使用中间再循环流分馏裂化气体流的方法及相关设备的制造方法

使用中间再循环流分馏裂化气体流的方法及相关设备的制造方法
【专利摘要】本发明涉及一种包括以下步骤的方法：?在下游冷却步骤的上游，由在上游冷却和/或中间冷却步骤时获得的液体(112，128)形成膨胀的中间再循环流(170)；?使中间再循环流(170)至少在上游热交换器(42)中流通以冷却上游裂化气体流(102)；?将再加热的中间再循环流(170)再引入到冷却与压缩级(24)的至少一个压缩器(36，38)的上游的粗裂化气体(20)中。该上游、中间和下游冷却步骤的进行没有上游裂化气体流(102)、中间裂化气体流(114)和下游裂化气体流(140)与外部制冷循环如乙烯循环的各自的热交换。
【专利说明】
使用中间再循环流分馏裂化气体流的方法及相关设备
技术领域
[0001] 本发明涉及一种用于分馏来自烃热解设备的裂化气体流以获得富乙烯馏分和贫 C2+烃的燃料流的方法，该方法包括以下步骤：
[0002] -在冷却与压缩级的至少一个压缩器中压缩粗裂化气体流以形成压缩的裂化气体 流；
[0003] -在至少一个上游热交换器中对由压缩的裂化气体流获得的上游裂化气体流进行 上游冷却和部分冷凝，并且在至少一个上游球(ballon)中分离上游液体，以形成预冷却到 第一温度的中间裂化气体流；
[0004] -在中间热交换器中对中间裂化气体流进行中间冷却和部分冷凝，并且在中间分 离球中分离中间液体，以形成冷却到低于第一温度的第二温度的下游裂化气体流；
[0005] -在至少一个下游热交换器中对下游裂化气体流进行下游冷却和部分冷凝，直到 低于第二温度的第三温度；
[0006] -将来自下游热交换器的部分冷凝的下游裂化气体流引入到下游分离器中；
[0007] -在下游分离器的顶部回收贫C2+烃的高压燃料气体流，并且在下游分离器的底部 回收富C2+烃的下游液体；
[0008] -使高压燃料流经过下游交换器和中间交换器，以形成加热的高压燃料流；
[0009] -使加热的高压燃料流在至少一个第一动态膨胀装置中膨胀，以获得部分膨胀的 燃料流；
[0010] -经过下游交换器和中间交换器对部分膨胀的燃料流进行加热；
[0011] -对在上游冷却步骤、中间冷却步骤和下游冷却步骤时获得的至少一个液体流进 行处理，以形成富乙烯馏分。
【背景技术】
[0012] 裂化气体来自烃热解设备，如蒸气裂化炉。引入到热解设备中的气体有利地具有 60-70 %的乙烷，结合有丙烷、丁烷、石脑油和/或粗柴油。
[0013] 上述类型的方法旨在处理裂化气体，以获得乙烯含量大于99.95%摩尔的乙烯馏 分，同时回收大于99.5%摩尔的在裂化气体中所含的乙烯。
[0014]使得能够获得这些性能的上述类型的方法例如描述于EP 1 215 459中。
[0015]这种方法旨在被实施以处理非常大体积的裂化气体，例如大于50吨/小时，特别是 大于100吨/小时。
[0016]为了同时确保所生产的乙烯流具有非常高的纯度和最大的乙烯回收率，需要对所 处理的气体进行冷却，直到低于-l〇〇°C的温度，并且特别是低于_120°C的温度。
[0017]为此，裂化气体流与在外部制冷循环中流通的乙烯发生热交换联系。
[0018] 乙烯制冷循环通常包括三个热级，具有大约为-50°c的第一热交换器，大约为-75 °c的第二热交换器以及大约为-100°c的第三热交换器。
[0019] 在每次热交换之后，部分冷凝的裂化气体被引入到分离器中，以排出所形成的液 体。
[0020] 通常富C2+烃的所收集液体被运送向包括至少一个分馏塔的处理单元。分馏塔产生 通过致冷方法回收的包含乙烯的流。
[0021] 具有三个热级的基于乙烯的外部冷却循环的使用显著提高了该方法的能量消耗。 该循环的设备所需的投资也是巨大的。
[0022] 为了解决这个问题，W02011/051614描述了一种方法，其中基于乙烯的制冷循环的 第三冷级被去除并且由在两个相继动态膨胀装置中的燃料流双级膨胀代替，以提供裂化气 体流低温冷却所需的负大卡。
[0023]这种方法因而从乙烯制冷循环中去除了一个热级，这限制了其实施所需的投资。 尽管如此，其仍保持了其在乙烯回收率方面的所有效力，同时具有改善的能量性能。
[0024]在某些情况下，希望再进一步降低所需的投资。例如对于小型乙烯生产单元来说 就是这种情况，在所述单元中，乙烯循环的设备和投入运行是特别昂贵的，因为这会占该单 兀设备成本的最尚达5%。
[0025]而且，初始供应乙烯以启动该单元以及其在制冷循环运行时的操作可被证明是复 杂的，尤其是在难以将乙烯一直运送到该单元时。

【发明内容】

[0026] 本发明的一个目标因而在于获得一种裂化气体分馏方法，该方法要求更少的投 资，尤其适合用于小型单元，同时提供非常高的乙烯回收率和令人满意的能量性能。
[0027] 为此，本发明涉及一种上述类型的方法，其特征在于该方法包括以下步骤：
[0028] -在下游冷却步骤的上游，由在上游冷却和/或中间冷却步骤时获得的液体形成膨 胀的中间再循环流；
