一种提高干气中乙烯和丙烯利用率的装置的制作方法

本实用新型涉及乙苯装置技术领域，尤其涉及一种提高干气中乙烯和丙烯利用率的装置。

背景技术：

目前，原料催化干气进入乙苯装置后，首先经水洗罐水洗，再经脱丙烯系统脱除丙烯及液化气组分，而后分上、中、下三段进料分别进入烷基化反应器，与反应器顶部进入的热苯混合发生反应，生成乙苯等产品，脱丙烯系统脱除的丙烯及液化气组分则会返回催化装置回收利用。传统的流程中，在水洗罐的前方设有压力控制，通过外甩部分干气至燃料气管网来平衡压力波动，这就造成了约10％(1000～2000nm³/h)的干气损失。另外，由于脱丙烯后的干气进料温度很低(32℃)，造成反应器床层入口温度难以达到设计要求(设计反应温度最高410℃，实际最高只能达到365℃)，特别是后两段床层入口温度远低于第一段，从而导致催化剂的性能得不到充分发挥，进一步限制了装置负荷的提高，影响了装置产能。

技术实现要素：

为解决乙苯装置中干气损失及反应负荷受限的技术问题，本实用新型公开了一种提高干气中乙烯和丙烯利用率的装置。

为实现上述目的，本实用新型采用下述技术方案：

一种提高干气中乙烯和丙烯利用率的装置，包括相连接的脱液罐、水洗罐、吸收塔和解吸塔，所述脱液罐的顶部连接至水洗罐的中部，在所述水洗罐的顶部与第一分液罐的中部相连接的管线上依次顺序设置有第一换热器和第一过冷器，所述第一分液罐的顶部连接至吸收塔的中部，所述吸收塔的塔顶还与第一换热器相连接，所述吸收塔的中部侧线采出连接至第三换热器的底部，所述吸收塔的底部与解吸塔的中部相连接，所述解吸塔的塔顶依次与蒸汽发生器、回流罐相连后接至解吸塔的顶部。

在本实用新型一较佳实施例中，所述解吸塔的塔底还通过管线连接至第三换热器的顶部，且在解吸塔与第三换热器相连接的管线上设有吸收剂循环泵。

在本实用新型一较佳实施例中，所述第三换热器的顶部与吸收塔的中部相连接，所述第三换热器的底部还依次与第二冷却器、第二过冷器相连，所述第二过冷器的连接至吸收塔的顶部，所述吸收塔与第三换热器相连的管线上还设置有中间泵。

在本实用新型一较佳实施例中，所述回流罐还与第一冷却器相连接，所述第一冷却器连接至第二分液罐，所述第二分液罐底部通过管线接至回流罐，第二分液罐与回流罐相连接的管线上还设有凝液泵。

在本实用新型一较佳实施例中，所述第一换热器还与第二换热器相连，其中，第一换热器用于催化干气的换热，第二换热器用于干气-产物的换热，第三换热器用于贫液-富液的换热。

在本实用新型一较佳实施例中，所述吸收塔的塔底设置有第一再沸器，作为热源为吸收塔提供热量，所述解吸塔的塔底设置有第二再沸器，作为热源为解吸塔提供热量。

本实用新型的有益效果是，

1、本实用新型实现了催化来的干气全部进入脱丙烯系统，可最大限度的实现丙烯及液化气组分的回收，提高干气进料的温度，保证反应器床层温度达到设计要求，充分发挥催化剂的催化性能，提高反应负荷，增加乙苯产能。

2、吸收塔顶部管线上增设控制阀组件，可将水洗罐入口压力控制改至吸收塔的塔顶，关闭了界区外甩燃料气阀门，减少了干气损失，实现了干气中的丙烯及液化气组分全部回收。

3、在反应器前增设第二换热器，完成干气进料与反应产物的换热，将干气进料温度由32℃提高到135℃左右，保证了干气进料负荷增加后，反应温度能达到设计要求。

4、在吸收塔前增设脱液罐，用于脱除负荷提高后干气中可能携带的液体，保证脱丙烯系统和反应系统稳定。

本实用新型可解决乙苯装置干气损失及反应负荷受限的问题，提高干气中乙烯和丙烯的回收利用率，增加装置的产能，具有较好的经济效益。

附图说明

图1为本实用新型结构示意图；

其中，1-脱液罐；2-水洗罐；3-第一换热器；4-吸收塔；5-第一过冷器；6-第一分液罐；7-第二换热器；8-中间泵；9-第三换热器；10-解吸塔；11-蒸汽发生器；12-回流罐；13-回流泵；14-第一冷却器；15-第二分液罐；16-凝液泵；17-循环泵；18-第二冷却器；19-第二过冷器；20-第一再沸器；21-第二再沸器。

具体实施方式

下面将结合本实用新型实施例中的附图，对本实用新型实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅是本实用新型一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本实用新型中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本实用新型保护的范围。

如图所示，一种提高干气中乙烯和丙烯利用率的装置，包括相连接的脱液罐1、水洗罐2、吸收塔4和解吸塔10，上述脱液罐1的顶部连接至水洗罐2的中部，在上述水洗罐2的顶部与第一分液罐6的中部相连接的管线上依次顺序设置有第一换热器3和第一过冷器5，上述第一分液罐6的顶部连接至吸收塔4的中部，上述吸收塔4的塔顶还与第一换热器3相连接，上述吸收塔4的中部侧线采出连接至第三换热器9的底部，上述吸收塔4的底部与解吸塔10的中部相连接，上述解吸塔10的塔顶依次与蒸汽发生器11、回流罐12相连后接至解吸塔10的顶部。

