一种氢气单膨胀循环丙烷脱氢混合气体低温分离装置及使用方法
阅读说明：本技术 一种氢气单膨胀循环丙烷脱氢混合气体低温分离装置及使用方法 (Hydrogen single-expansion-cycle propane dehydrogenation mixed gas low-temperature separation device and use method ) 是由 孙石桥 韩一松 秦燕 王定伟 张宽 许路军 叶文良 林彬彬 于 2020-12-31 设计创作，主要内容包括：一种氢气单膨胀循环丙烷脱氢混合气体低温分离装置,它包括三组板翅式换热器、两台气液分离器、一台闪蒸罐D1、一台膨胀机组ET1、一台液体泵P1和若干台阀门等组成的低温分离系统,所述两台气液分离器分别为一级气液分离器V1和二级气液分离器V2,本发明有效降低了氢烃比,裂解反应温度可以降低,可提高裂解反应的单程转化率,反应产物压力有效降低,反应产物进低温分离系统的压力为～1.0MPa(G),比目前运行的类似装置低0.2 MPa,REC压缩机能耗降低约～9%,工艺流程简单,相对于已投运的丙烷脱氢装置的低温分离系统采用的高低压串联膨胀工艺,该方法为单膨胀循环膨胀制冷工艺,投资成本低,操作维护简单。(A hydrogen single expansion cycle propane dehydrogenation mixed gas low-temperature separation device comprises a low-temperature separation system consisting of three groups of plate-fin heat exchangers, two gas-liquid separators, a flash tank D1, an expansion unit ET1, a liquid pump P1, a plurality of valves and the like, wherein the two gas-liquid separators are a primary gas-liquid separator V1 and a secondary gas-liquid separator V2 respectively, the hydrogen-hydrocarbon ratio is effectively reduced, the cracking reaction temperature can be reduced, the one-way conversion rate of the cracking reaction can be improved, the pressure of reaction products is effectively reduced, the pressure of the reaction products entering the low-temperature separation system is-1.0 MPa (G), the pressure is 0.2 MPa lower than that of a similar device operated at present, the energy consumption of an REC compressor is reduced by about-9 percent, the process flow is simple, and the method is a single expansion cycle expansion refrigeration process compared with a high-low pressure series expansion process adopted by a low-temperature separation system of a propane dehydrogenation device already put into, the investment cost is low, and the operation and maintenance are simple.)