[0029] -使中间再循环流至少在上游热交换器中流通以冷却上游裂化气体流；
[0030] -将再加热的中间再循环流再引入到冷却与压缩级的至少一个压缩器的上游的粗 裂化气体中，
[0031 ]上游、中间和下游冷却步骤的进行没有上游裂化气体流、中间裂化气体流和下游 裂化气体流与外部制冷循环如乙烯循环的各自的热交换。
[0032]根据本发明的方法可包括一个或多个以下特征，它们单独地或者按照任何技术上 可能的组合而被考虑：
[0033]-膨胀的中间再循环流的压力大于压缩的裂化气体流的压力的15%，并且有利地 为压缩的裂化气体流的压力的20%-50% ;
[0034]-膨胀的中间再循环流的压力大于5巴并且尤其为5巴-20巴；
[0035]-膨胀的中间再循环流的摩尔流量大于粗裂化气体流的摩尔流量的25%，并且尤 其是粗裂化气体流的摩尔流量的30%-60% ;
[0036]-膨胀的中间再循环流中的乙烯摩尔含量大于50%，并且尤其是55%-65% ;
[0037]-中间再循环流中的乙烷摩尔含量为15%_30%，中间再循环流中的甲烷摩尔含量 为 10%-20%;
[0038]-在再引入膨胀的中间再循环流之后的压缩的粗裂化气体流中的乙烯摩尔含量与 氢摩尔含量的比率为在将膨胀的中间再循环流再引入到粗裂化气体中之前的粗裂化气体 流中的乙烯摩尔含量与氢摩尔含量的比率的大于1.3倍；
[0039] -中间再循环流的温度在膨胀之后并且在引入到热交换器中之前是-75°C至-95 °C；
[0040] -它包括由中间液体的至少一个级分(fraction)和/或下游液体的至少一个级分 形成膨胀的再循环流，该膨胀的再循环流在粗裂化气体流在冷却与压缩级的至少一个压缩 器中经过之前在与粗裂化气体流混合之前被引入到下游热交换器和/或中间热交换器中， 该膨胀的再循环流的压力小于膨胀的中间再循环流的压力；
[0041 ]-它包括把在高压燃料气体流中提取的至少一个级分注入到膨胀的再循环流中；
[0042] -它包括在中间热交换器的上游从中间裂化气体流中提取旁路流，并且在膨胀之 后将旁路流注入到膨胀的中间再循环流中；
[0043] -它包括由来自上游分离球的上游液体形成至少一个中间再循环流并且由来自中 间分离球的中间液体形成至少一个中间再循环流；
[0044] -它包括使压缩的裂化气体流的至少一个级分与在外部制冷循环中流通的制冷流 体发生热交换关系，然后将其引入到上游分离器球中以形成上游裂化气体流。
[0045] -该方法包括以下步骤：
[0046] *使来自中间交换器的部分膨胀的燃料流在第二动态膨胀装置中经过以形成膨胀 的燃料流；
[0047] *在下游热交换器中并且在中间热交换器中并且在上游热交换器是加热来自第二 动态膨胀装置的膨胀的燃料流；
[0048] *在与第一动态膨胀装置和/或第二动态膨胀装置的至少一个膨胀透平机连接的 至少一个压缩器中压缩加热的膨胀燃料流，以形成贫C 2+烃的燃料流；
[0049] -将上游裂化气体流向第一温度冷却所需的热功率在上游热交换器中通过与中间 再循环流的热交换并且有利地通过与膨胀的燃料流的热交换来提供，而没有与在制冷循环 中流通的外部制冷流体的热交换；
[0050] -将中间裂化气体流向第二温度冷却所需的热功率在中间热交换器中通过与高压 燃料流的热交换，通过与部分膨胀的燃料流的热交换，通过与中间再循环流的热交换，并且 有利地通过与膨胀的燃料流的热交换来提供，而没有与在制冷循环中流通的外部制冷流体 的热交换；
[0051] -将下游裂化气体流一直冷却到第三温度所需的热功率在下游热交换器中通过与 高压燃料流的热交换，通过与部分膨胀的燃料流的热交换，有利地通过与膨胀的燃料流的 热交换，并且有利地通过与再循环气体流的热交换来提供，而没有与在制冷循环中流通的 外部制冷流体的热交换；
[0052] -来自中间交换器的全部的加热的高压燃料流被引入到第一动态膨胀装置中，来 自中间交换器的全部的加热的部分膨胀的燃料流被引入到第二动态膨胀装置中；
[0053]-处理步骤包括在分馏塔中引入由上游液体、中间液体和/或下游液体形成的至少 一个流，并且在分馏塔中产生旨在形成富乙烯馏分的富乙烯流；
[0054]-来自分馏塔的顶部流在与粗裂化气体混合之前被全部运送向上游热交换器并且 有利地运送向上游再加热交换器，而没有所述流的级分被冷凝以通过回流输送到分馏塔 中；
[0055]-高压燃烧流中的氢摩尔含量大于75% ;
[0056]-第一温度低于_63°C，第二温度低于_85°C，并且第三温度低于_125°C ;
[0057]-该方法包括通过在至少一个压缩器中的压缩由部分膨胀的燃料流形成贫C2+烃的 燃料流的步骤；
[0058]-该方法包括在至少一个热交换器中再加热的部分膨胀的燃料流的膨胀步骤。
[0059] 本发明还涉及一种分馏设备，用于分馏来自烃热解设备的裂化气体流以获得富乙 烯馏分和贫C2+烃的燃料流，该分馏设备包括：
[0060] -包括至少一个压缩器的粗裂化气体流的冷却与压缩级，用于形成压缩的裂化气 体流；
