将原料碳三进行预处理净化，然后减压、加热气化，回收原料碳三的冷量，加热气化后的原料碳三经升压升温后排出。

本发明的第二方面是提供一种降低蒸汽裂解装置丙烯机火炬排放量的装置，该装置包括：

预处理净化单元，用于将原料碳三进行预处理净化；

减压单元，用于将净化后的原料碳三进行减压；

冷剂用户单元，用将减压后的原料碳三进行加热气化，同时回收原料碳三的冷量；

升压升温单元，用于将加热气化后的原料碳三进行升压升温。

本发明的效果是：以轻质原料为主的蒸汽裂解制乙烯装置，以气化原料丙烷提供冷量，可以替代部分丙烯冷剂，从而显著降低丙烯制冷压缩机功率。急冷区盘油与急冷水不足时，必须消耗大量的急冷水加热气化原料碳三，以气化100吨碳三原料为例，需要643.8吨/小时的急冷水(入口83℃，出口70℃)。这些急冷水如不采用丙烷气化冷却，而采用循环水冷却，则需要消耗循环水838吨/小时。若采用本发明的提出的方法，气化等量的碳三原料可以分别或同时提供-40至19℃的冷量。若只提供一级冷量，原料丙烷只经过一次闪蒸。

与急冷水直接加热相比，本发明具有非常显著的经济效益。特别是本发明可以不改变现有装置丙烯制冷压缩机，就可以提供等同于丙烯级位的冷量，在现有装置扩能改造脱瓶颈中有着良好的应用前景。

此外，由于乙烯装置火炬排放量最大量主要受到丙烯机排放量控制，经测算，利用本发明的方法，蒸汽裂解装置的火炬排放降低量相当于进料丙烷量的105％。该方法使整套装置运行更加安全，并且减少了对环境的污染。

本发明的其它特征和优点将在随后

具体实施方式

部分予以详细说明。

附图说明

通过结合附图对本发明示例性实施方式进行更详细的描述，本发明的上述以及其它目的、特征和优势将变得更加明显。

图1为本发明实施例1的流程图。

图2为本发明实施例2的流程图。

图3为本发明实施例3的流程图。

图4为本发明实施例4的流程图。

图5为对比例1的流程图。

E1用户气化器1、E2旁路气化器、E3用户气化器2、E4碳三过热器；

D0聚结器、D1气液分离罐；DR1干燥器；S1过滤器；

D10丙烷冷剂收集罐、D11丙烷机一段吸入罐、D12丙烷机二段吸入罐、D13丙烷机三段吸入罐、D14丙烷机四段吸入罐；

E11-35℃冷剂用户换热器、E12-22℃冷剂用户换热器、E13-1℃冷剂用户换热器、E14 12℃冷剂用户换热器、E15丙烷压缩机水冷器、E16丙烷脱轻组分气化器、E17气相丙烷过热器、E18重组分气化器；

C1压缩机、C1-I压缩机一段、C1-II压缩机二段、C1-III压缩机三段、C1-IV压缩机四段。

具体实施方式

下面将参照附图更详细地描述本发明的优选实施方式。虽然附图中显示了本发明的优选实施方式，然而应该理解，可以以各种形式实现本发明而不应被这里阐述的实施方式所限制。相反，提供这些实施方式是为了使本发明更加透彻和完整，并且能够将本发明的范围完整地传达给本领域的技术人员。

本发明提供一种降低蒸汽裂解装置火炬排放量的方法，该方法包括：将原料碳三进行预处理净化，然后减压、加热气化，回收原料碳三的冷量，加热气化后的原料碳三经升压升温后排出。排出后可进入下游气体裂解炉。

根据本发明，预处理净化的作用是除去原料中的水分和固体杂质，避免进入下游低温换热器水分或烃水合物冻堵。优选地，所述预处理净化的方法包括脱水和脱固体杂质。脱水可先通过聚结器脱除游离态的水分子，再通过干燥器深度脱除水分，所述干燥器例如可以为分子筛床层。优选地，脱水后原料碳三中的水含量低于50ppm。脱固体杂质可通过过滤器实现，所述固体杂质通常为夹带的粉尘。

根据本发明，所述减压可通过调节阀实现，优选地，所述减压为将原料碳三的压力降低至10-700kPaG。原料碳三的压力降低，温度也降低。

经过预处理的碳三物流减压后，其对应的饱和温度降低。一方面可以使碳三可以在更低的温度被气化，降低气化难度，在该压力下采用温度较低的热源就可以使碳三气化，可以节约急冷水的冷量；另一方面碳三气化的同时，回收其中的冷量可以取代部分的丙烯冷剂，减少丙烯冷剂用量，降低丙烯制冷压缩机功率。

所述加热气化的加热介质可以为30-85℃的介质，优选为装置工艺介质或公用工程介质。

气化碳三的同时能够回收原料碳三中的冷量，温度级位可以从-40℃至40℃，替代部分丙烯冷剂；用于供给至少一个冷剂用户，所述冷剂用户具有相同或不同的冷剂级位需求。此时，原料碳三可经过多次减压，以回收不同级位的冷量，加热气化后的原料碳三分别进入压缩机的对应压力级位进行压缩。例如，第一级压力在10kPaG至450kPaG之间，第二级压力在100kPaG至800kPaG之间。