技术领域
本发明涉及低碳烷烃催化裂解反应后的混合气体的低温分离技术领域，适用于低氢烃比丙烷脱氢制丙烯装置中的反应产物在低温环境下进行有效分离的低温分离工艺。
背景技术
本发明适用于丙烷催化脱氢制丙烯（简称丙烷脱氢）装置，丙烷脱氢制丙烯工艺由催化裂解反应、产品压缩、低温分离、产品精制等几个部分组成，其中低温分离系统是保证上、下游产品分离单元正常操作和产品质量的关键环节。
丙烷脱氢裂解反应的主化学反应方程式：
C3H8 (g)→C3H6(g)+H2(g) +Q （不可逆、强吸热化学反应）
由上述丙烷脱氢主化学反应方程式，结合化学反应动力学原理，为尽可能提高反应的单程转化率，要求降低反应的氢烃比；为延长催化剂的使用寿命，需要降低裂解反应温度，也要求降低反应的氢烃比；所以有效降低该裂解反应氢烃比的是丙烷脱氢装置工艺不断优化完善的目标。
低温分离系统主要目的是分离经脱氢反应后的混合气体，利用物理降温冷却组份，使得丙烷、丙烯与氢气组份充分分离，获得丙烷、丙烯液体产品，干气产品等。目前已投产运行类似工艺的丙烷脱氢装置的氢烃比（氢气与丙烷摩尔比）≥0.5，与之相配套的低温分离系统的低温分离方法影响着氢烃比，已投产运行的低温分离方法因为氢烃比高，且采用高、低压氢气膨胀机组串联的流程组织方式，有利于氢气与丙烷混合降温、丙烷的气化制冷；但不利于提高丙烷脱氢裂解反应单程转化率，不利于降低裂解反应温度，不利于降低REC压缩机的功耗。经过研究分析，从氢气与丙烷、丙烯混合降温，丙烷、丙烯气化制冷原理，结合降低氢烃比有利于催化裂解反应，特研究设计出可灵活调节降低氢烃比(≤0.25，可根据反应条件调整)、REC压缩机出口压力低（能耗降低～9%）、设备少（氢气单膨胀循环）、制冷换热效率高、调节余地大的混合气体低温分离方法。
发明内容
本发明的目的的是提供一种工艺流程简单、机组设备少、能耗低、制冷换热效率高、操作简单、维护方便、投资少的低能耗氢气单膨胀循环丙烷脱氢混合气体低温分离方法；为了实现冷量的高效制取、合理分配，降低投资和运行成本，本发明采用了如下技术方案：一种氢气单膨胀循环丙烷脱氢混合气体低温分离装置，它包括三组板翅式换热器、两台气液分离器、一台闪蒸罐D1、一台膨胀机组ET1、一台液体泵P1和若干台阀门等组成的低温分离系统，所述三组板翅式换热器分别为第一板翅式换热器E1、第二板翅式换热器E2、第三板翅式换热器E3，所述两台气液分离器分别为一级气液分离器V1和二级气液分离器V2，所述第一板翅式换热器E1、第二板翅式换热器E2、第三板翅式换热器E3之间相互通过管道连接，并在第一板翅式换热器E1和第二板翅式换热器E2之间设有一级气液分离器V1，所述第二板翅式换热器E2分别连接二级气液分离器V2和膨胀机组ET1，所述第三板翅式换热器E3分别连接有液体泵P1和闪蒸罐D1。
一种氢气单膨胀循环丙烷脱氢混合气体低温分离装置的使用方法：所述该方法为：
加压至～1.0MPa(G)的反应产物经过第一板翅式换热器E1冷却到 －25～－27℃后部分冷凝形成气液混合物流，气液混合物流进入一级气液分离器V1；经一级气液分离器V1分离出来的气体物流进入第二板翅式换热器E2，在第二板翅式换热器E2中进一步冷却至－110～－115℃后，部分冷凝形成气液混合物流进入二级气液分离器V2；
所述二级气液分离器V2分离出来的气体物流5返回第二板翅式换热器E2复热至－100～－105℃回收冷量；复热后的过热气体物流经膨胀机组ET1等熵膨胀，压力由～0.96MPa(G)膨胀到～0.55MPa(G)，膨胀后的气体物流温度为－120～－125℃；膨胀后物流分成三路，一路气体物流，一路气体物流，一路气体物流；
所述气体物流经阀门节流减压到第一压力 (根据换热平衡，压力尽可能低)后形成气体物流；所述二级气液分离器V2分离出来的液体物流分成两路，一路液体物流，一路液体物流，液体物流经阀门节流减压到第一压力(根据换热平衡，压力尽可能低)后形成液体物流。气体物流与液体物流在第一压力下混合组成制冷物流返回第二板翅式换热器E2复热至－28～－33℃，引出得到制冷物流；