[0061] -由压缩的裂化气体流获得的上游裂化气体流的上游冷却与部分冷凝组件，该上 游组件包括至少一个上游热交换器，以及用于上游液体的至少一个上游分离球，以形成预 冷却到第一温度的中间裂化气体流；
[0062] -中间裂化气体流的中间冷却与部分冷凝组件，该中间组件包括中间热交换器以 及用于中间液体的中间分离球，以形成被冷却到低于第一温度的第二温度的下游裂化气体 流；
[0063] -下游裂化气体流的下游冷却与部分冷凝组件，以将下游裂化气体流一直冷却到 低于第二温度的第三温度，该下游组件包括至少一个下游热交换器；
[0064] -下游分离器以及用于将来自下游热交换器的下游部分冷凝的裂化气体流引入到 下游分离器中的组件；
[0065] -回收组件，在下游分离器的顶部回收贫C2+烃的高压燃料气体流，并且在下游分离 器的底部回收富C 2+烃的下游液体；
[0066] -使高压燃料流经过下游交换器和中间交换器以形成再加热的高压燃料流的组 件；
[0067] -用于再加热的高压燃料流的至少一个第一动态膨胀装置，用于形成部分膨胀的 燃料流；
[0068] -使部分膨胀的燃料流经过下游交换器和中间交换器以再加热部分膨胀的燃料流 的组件；
[0069]-处理组件，用于处理在上游冷却组件、中间冷却组件和下游冷却组件的至少之一 中获得的至少一个液体流，以形成富乙烯馏分；
[0070] 其特征在于该设备包括：
[0071] -用于在下游冷却组件的上游由在上游冷却组件和/或中间冷却组件的至少之一 中获得的液体形成膨胀的中间再循环流的组件；
[0072] -用于使中间再循环流至少在上游热交换器中流通以冷却上游裂化气体流的组 件；
[0073] -用于将再加热的中间再循环流再引入到冷却与压缩级的至少一个压缩器的上游 的粗裂化气体中的组件，
[0074] 该上游冷却组件、中间冷却组件和下游冷却组件被配置为分别冷却上游裂化气体 流、中间裂化气体流和下游裂化气体流，而没有与外部制冷循环如乙烯循环的热交换。
【附图说明】
[0075] 通过阅读以下仅作为示例给出且参照附图进行的说明，将更好地理解本发明，附 图中：
[0076] -图1是旨在实施根据本发明的第一方法的根据本发明的第一分馏设备的功能示 意框图，并且
[0077]-图2是根据本发明的分馏设备的变化形式的细节。
【具体实施方式】
[0078] 在以下的说明中，相同的标号表示在管道中流通的流和运送该流的管道。此外，除 非另外指出，百分比是摩尔百分比，并且压力被理解为是以相关的巴表示。
[0079] 根据本发明的第一蒸气裂化单元10在图1中示出。
[0080] 这个单元10旨在由原料16形成富乙烯馏分12和贫C2+烃的燃料气体流14。
[0081] 单元10包括烃热解设备18,该烃热解设备包括旨在产生粗裂化气体流20的蒸气裂 化炉。该单元还包括粗处理气体的分馏设备22,用于形成燃料气体流14和富乙烯馏分12。 [0082]原料16有利地由以下物质形成：至少60%摩尔的乙烷，结合有丙烷、丁烷、石脑油 和/或粗柴油。
[0083]蒸气裂化炉18能够使得原料16流通，以将原料加热到大于800°C的温度。这导致原 料16中所含的烃分子的热裂化，以形成粗裂化气体流20。
[0084]分馏设备22相继地包括冷却与压缩级24、裂化气体的冷却和压缩的上游组件26、 中间组件28和下游组件30。
[0085]根据本发明，上游组件26、中间组件28和下游组件30没有外部冷却循环，尤其是使 用乙烯的冷却循环。
[0086]设备22还包括在组件26到30中形成的液体的处理组件32,以及燃料气体的膨胀和 加热组件34。
[0087] 压缩与冷却级24包括冷却装置(未示出）、主压缩器36和副压缩器38,副压缩器38 被置于主压缩器36的下游。
[0088] 上游冷却和分离组件26包括第一上游分离器球40、上游热交换器42和第二上游分 离器球46。
[0089]中间冷却和分离组件28从上游到下游包括中间热交换器50和中间分离器球56。在 这种实例中，中间组件28包括唯一的中间热交换器50。
[0090] 下游冷却和分离组件30包括下游热交换器58和旨在产生燃料气体流的下游分离 器球60。
[0091] 液体的处理组件32包括分馏塔62、重沸热交换器64和塔底栗66。
[0092]在这种实例中，组件32还有利地包括备用热交换器67,其能够根据重沸热交换器 64所提供的冷却热功率提供可变的冷却热功率。这种备用热交换器67例如通过丙烯供应制 冷流体。
[0093]膨胀和加热组件34包括第一动态膨胀装置68,并且有利地包括第二动态膨胀装置 70。装置68、70各自具有至少一个动态膨胀透平机68A、70A。
[0094] 膨胀和加热组件34进一步包括再加热热交换器72、第一压缩装置74和第二压缩装 置75，装置74和75各自具有至少一个压缩器74A和75A，它们各自与第一动态膨胀装置68和 第二动态膨胀装置70的各自的膨胀透平机68A、70A连接。