特别的，上述解吸塔10的塔底还通过管线连接至第三换热器9的顶部，且在解吸塔10与第三换热器9相连接的管线上设有吸收剂循环泵17。

特别的，上述第三换热器9的顶部与吸收塔4的中部相连接，上述第三换热器9的底部还依次与第二冷却器18、第二过冷器19相连，上述第二过冷器19的连接至吸收塔4的顶部，上述吸收塔4与第三换热器9相连的管线上还设置有中间泵8。

特别的，上述回流罐12还与第一冷却器14相连接，上述第一冷却器14连接至第二分液罐15，上述第二分液罐15底部通过管线接至回流罐12，第二分液罐15与回流罐12相连接的管线上还设有凝液泵16。

特别的，上述第一换热器3还与第二换热器7相连，其中，第一换热器3用于催化干气的换热，第二换热器7用于干气-产物的换热，第三换热器9用于贫液-富液的换热。

特别的，上述吸收塔4的塔底设置有第一再沸器20，作为热源为吸收塔4提供热量，上述解吸塔10的塔底设置有第二再沸器21。

本实用新型还公开了一种提高干气中乙烯和丙烯利用率的工艺，工艺流程具体包括：

(1)自催化来的干气首先进入脱液罐1中，在旋风分离器的作用下，分离脱除干气中携带的胺液等液体，脱下来的液体经含氨污水排出，脱液后的干气再进入水洗罐2，用定期置换的除盐水对干气进行水洗，进一步脱除干气中的胺液等液体。

(2)水洗处理后的干气经第一换热器3对干气进行换热处理，回收冷量，换热后的干气进入第一过冷器进行过冷处理，过冷后的干气进入第一分液罐6中进行气液分离，分离后的液体经氨污水线排出，干气从吸收塔4的中部进入，在吸收塔4中完成丙烯和乙烯的分离，低温吸收剂从吸收塔4的塔顶进入，与干气逆向接触换热，将干气中的大部分丙烯除去。

(3)吸收塔4的塔底物料进入解吸塔10，解吸塔10的塔顶汽相进入蒸汽发生器11冷凝，冷凝后进入回流罐12中，冷却后的液体经回流泵13送回解吸塔10的顶部，未冷凝的气体从回流罐12的顶部出来后进入第二冷却器18中进一步冷凝，再进入第二分液罐15中气液分离，冷凝后经凝液泵16送回回流罐12中，未冷凝的富丙烯干气排出从第二分液罐15顶部排出；

解吸塔10塔底物料经循环泵17加压后依次通过第三换热器9的壳程、第二冷却器18的壳程、第二过冷器19的壳程冷却后，返回吸收塔4的塔顶循环利用。

特别的，从吸收塔4顶部排出的脱乙烯干气进入第一换热器3中，与催化干气进行换热回收部分冷量，再进入第二换热器7中，与反应产物换热回收部分产物热量后去反应器。

特别的，所述吸收塔4的中部还设有侧线采出，液体经中间泵8抽出进入第三换热器9，该富液与来自解吸塔10的贫液进行换热后，再返回吸收塔4中。

特别的，富含丙烯的吸收剂靠自身压力从所述吸收塔4的塔底出来，并进入解吸塔10中。

本实用新型具有以下优势：

1、本实用新型实现了催化来的干气全部进入脱丙烯系统，可最大限度的实现丙烯及液化气组分的回收，提高干气进料的温度，保证反应器床层温度达到设计要求，充分发挥催化剂的催化性能，提高反应负荷，增加乙苯产能。

2、吸收塔4顶部管线上增设控制阀组件，可将水洗罐2入口压力控制改至吸收塔4的塔顶，关闭了界区外甩燃料气阀门，减少了干气损失，实现了干气中的丙烯及液化气组分全部回收。

3、在反应器前增设第二换热器7，完成干气进料与反应产物的换热，将干气进料温度由32℃提高到135℃左右，保证了干气进料负荷增加后，反应温度能达到设计要求。

4、在吸收塔4前增设脱液罐1，用于脱除负荷提高后干气中可能携带的液体，保证脱丙烯系统和反应系统稳定。

应用例

将该提高干气中乙烯和丙烯利用率的工艺应用到实际生产过程中，催化干气可实现全部循环利用，统计表明：

与传统工艺相比，本实用新型相同条件下可多回收丙烯及液化气组分150nm³/h，年增加效益300万以上；干气中乙烯的利用提高约200nm³/h，每年可增产乙苯约6000t，增加效益500万以上。

由此可见，本实用新型可解决乙苯装置干气损失及反应负荷受限的问题，提高干气中乙烯和丙烯的回收利用率，增加装置的产能，具有较好的经济效益。

当然，上述说明并非是对本实用新型的限制，本实用新型也并不仅限于上述举例，本技术领域的技术人员在本实用新型的实质范围内所做出的变化、改型、添加或替换，也应属于本实用新型的保护范围。