所述气体物流经阀门节流减压到第二压力(根据反应压力，沿程阻力确定)形成循环氢气；所述气体物流先经第二板翅式换热器E2复热至－28～－33℃，得到气体物流，再经第一板翅式换热器E1复热至35～40℃出低温分离系统，作为干气产品去下游工艺；
所述温度为～40℃的液体丙烷经第三板翅式换热器E3被预冷到－23～－26℃后，获得进一步冷却后的液体丙烷，液体丙烷分成两路，一路为占液体丙烷总流量90～93%比例的液体物流，另一路占液体丙烷总流量7～10%比例的液体物流进第二板翅式换热器E2被冷却到－110～－115℃后，引出得到液体物流经阀门节流减压到第二压力(根据反应压力，沿程阻力确定)，减压后的液体物流与循环氢气混合，混合后形成预混合的联合进料物流返回第二板翅式换热器E2复热至－28～－33℃气化回收冷量，引出得到物流；
所述液体物流经阀门节流减压到第三压力(根据反应压力，沿程阻力确定)后形成液体物流，液体物流与复热后物流混合形成联合进料进入第一板翅式换热器E1被复热至35～40℃出低温分离系统，作为联合进料去热联合换热、裂解反应单元形成反应产物，反应产物经热联合换热器换热、REC压缩机压缩至～1.0 MPa(G)后返回低温分离系统；
所述一级气液分离器V1分离出来的全部液体经阀门节流减压到0.3～0.37MPa(G)得到气液混合物流进入闪蒸罐D1，二级气液分离器V2分离出来的一路液体物流经阀门节流减压到0.32～0.38MPa(G)得到液体物流，液体物流经第二板翅式换热器E2复热至－28～－33℃得到液体物流进入闪蒸罐D1；闪蒸罐D1在～－30℃分离出液体经液体泵P1加压到3.9～4.1 MPa(G)得到液体产品，液体产品进入第三板翅式换热器E3被复热至35～40℃出低温分离系统，作为液体产品送下游工艺；
为平衡第一板翅式换热器E1、第三板翅式换热器E3的热负荷，提高冷量分配的可调节性，制冷物流分成两路，一路物流，一路物流；物流经第一板翅式换热器E1复热后形成气体物流出低温分离系统；
所述闪蒸罐D1分离出的气体经阀门节流减压第四压力 (根据系统压力平衡，压力尽可能低)得到气体物流，气体物流与物流混合组成气体物流，气体物流进入第三板翅式换热器E3的被复热至35～40℃出低温分离系统形成气体物流，气体物流与气体物流汇合组成闪蒸物流，闪蒸物流与反应产物混合去REC压缩机压缩后返回低温分离系统循环换热分离，经REC压缩机压缩后，作为反应产物的一部分返回低温分离系统循环利用，为低温分离系统的低温分离提供冷量。
本发明的适用效果：本发明提供了一种用于低能耗氢气单膨胀循环丙烷脱氢混合气体低温分离方法，相对目前运行的类似装置，具有如下优点：
1、有效降低了氢烃比（≤0.25），裂解反应温度可以降低，可提高裂解反应的单程转化率。
2、反应产物压力有效降低，反应产物进低温分离系统的压力为～1.0MPa(G)，比目前运行的类似装置低0.2 MPa，REC压缩机能耗降低约～9%。
3、工艺流程简单：相对于已投运的丙烷脱氢装置的低温分离系统采用的高低压串联膨胀工艺，该方法为单膨胀循环膨胀制冷工艺，投资成本低，操作维护简单。
附图说明
图1是本发明低能耗氢气单膨胀循环低温分离系统流程图；
图2是本发明低能耗氢气单膨胀循环低温分离另一种系统流程图；
图3是本发明低能耗氢气单膨胀循环低温分离系统相关联的上下游流程图。
具体实施方式
下面将结合实施方式对本发明作进一步详细描述。一种氢气单膨胀循环丙烷脱氢混合气体低温分离装置，它包括三组板翅式换热器、两台气液分离器、一台闪蒸罐D1、一台膨胀机组ET1、一台液体泵P1和若干台阀门等组成的低温分离系统，所述三组板翅式换热器分别为第一板翅式换热器E1、第二板翅式换热器E2、第三板翅式换热器E3，所述两台气液分离器分别为一级气液分离器V1和二级气液分离器V2，所述第一板翅式换热器E1、第二板翅式换热器E2、第三板翅式换热器E3之间相互通过管道连接，并在第一板翅式换热器E1和第二板翅式换热器E2之间设有一级气液分离器V1，所述第二板翅式换热器E2分别连接二级气液分离器V2和膨胀机组ET1，所述第三板翅式换热器E3分别连接有液体泵P1和闪蒸罐D1，丙烷脱氢装置中的反应单元、压缩单元与低温分离系统相互关联，相互制约；所谓的氢烃比是：出低温分离系统去反应单元的联合进料中的氢气与丙烷的摩尔比。