[0095] 再加热热交换器72冷却在丙烯制冷循环78中流通的制冷流体。丙烯循环78包括布 置在塔底栗66下游的底部热交换器80。交换器80可被集成到交换器72中。
[0096] 现在将描述根据本发明的第一种方法，该方法在单元10中实施，用于处理由原料 16的蒸气裂化所得到的裂化气体流。
[0097]在开始时，主要包含乙烷的原料16被引入蒸气裂化炉18中，以被加热到大于800°C 的温度并且经历热裂化。
[0098]粗裂化气体流20以大于800°C的温度和大于1巴的压力从炉18中提取出。
[0099]这种流20接着被冷却并且被引入到主压缩器36中，以在明显小于分馏塔62中的压 力的大于10巴的压力下被压缩，然后在副压缩器38中在大于30巴的压力下被压缩。
[0100]来自副压缩器38的压缩的裂化气体流90直接被分离成第一重沸级分92和第二级 分94。
[0101] 在图1所示的实例中，重沸级分92被首先引入到备用热交换器67中，以在其中通过 根据重沸热交换器64所需的热功率控制的热功率来进行部分冷却。
[0102] 重沸级分92被引入热交换器64中，以在其中进行冷却和部分冷凝。
[0103]第二级分94在与来自交换器64的重沸级分92混合之前经过第一流量控制阀96,以 形成部分冷凝的压缩的裂化气体流98。
[0104] 在该方法的一种变化形式中，在分离成级分92和94之前，裂化气体流90可有利地 部分地或全部地流通经过再加热热交换器72和/或备用热交换器67，以在交换器72和/或备 用热交换器67中冷却。
[0105] 第一重沸级分92与第二级分94的摩尔比在0%到20%之间。部分冷凝的裂化气体 流98包含至少15 %摩尔的液体。它具有低于-30 °C的温度。
[0106] 然后，流98被引入到第一上游分离器球40中，以形成第一上游液体100和上游裂化 气体流102。
[0107] 第一上游液体100被从第一分离器球40的底部提取出，并且在第二流量控制阀104 中经过和膨胀之后在分馏塔62的下部水平Nl处被引入。
[0108] 分馏塔62中的压力有利地在10巴到14巴之间。
[0109]上游裂化气体流102然后被引入到上游热交换器42中。它在上游热交换器42中被 冷却和部分冷凝。
[0110] 根据本发明，并且正如将在下文看到的，上游裂化气体流102的冷却和部分冷凝不 需要使用在制冷循环(尤其是使用乙烯的制冷循环）中流通的外部制冷流体。
[0111] 上游裂化气体流102在上游热交换器42中被冷却到低于-63°c的温度，特别是基本 上在-63 °C到-78 °C之间的温度。
[0112] 在上游热交换器42的出口处，获得部分冷凝的上游裂化气体流110。这种部分冷凝 的上游裂化气体流110被引入到第二上游分离器球46中。
[0113] 部分冷凝的上游裂化气体流110中的液体摩尔含量在30 %到60 %之间。
[0114] 在第二上游分离器球46中，部分冷凝的上游裂化气体流110分离成第二上游液体 112和被冷却到低于-63°c的第一温度的中间裂化气体流114。
[0115] 第二上游液体112在第二上游分离器球46的底部被回收。第二上游液体112的第一 级分113在第三流量控制阀116中经过并且在膨胀之后在位于高于水平Nl的分馏塔62的水 平N2处(有利地在塔62的顶部)被引入。
[0116] 中间裂化气体流114被引入到第一中间热交换器50中，以在其中被冷却到低于-85 °C的温度，并且形成部分冷凝的中间裂化气体流126。流126具有低于-85°C的温度，尤其为 在-105°C至_120°C之间的温度，并且液体含量在5%摩尔到30%摩尔之间。
[0117] 在根据本发明的方法中，流114的冷却通过简单地在中间热交换器50中经过来进 行，而不必在另外的中间热交换器中经过，或者没有与在外部制冷循环(尤其是乙烯循环） 中流通的外部制冷流体的热接触。
[0118] 部分冷凝的中间裂化气体流126然后被引入到中间分离器球56中，以形成中间液 体128和下游裂化气体流130。
[0119] 根据本发明，至少一个膨胀的中间再循环流170由在下游冷却步骤的上游，在上游 冷却和/或中间冷却步骤时获得的液体112、128获得。
[0120] 在这种实例中，膨胀的中间再循环流170由上游液体112的第二级分122和中间液 体128的第一级分132形成。
[0121] 为此，上游液体112的第二级分122被引入到第四控制阀124中并且膨胀。上游液体 112的第二级分122的摩尔流量有利地为上游液体112的摩尔流量的50%摩尔至90%摩尔。
[0122] 第二中间液体128的第一级分132被引入到第五流量控制阀134中并且膨胀。
[0123] 第二中间液体128的第二再循环级分136在下游热交换器58中过冷，正如在下文中 将看到的。
[0124] 中间液体128的第一级分132的摩尔流量有利地为中间液体128的摩尔流量的70% 摩尔至100%摩尔。
[0125] 级分122、132然后进行混合以形成中间再循环流170。