气化后的气相碳三由压缩机增压至下游所需压力，温度升高满足裂解炉入口要求。

为满足下游压力，优选地，所述升压升温的条件为压力升至450-1200kPaG，温度升至25-85℃。所述升压优选通过压缩机实现，加热气化后的原料碳三直接进入压缩机，或经由过热器以1℃以上的过热度进入压缩机。

根据本发明一种具体实施方式，包括以下步骤，如图1所示：

(1)原料碳三预处理脱水、脱固体杂质；

(2)原料碳三减压，如压力降至50至150kPaG；

(3)减压后的碳三温度降低至12至28℃；

(4)减压后的碳三进入气化器，加热介质为工艺介质或其他公共工程介质；

(5)碳三气化可为用户提供12至28℃级位的冷量。

(6)气化的碳三组分进入压缩机，增压至气体裂解炉要求的压力；

(7)残余的液态重组分通过泵增压后进入液体裂解炉入口。

本发明的方法可以用于更复杂的需求状况，例如，所述方法可包括以下三种方式之一：

方式一(如图3所示)：

原料碳三经聚结器和干燥器脱除水分、再通过过滤器除去固体杂质，然后分为两股物流，

第一股物流减压后加热气化至第一级位，回收第一级位冷量，得到气相I-1和液相I-1，所述气相I-1去往压缩机二段，所述液相I-1再次减压后加热气化，回收第二级位冷量，得到气相I-2和液相I-2，所述气相I-2去往压缩机一段压缩后进入压缩机二段；

第二股物流减压后去往旁路气化器，得到气相II和液相II，所述气相II去往压缩机二段；

压缩机二段出口气体送往气体裂解炉；

所述液相I-2和所述液相II合并过后经增压送往液体裂解炉；

方式二(如图2所示)：

原料碳三经聚结器和干燥器脱除水分、再通过过滤器除去固体杂质，然后分为三股物流；

第一股物流减压后加热气化至第一级位，回收第一级位冷量，得到气相A和液相A，所述气相A去往气液分离罐；

第二股物流减压后去往气液分离罐；

第三股物流减压后去往旁路气化器，得到气相B和液相B，所述气相B去往气液分离罐；

所述气液分离罐分离得到气相C和液相C，所述气相C去往压缩机二段，所述液相C经减压和加热气化，回收第二级位冷量，得到气相D和液相D，所述气相D去往压缩机一段压缩后进入压缩机二段，压缩机二段出口气体送往气体裂解炉；

所述液相A、所述液相B和所述液相D合并后经增压送往液体裂解炉；

方式三(如图4所示)：

原料碳三经聚结器和干燥器脱除水分、再通过过滤器除去固体杂质，经过丙烷冷剂收集罐后，得到气相A和液相A，所述液相A进入一开式制冷循环逐级回收冷量；

每一级冷量回收包括，一股液相物流减压后加热气化至本级位，回收本级位冷量，进入本段吸入罐，另一股液相物流直接进入本段吸入罐，在本段吸入罐中分离得到气相和液相，所述气相去往本段压缩机后去往下一级压缩机，最终去往最后一级压缩机，所述液相进入下一级冷量回收；

最后一段压缩机出口气体经由压缩机水冷器进入所述丙烷冷剂收集罐；所述丙烷冷剂收集罐设置有加热器，用于脱除累积在装置中的轻组分；

第一段压缩机入口对应的吸入罐设置有冷剂泵，对未气化的重冷剂进行增压，回收冷量后送入气体裂解炉；

气相碳三从压缩机段间抽出，回收冷量后送入气体裂解炉。

优选地，所述开式制冷循环包括三段冷量回收。

本发明还提供一种蒸汽裂解装置回收原料碳三冷量的装置，该装置包括：

预处理净化单元，用于将原料碳三进行预处理净化；

减压单元，用于将净化后的原料碳三进行减压；

气化与冷剂用户单元，用于将减压后的原料碳三进行加热气化，同时回收原料碳三的冷量；

升压升温单元，用于将加热气化后的原料碳三进行升压升温。

优选地，当气化与冷剂用户单元不足以气化全部原料碳三时，该装置还包括加热旁路单元。

下面结合实施例，进一步说明本发明。

实施例1

如图1所示，原料碳三首先经过聚结器D0脱除游离态的水分；接着经过干燥器DR1分子筛床层脱除至水含量小于50ppm下；然后再通过过滤器S1除去夹带粉尘。

经预处理的碳三原料经调节阀减压，然后在用户气化器1E1中气化，残余液相送往液体炉裂解；气相被压缩机C1压缩至700kPaG左右后，再后续加热至72℃进入气体炉裂解。具体参数如下：(1)若碳三原料被减压至605kPaG时，碳三原料的饱和温度为12℃，可为用户提供12℃级位的冷量。(2)若碳三原料被减压至384kPaG时，碳三原料的饱和温度为-1℃，可为用户提供-1℃级位的冷量。