丙烷经过预冷，丙烷部分深冷与氢气预混合降温制冷，丙烷与预混合物流充分混合降温、气化制冷；丙烷/丙烯与氢气混合降温、气化制冷；氢气的复热膨胀过程制冷等。通过热负荷合理分配，优化组织制冷换热工艺流程；使得反应产物依次经过一级换热冷却分离、二级换热冷却分离；获得合格的气体、液体产品。
具体实施例1（干气产品压力满足下游工艺要求，无需增压），如图1所示
压力为～1.0MPa(G)、温度为～43℃的反应产物1经过第一板翅式换热器E1冷却到～－27℃后部分冷凝形成气液混合物流2，气液混合物流2经一级气液分离器V1分离出来的气体物流3，气体物流3经第二板翅式换热器E2进一步冷却至～－113℃后，部分冷凝形成气液混合物流4进入二级气液分离器V2。
二级气液分离器V2分离出来的气体物流5返回第二板翅式换热器E2复热至－100℃回收冷量；复热后的过热气体物流6经膨胀机组ET1等熵膨胀（发电机回收膨胀功），压力由～0.96MPa(G)膨胀到～0.55MPa(G)，膨胀后的气体物流7温度～－120℃；膨胀后物流7分成三路，一路气体物流8，一路气体物流9，一路气体物流10。
气体物流10经阀门节流减压到第一压力 (根据换热平衡，压力尽可能低)后形成气体物流12；二级气液分离器V2分离出来的液体物流13分成两路，一路液体物流14，一路液体物流15，液体物流14经阀门节流减压到第一压力 (根据换热平衡，压力尽可能低)后形成液体物流16。气体物流12与液体物流16混合组成制冷物流25返回第二板翅式换热器E2复热至～－30℃，引出得到制冷物流26；制冷物流26分成两路，一路物流27，一路物流34；物流27经第一板翅式换热器E1复热～40℃形成气体物流28出低温分离系统。
气体物流8先经第二板翅式换热器E2复热至－30℃，得到气体物流19，再经第一板翅式换热器E1
复热至～40℃出低温分离系统，作为干气产品20去下游工艺。气体物流9经阀门节流减压到第二压力(根据反应压力，沿程阻力确定)形成循环氢气11。
压力为～2.1MPa(G)、温度为～41℃的液体丙烷38经第三板翅式换热器E3预冷到～－24℃后，得到进一步过冷的液体丙烷39分成两路，一路为占液体丙烷39总流量～91%的液体物流43，另一路占液体丙烷39总流量～9%的液体物流40经第二板翅式换热器E2冷却到～－113℃后，引出得到液体物流41经阀门节流减压到第二压力(根据反应压力，沿程阻力确定)形成液体物流42；液体物流43经阀门节流减压到第三压力(根据反应压力，沿程阻力确定)后形成液体物流44。
液体物流42与循环氢气11混合，混合后形成制冷物流23返回第二板翅式换热器E2复热至～－32℃气化回收冷量，引出得到物流24。液体物流44与物流24混合后的形成联合进料45进入第一板翅式换热器E1被复热至～40℃出低温分离系统，作为联合进料46去热联合换热、裂解反应形成反应产物，反应产物经热联合换热、REC压缩机压缩至～1.0 MPa(G)后返回低温分离系统。
一级气液分离器V1分离出来的液体21经阀门节流减压到～0.35MPa(G)得到气液混合物流22进入闪
蒸罐D1，二级气液分离器V2分离出来的液体物流15经阀门节流减压到～0.36MPa(G)得到液体物流17，液体物流17经第二板翅式换热器E2复热至～－30℃得到液体物流18进入闪蒸罐D1；闪蒸罐D1在～－30℃分离出液体35经液体泵P1加压到～4.0MPa(G)得到液体产品36，液体产品36进入第三板翅式换热器E3被复热至～40℃出低温分离系统，作为液体产品37去下游工艺。
闪蒸罐D1分离出的气体29经阀门节流减压第四压力 (根据系统压力平衡，压力尽可能低)得到气体物流30，气体物流30与物流34混合组成气体物流31，气体物流31进入第二板翅式换热器E2的被复热至～40℃出低温分离系统形成气体物流32，气体物流32与气体物流28汇合形成闪蒸物流33，闪蒸物流33与反应产物混合去REC压缩机增压后返回低温分离系统循环分离。
具体实施例2（干气产品压力满足不了下游工艺要求，需要增压），如图2所示：