[0126] 中间再循环流170在阀124、134中膨胀之后并且在引入到热交换器50中之前的温 度为-75°C 至 _95°C。
[0127] 中间再循环流170然后通过中间热交换器50、上游热交换器42和再加热热交换器 72进行再加热。
[0128] 其然后在压缩与冷却级24处在至少一个压缩器36、38的上游被再注入到粗裂化气 体20中。
[0129] 在图1所示的实例中，中间再循环流170被再引入到第一压缩器36和第二压缩器38 之间的粗裂化气体20中。
[0130] 根据本发明，中间再循环流170未完全膨胀。流170实际上在中等压力下膨胀，使得 能够在第一压缩器36之后再注入。
[0131]因而，膨胀的中间再循环流170在阀124、134中膨胀之后并且在其在中间热交换器 50中经过之前的压力大于压缩的裂化气体流90的压力的15%并且有利地为压缩的裂化气 体流90的压力的20 %-50 %。
[0132]有利地，膨胀的中间再循环流170的压力大于5巴，并且尤其是5巴-30巴，尤其是8 巴-15巴。
[0133] 中间再循环流170具有高摩尔流量。此摩尔流量大于在冷却与压缩级24中经过之 前的粗裂化气体流20的摩尔流量的25%。此摩尔流量尤其是粗裂化气体流20的摩尔流量的 30%-60%，有利地为粗裂化气体流20的摩尔流量的40%-60%。
[0134] 中间再循环流170富含乙烯。中间再循环流170中的乙烯摩尔含量有利地大于 50%，尤其是 55%-65%。
[0135] 典型地，中间再循环流170中的乙烷摩尔含量为15 % -30 %，中间再循环流170中的 甲烧摩尔含量为10%-20%。
[0136] 有利地，中间再循环流170包含小于3%摩尔的氢，以及小于1%摩尔的含有三个或 更多个碳原子的化合物。
[0137] 本发明的一个主要优势在于流170的典型摩尔组成基本上随时间恒定，而与粗裂 化气体流20中的乙烷含量无关。这种组成随着炉18中的原料16的转化的变化很小。根据本 发明的分馏方法因而通过将流170添加到粗裂化气体流20中而稳定化，即使是在粗裂化气 体20的组成变化的情况下。
[0138] 流170在其再注入到流20中之后使粗裂化气体流20富含乙烯。
[0139] 因而，在再引入膨胀的中间再循环流170之后的压缩的粗裂化气体流90中的乙烯 摩尔含量与氢摩尔含量的比率为在再注入膨胀的中间再循环流170之前的粗裂化气体流20 中的乙烯摩尔含量与氢摩尔含量的比率的大于1.3倍。
[0140] 这具有的有益效果是提高乙烯分压并且在更高温度下冷凝流90、98、102、114、130 中的乙烯，从而降低能量成本。
[0141] 下游裂化气体流130被引入下游热交换器58中，以在其中进行冷却并且形成部分 冷凝的下游裂化气体流140。在下游热交换器58的出口处的流140的温度低于-125Γ并且尤 其是在-125 °C到-140 °C之间。
[0142] 流140然后被引入到下游分离器球60中，以在其中被分离成下游液体142和旨在进 行膨胀的高压燃料气体流144。燃料气体流144包括大于75%摩尔的氢气和小于0.5%摩尔 的C 2+烃。
[0143] 流144首先被引入下游热交换器58中，以通过与冷却的下游裂化气体流130的对流 式热交换进行再加热，然后被引入到热交换器50中，以在其中通过与第一中间裂化气体流 114的热交换进行再加热，直到大于-85°C的温度。
[0144] 再加热到大于-85°C的温度的高压燃料气体流146然后被引入到第一动态膨胀装 置68的动态膨胀透平机68A中，以被膨胀到小于12巴的压力，并且形成处于中间压力的燃料 气体流148。
[0145] 流148的温度低于-115Γ。流148然后被再次引入到下游热交换器58,然后是中间 热交换器50中，以相继地通过分别与流130和流114的热交换进行再加热，正如上文所描述 的。
[0146] 流148在交换器50、58中的这种经过在第一装置68的透平机68A和第二装置70的透 平机70A之间进行。
[0147] 有利地，在中间压力下的再加热的燃料气体流150然后被引入到第二动态膨胀装 置70的动态膨胀透平机70A中，以在其中被膨胀到小于4巴的压力并且形成冷却的低压燃料 气体流152。
[0148] 流152的温度则低于_115°C，并且其压力小于4巴。
[0149] 流152然后相继地被引入到下游热交换器58,然后是热交换器50中，以在其中分别 地与流130和流114进行对流式再加热，就如上文所述的。
[0150] 来自第一中间热交换器50的再加热的低压燃料气体流154然后相继地被引入到上 游热交换器42中，以被布置与裂化气体102的气体流发生热交换关系，然后被引入到再加热 热交换器72中。
[0151] 在再加热热交换器72中，流154通过与在制冷循环78中流通的丙烯制冷流体156的 热交换进行再加热。
[0152] 来自交换器72的再加热的低压燃料气体流160因而具有接近大气压的压力。