实施例2

如图2所示，预处理部分同实施例1。

当下游用户需要的冷剂级位不同时，原料碳三可以向两个不同压力级位闪蒸，为用户提供不同级位的冷量。

当某温度级位下游用户不足以消耗原料碳三提供的冷量时，可以采用一旁路气化器，采用急冷水或冷却水等廉价热源气化碳三原料。

具体实施方案如下，原料碳三分为三股，第一股物流减压至605kPaG后去往用户气化器1E1，为用户提供12℃级位的冷量，用户气化器1E1气相去往气液分离罐D1；第二股物流减压后去往气液分离罐D1；第三股物流减压后去往旁路气化器E2，旁路气化器E2气相去往气液分离罐D1。气液分离罐D1的压力控制在605kPaG左右，气液分离罐D1气相去往压缩机二段C1-II，气液分离罐D1液相再次减压至384kPaG，在用户气化器2E3中为用户提供-1℃级位的冷量。用户气化器2E3气相去往压缩机一段C1-I，压缩至605kPaG后与来自气液分离罐D1的气相汇合后，进入压缩机二段C1-II，压缩至700kPaG后送往气体炉裂解。用户气化器1E1、旁路气化器E2、用户气化器2E3的液相汇合后经增压送往液体炉。

实施例3

实施例2可以进一步简化为实施例3，如图3所示，预处理部分同实施例1。

具体实施方案如下，原料碳三分为两股，第一股物流减压至605kPaG后去往用户气化器1E1，为用户提供12℃级位的冷量，用户气化器1E1液相去用户气化器2E3，用户气化器1E1气相去往压缩机二段C1-II；第二股物流减压后去往旁路气化器E2，旁路气化器E2气相去往压缩机二段C1-II。用户气化器1E1的液相物流减压至384kPaG后，在用户气化器2E3中为用户提供-1℃级位的冷量。用户气化器2E3的气相去往压缩机一段C1-I，压缩至605kPaG后与来自用户气化器1E1、旁路气化器E2的气相汇合后，进入压缩机二段C1-II，压缩至700kPaG后送往气体炉裂解。旁路气化器E2、用户气化器2E3的液相汇合后经增压送往液体炉。

实施例4

如图4所示，预处理部分同实施例1。

丙烷原料构成一开式制冷循环。为乙烯装置不同冷剂用户提供12℃、-1℃、-22℃和-35℃温度级位的冷量。

每一级冷量回收包括，一股物流减压后加热气化至本级位，回收本级位冷量，进入本段吸入罐，另一股物流直接进入本段吸入罐，在本段吸入罐中分离得到气相和液相，所述气相去往本段压缩机后去往下一级压缩机，最终去往最后一级压缩机，所述液相进入下一级冷量回收；

最后一段压缩机出口气体经由压缩机水冷器进入所述丙烷冷剂收集罐；所述丙烷冷剂收集罐设置有加热器，用于脱除累积在装置中的轻组分；

在压缩机第一段入口吸入罐，设置一冷剂泵，冷剂增压、回收冷量后送入气体裂解炉。

气相碳三从压缩机段间抽出，经回收冷量后送入气体裂解炉。

对比例1：

如图5所示，蒸汽加热直接气化原料碳三。在压力为700kPaG的条件下，原料碳三在用户气化器1E1中气化，气化温度为17℃，加热介质为急冷水或低压蒸汽或物料。残余液相送往液体炉裂解；气相被碳三过热器E4加热后，送往气体炉裂解。

对比例1提供的温度级位受限，只能等于或高于17℃，冷量不可调节，在实际中的应用受到很大限制。

以气化100吨碳三原料为例，采用对比例1的方法需要643.8吨/小时的急冷水(入口83℃，出口70℃)。这些急冷水如不采用丙烷气化冷却，而采用循环水冷却，则需要消耗循环水838吨/小时。若采用实施例1-4的方法，气化等量的碳三原料可以分别或同时提供-40至19℃的冷量。若只提供一级冷量，原料丙烷只经过一次闪蒸。

按循环水0.1元/吨，电0.5元/kwh，年操作时间8000小时计算。节省的操作费用如表1所示。

表1

可见，与急冷水直接加热相比，本发明具有非常显著的经济效益。并且，本发明可以不改变现有装置丙烯制冷压缩机，就能够提供等同于丙烯级位的冷量，在现有装置扩能改造脱瓶颈中有着良好的应用前景。

此外，本发明实施例1-4中由于丙烯机功率的降低，丙烯机火炬排放量降低约105吨/小时。对于百万吨级蒸汽裂解装置，丙烯机常规排放量在700吨/小时左右，采用本发明可以降低排放量约14％，具有良好的经济和社会效益。

以上已经描述了本发明的各实施例，上述说明是示例性的，并非穷尽性的，并且也不限于所披露的各实施例。在不偏离所说明的各实施例的范围和精神的情况下，对于本技术领域的普通技术人员来说许多修改和变更都是显而易见的。