压力为～0.9MPa(G)、温度为～43℃的反应产物1经过第一板翅式换热器E1冷却到～－26℃后部分冷凝形成气液混合物流2，气液混合物流2经一级气液分离器V1分离出来的气体物流3，气体物流3进入第二板翅式换热器E2进一步冷却至～－112℃后，部分冷凝形成气液混合物流4进入二级气液分离器V2。
二级气液分离器V2分离出来的气体物流5返回第二板翅式换热器E2复热至～－102℃回收冷量；复热后的过热气体物流6经膨胀机组ET1等熵膨胀（增压机回收膨胀功），压力由～0.86MPa(G)膨胀到～0.40MPa(G)，膨胀后的气体物流7温度～－124℃；膨胀后物流7分成三路，一路气体物流8，一路气体物流9，一路气体物流10。
气体物流10经阀门节流减压到第一压力 (根据换热平衡，压力尽可能低)后形成气体物流12；二级气液分离器V2分离出来的液体物流13分成两路，一路液体物流14，一路液体物流15，液体物流14经阀门节流减压到第一压力 (根据换热平衡，压力尽可能低)后形成液体物流16。气体物流12与液体物流16混合组成制冷物流25返回第二板翅式换热器E2复热至～－30℃，引出得到制冷物流26；制冷物流26分成两路，一路物流27，一路物流34；物流27经第一板翅式换热器E1复热～40℃形成气体物流28出低温分离系统。
气体物流8先经第二板翅式换热器E2复热至－30℃，得到气体物流19，再经第一板翅式换热器E1
复热至～40℃出低温分离系统形成干气产品20，干气产品20去增压透平膨胀机组增压端增压至0.6 MPa(G)，增压后的干气产品送下游工艺。气体物流9经阀门调节形成循环氢气11。
压力为～2.1MPa(G)、温度为～41℃的液体丙烷38经第三板翅式换热器E3预冷到～－24℃后，得到进一步过冷的液体丙烷39分成两路，一路为占液体丙烷39总流量～90%的液体物流43，另一路占液体丙烷39总流量～10%的液体物流40经第二板翅式换热器E2冷却到～－112℃后，引出得到液体物流41经阀门节流减压到第二压力(根据反应压力，沿程阻力确定)形成液体物流42；液体物流43经阀门节流减压到第三压力(根据反应压力，沿程阻力确定)后形成液体物流44。
液体物流42与循环氢气11混合，混合后形成制冷物流23返回第二板翅式换热器E2复热至～－32℃气化回收冷量，引出得到物流24。液体物流44与物流24混合后的形成联合进料45进入第一板翅式换热器E1被复热至～40℃出低温分离系统，作为联合进料46去热联合换热、裂解反应形成反应产物，反应产物经热联合换热、REC压缩机压缩至～0.9MPa(G)后返回低温分离系统。
一级气液分离器V1分离出来的液体21经阀门节流减压到～0.35MPa(G)得到气液混合物流22进入闪
蒸罐D1，二级气液分离器V2分离出来的液体物流15经阀门节流减压到～0.36MPa(G)得到液体物流17，液体物流17经第二板翅式换热器E2复热至～－30℃得到液体物流18进入闪蒸罐D1；闪蒸罐D1在～－30℃分离出液体35经液体泵P1加压到～4.0MPa(G)得到液体产品36，液体产品36进入第三板翅式换热器E3被复热至～40℃出低温分离系统，作为液体产品37去下游工艺。
闪蒸罐D1分离出的气体29经阀门节流减压第四压力 (根据系统压力平衡，压力尽可能低)得到气体物流30，气体物流30与物流34混合组成气体物流31，气体物流31进入第二板翅式换热器E2的被复热至～40℃出低温分离系统形成气体物流32，气体物流32与气体物流28汇合形成闪蒸物流33，闪蒸物流33与反应产物混合去REC压缩机增压后返回低温分离系统循环分离。
图3为辅助说明低温分离系统分离上下游工艺流程简图，其主要工艺过程如下：
温度为～40℃联合进料46出低温分离系统，首先经热联合换热器加热至～610℃（根据反应工艺确定），再进入催化裂解反应炉脱氢反应，脱氢后的反应产物经热联合换热器冷却至～43℃；温度为～40℃闪蒸物流33出低温分离系统，直接去REC压缩机入口；脱氢后的反应产物与闪蒸物流33混合，混合组成反应产物经压缩机压缩至～1.0（0.9） MPa(G)形成反应产物1，反应产物1去低温分离系统实现换热冷却分离。
- 上一篇：一种医用注射器针头装配设备
- 下一篇：一种高压天然气的乙烷回收方法