[0153]流160然后被相继地引入第二压缩装置75的压缩器75A中，然后被引入下游压缩装 置74的压缩器74A中，以形成旨在对设备网进行供给的燃料流14。燃料流14的压力大于5巴。
[0154] 高压燃料气体144中的乙烯含量，如在燃料气体14中一样，小于0.5 %摩尔。设备中 的乙烯回收率大于99.5%。
[0155] 燃料流14有利地包含大于99%的在粗裂化气体流20中所含的甲烷。
[0156] 下游液体142包含大于25%摩尔的C2+烃。其被引入下游热交换器58中，以在其中过 冷到低于-130 °C的温度。
[0157] 在交换器58中经过之后，液体136、142被膨胀，然后混合并且被相继地引入到热换 器58、50、42和72中，以通过与在这些交换器中流通的各自的流的热交换进行再加热和蒸 发。
[0158] 它们则形成温度大于HTC的预热的再循环气体流162。气体流162在主压缩器36中 被再引入到粗裂化气体流20中。
[0159]再循环气体流162在低压下膨胀。它因而在比中间再循环流170的压力低的压力下 膨胀，尤其是在小于中间再循环流170的压力的40%的压力下膨胀。
[0160] 在下游热交换器58中经过之前的再循环气体流162的压力小于5巴，尤其小于2巴。
[0161] 分馏塔62产生富甲烷的顶部流164和富乙烯的底部流166。
[0162] 在上游热交换器42中再加热之后，然后在再加热热交换器72中再加热之后，顶部 流164在主压缩器36和副压缩器38之间被引入到粗裂化气体流20中。
[0163] 来自分馏塔62的底部流166在被引入到回收热交换器80(其可集成在交换器72中） 中之前通过栗66进行栗唧。其然后则与形成循环制冷流体78的丙烯相接触而进行再加热。 在交换器80中经过之后，形成富乙烯馏分12。此馏分12包含大于99.5%摩尔的在粗裂化气 体流20中所含的乙烯。
[0164] 根据本发明，借助于通过交换器64和67形成的制冷作用被冷却到_30°C至_50°C的 温度的上游裂化气体流102然后在交换器42中被冷却至低于-63°C的温度，然后在交换器50 中被冷却到低于_85°C的温度，并且然后在交换器58中被冷却到低于-125Γ的温度。
[0165] 这种冷却排它地通过与高压燃料气体流144,与部分膨胀的燃料气体流148,有利 地与膨胀的燃料气体流152的热交换，并且通过再加热再循环流162,结合再加热中间再循 环流170来进行。
[0166] 它因而不需要提供外部制冷循环，尤其是使用乙烯的外部制冷循环。这减少了该 方法的能量消耗以及实施其所需的投资。
[0167] 根据本发明的方法因而特别适合于小型和中型容量的单元，对于这类单元来说必 须要尽可能减少投资和维护成本。
[0168] 因而可具有低的比制冷功率，同时保持大于99.5%的乙烷回收率并且产生富乙烯 馏分12。
[0169] 这个结果通过减少设备所需的投资而获得，因为不再需要提供实施使用乙烯的外 部制冷循环所需的装置，例如压缩器、交换器和分离器球。
[0170] 根据本发明的方法还可以在不需要初始提供乙烯的情况下启动，例如在难以获取 它们的地方。
[0171] 流20、90、170和144的温度、压力、摩尔流量和组成的实例在下表中以说明的方式 给出。
[0173] 这个表显示了由于流170及其稳定化效果导致的流90中的乙烯含量的提高。在恒 定压力下此含量的提高导致了乙烯分压的提高，这使得能够在较高温度下并且以较低能量 成本冷凝乙稀。
[0174] 在中间再循环流170的中等压力膨胀的情况下，通过压缩器消耗的功率在下表中 给出：功率以相对于根据WO 2011/051614的方法的压缩级24的基础100来表示。
LOIMj 根据本发明的方法使得能够获得与在WO 2011/051614中描述的有利方法的消化 的热功率类似的消化的热功率，但不需要实施乙烯循环。
[0177] 这种结果特别令人惊讶地以中间再循环流170在中等压力下膨胀而获得，而不是 象通常为了获得尽可能最冷的膨胀后温度那样使用低压力。
[0178] 在图1中以虚线示出的该方法的一种变化形式中，顶部燃料气体流144的级分180 被提取出并且在控制阀182中膨胀之后被注入到再循环气体流162中。
[0179] 级分180的摩尔流量与提取之前的顶部燃料气体流144的摩尔流量的比率小于 5%，并且尤其是0.5%-2%。
[0180]在图1中以虚线示出的该方法的另一种变化形式中，旁路流200在中间热交换器50 的上游从中间裂化气体流114中提取出。旁路流200在控制阀202中膨胀，然后被注入到膨胀 的中间再循环流170中。
[0181] 旁路流的摩尔流量与提取之前的中间裂化气体流114的摩尔流量的比率小于5%， 并且尤其是1 。
[0182] 在该方法的另一种变化形式中，液体136和142被分开地引入到热交换器50、42、72 中以在被再引入到粗裂化气体流20中之前进行再加热。
[0183] 在一种变化形式中，每个动态膨胀装置68包括多个动态膨胀透平机，例如2-3个动 态膨胀透平机。在另一种变化形式中，额外的压缩器被置于压缩器76A、76B的下游以在更高 压力下压缩燃料气体14。
[0184] 在其它变化形式中，该处理单元包括多个分馏塔，例如在EP 1，215,459中所述。
[0185] 在图2中部分示出的方法与图1中所示方法的不同之处在于它包括由上游液体112 的第二级分122形成第一中间再循环流170并且由中间液体128的第一级分132形成不同于 第一中间再循环流170的第二中间再循环流270。
[0186] 每个流170、270然后通过中间热交换器50、上游热交换器42和再加热热交换器72 分开地进行再加热。
[0187] 每个流170、270然后在压缩与冷却级24处在至少一个压缩器36、38的上游被再注 入到粗裂化气体20中。
[0188] 要注意的是，如在图1中所示，全部的高压燃料流144在被完全引入到第一动态膨 胀装置68中之前相继地在下游热交换器并且在中间热交换器50中进行再加热。
[0189] 类似地，来自第一动态膨胀装置68的全部的部分膨胀的燃料流148在被完全引入 到第二动态膨胀装置70中之前相继地在下游交换器58并且在中间交换器50中经过。
[0190]来自第二动态膨胀装置70的全部的膨胀的燃料流152然后被引入到下游热交换器 58中并且被引入到中间热交换器50中。
[0191]因而，负大卡的回收是最大的，以允许气体的冷却。
[0192] 要进一步注意的是，球40、46、56和60是简单的分离器球，而不是蒸馏塔。因而，这 些球没有塔板或填充料。
[0193] 分馏塔62是"汽提塔"类型的塔。因此，来自塔62的富甲烷的顶部流164完全被返回 到粗裂化气20中，而没有所述流164的级分被冷凝以通过回流输送到塔62中。
【主权项】
1. 分馏来自烃热解设备（18)的裂化气体流(20)以获得富乙烯馏分（12)和贫C2+烃的燃 料流(14)的方法，该方法包括以下步骤： -在冷却与压缩级（24)的至少一个压缩器(36,38)中压缩粗裂化气体流(20)以形成压 缩的裂化气体流(90); -在至少一个上游热交换器(42)中对由压缩的裂化气体流(90)获得的上游裂化气体流 (102)进行上游冷却和部分冷凝，并且在至少一个上游球(46)中分离上游液体（112)，以形 成预冷却到第一温度的中间裂化气体流(114); -在中间热交换器(50)中对中间裂化气体流（114)进行中间冷却和部分冷凝，并且在中 间分离球(56)中分离中间液体（128)，以形成冷却到低于第一温度的第二温度的下游裂化 气体流(130); -在至少一个下游热交换器(58)中对下游裂化气体流(130)进行下游冷却和部分冷凝， 直到低于第二温度的第三温度； -将来自下游热交换器（58)的部分冷凝的下游裂化气体流（140)引入到下游分离器 (60)中； -在下游分离器(60)的顶部回收贫C2+烃的高压燃料气体流(144)，并且在下游分离器的 底部回收富C2+烃的下游液体（142); -使高压燃料流(144)经过下游交换器(58)和中间交换器(50)，以形成加热的高压燃料 流(146); -使加热的高压燃料流(146)在至少一个第一动态膨胀装置(68)中膨胀，以获得部分膨 胀的燃料流(148); -经过下游交换器(58)和中间交换器(50)对部分膨胀的燃料流(148)进行加热； -对在上游冷却步骤、中间冷却步骤和下游冷却步骤时获得的至少一个液体流（113)进 行处理，以形成富乙烯馏分（12); 其特征在于该方法包括以下步骤： -在下游冷却步骤的上游，由在上游冷却和/或中间冷却步骤时获得的液体（112，128) 形成膨胀的中间再循环流(170); -使中间再循环流（170)至少在上游热交换器（42)中流通以冷却上游裂化气体流 (102)； -将再加热的中间再循环流（170)再引入到冷却与压缩级（24)的至少一个压缩器(36， 38)的上游的粗裂化气体(20)中， 上游、中间和下游冷却步骤的进行没有上游裂化气体流（102)、中间裂化气体流（114) 和下游裂化气体流(140)与外部制冷循环如乙烯循环的各自的热交换。2. 根据权利要求1的方法，其特征在于膨胀的中间再循环流（170)的压力大于压缩的裂 化气体流(90)的压力的15%，并且有利地为压缩的裂化气体流(90)的压力的20%-50%。3. 根据权利要求1或2的方法，其特征在于膨胀的中间再循环流（170)的压力大于5巴并 且尤其为5巴-20巴。4. 根据上述权利要求任一项的方法，其特征在于膨胀的中间再循环流（170)的摩尔流 量大于粗裂化气体流(20)的摩尔流量的25%，并且尤其是粗裂化气体流(20)的摩尔流量的 30%-60%〇5. 根据上述权利要求任一项的方法，其特征在于膨胀的中间再循环流（170)中的乙烯 摩尔含量大于50%，并且尤其是55%-65%。6. 根据权利要求5的方法，其特征在于中间再循环流（170)中的乙烷摩尔含量为15%-30 %，中间再循环流(170)中的甲烷摩尔含量为10 % -20 %。7. 根据上述权利要求任一项的方法，其特征在于在再引入膨胀的中间再循环流（170) 之后的压缩的粗裂化气体流(90)中的乙烯摩尔含量与氢摩尔含量的比率为在将膨胀的中 间再循环流(170)再引入到粗裂化气体流(20)中之前的粗裂化气体流(20)中的乙烯摩尔含 量与氢摩尔含量的比率的大于1.3倍。8. 根据上述权利要求任一项的方法，其特征在于中间再循环流（170)的温度在膨胀之 后并且在引入到热交换器中之前是_75°C至_95°C。9. 根据上述权利要求任一项的方法，其特征在于该方法包括由中间液体（128)的至少 一个级分和/或下游液体（142)的至少一个级分形成膨胀的再循环流（162)，该膨胀的再循 环流（162)在粗裂化气体流(20)在冷却与压缩级（24)的至少一个压缩器(38)中经过之前在 与粗裂化气体流混合之前被引入到下游热交换器(58)和/或中间热交换器(50)中，该膨胀 的再循环流(162)的压力小于膨胀的中间再循环流(170)的压力。10. 根据权利要求9的方法，其特征在于该方法包括把在高压燃料气体流（144)中提取 的至少一个级分（180)注入到膨胀的再循环流(162)中。11. 根据上述权利要求任一项的方法，其特征在于该方法包括在中间热交换器(50)的 上游从中间裂化气体流（114)中提取旁路流(200)，并且在膨胀之后将旁路流(200)注入到 膨胀的中间再循环流(170)中。12. 根据上述权利要求任一项的方法，其特征在于该方法包括由来自上游分离球(46) 的上游液体（112)形成至少一个中间再循环流（170)并且由来自中间分离球(56)的中间液 体(128)形成至少一个中间再循环流(170; 270)。13. 根据上述权利要求任一项的方法，其特征在于该方法包括使压缩的裂化气体流 (90)的至少一个级分(92)与在外部制冷循环中流通的制冷流体发生热交换关系，然后将其 引入到上游分离器球(40)中以形成上游裂化气体流(102)。14. 分馏设备（22)，用于分馏来自烃热解设备（18)的裂化气体流(20)以获得富乙烯馏 分(12)和贫C2+烃的燃料流(14)，该分馏设备(22)包括： -包括至少一个压缩器(36,38)的粗裂化气体流(20)的冷却与压缩级（24)，用于形成压 缩的裂化气体流(90); -由压缩的裂化气体流(90)获得的上游裂化气体流（102)的上游冷却与部分冷凝组件 (26)，该上游组件(26)包括至少一个上游热交换器(42)，以及用于上游液体（112)的至少一 个上游分离球(46)，以形成预冷却到第一温度的中间裂化气体流(114); -中间裂化气体流（114)的中间冷却与部分冷凝组件(28)，该中间组件(28)包括中间热 交换器(50)以及用于中间液体（128)的中间分离球(56)，以形成被冷却到低于第一温度的 第二温度的下游裂化气体流(130); -下游裂化气体流（130)的下游冷却与部分冷凝组件（30)，以将下游裂化气体流（130) 一直冷却到低于第二温度的第三温度，该下游组件(30)包括至少一个下游热交换器(58); -下游分离器(60)以及用于将来自下游热交换器（58)的下游部分冷凝的裂化气体流 (140)引入到下游分离器(60)中的组件； -回收组件，在下游分离器(60)的顶部回收贫C2+烃的高压燃料气体流（144)，并且在下 游分离器(60)的底部回收富C2+烃的下游液体(142); -使高压燃料流经过下游交换器（58)和中间交换器（50)以形成再加热的高压燃料流 (146)的组件（144); -用于再加热的高压燃料流（146)的至少一个第一动态膨胀装置(68)，用于形成部分膨 胀的燃料流(148); -使部分膨胀的燃料流（148)经过下游交换器(58)和中间交换器(50)以再加热部分膨 胀的燃料流(148)的组件； -处理组件(32)，用于处理在上游冷却组件、中间冷却组件和下游冷却组件（26,28,30) 的至少之一中获得的至少一个液体流(113)，以形成富乙烯馏分(12); 其特征在于该设备(22)包括： -用于在下游冷却组件(30)的上游由在上游冷却组件和/或中间冷却组件(26,28)的至 少之一中获得的液体(112，128)形成膨胀的中间再循环流(170)的组件； -用于使中间再循环流（170)至少在上游热交换器(42)中流通以冷却上游裂化气体流 (102)的组件； -用于将加热的中间再循环流（170)再引入到冷却与压缩级（24)的至少一个压缩器 (36，38)的上游的粗裂化气体(20)中的组件， 该上游冷却组件、中间冷却组件和下游冷却组件被配置为分别冷却上游裂化气体流 (102)、中间裂化气体流（114)和下游裂化气体流（140)，而没有与外部制冷循环如乙烯循环 的热交换。
【文档编号】C10G9/00GK105829506SQ201480068811
【公开日】2016年8月3日
【申请日】2014年10月23日
【发明人】B·德斯托尔, Y·西蒙, A·达多, D·查扎勒特
【申请人】泰克尼普法国公司