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丙烷脱氢制丙烯低温分离工艺分析 篇三
贾兆年，高海见
（中国石化集团宁波工程有限公司，浙江宁波３１５１０３）
摘要：为确立丙烷脱氢制丙烯工艺中低温分离单元的最佳制冷流程，采用ＰＲｏ／Ⅱ８．２化工流程模拟软件，对低温
分离单元进行模拟计算，考察了温度和压力对低温分离效果的影响，分析并确立了最佳分离温度和压力范围；在分
离效果相同的前提下，分别比较了丙烯＋乙烯级联制冷、丙烯预冷＋混合制冷和丙烯预冷＋富氢气膨胀制冷３种制冷流程的公用工程消耗以及各自的优缺点。结果表明：产品压缩机出口压力对分离效果影响较小。在确保下游
装置能够正常操作的情况下，分离压力应尽可能低；分离温度是影响分离效果的主要因素，较为经济的分离温度为一９０一一１００℃；相对于其他２种流程，丙烯＋乙烯级联制冷流程具有技术成熟、能耗低和操作简单等优点，更适合于丙烷脱氢制丙烯＿１＝艺。
关键词：丙烯；丙烷脱氢；低温分离中图分类号：ＴＱ
２ｌｌ；ｒＩＥ０８
文献标识码：Ａ
文章编号：１００５鹕５４（２０１１）ｃｒ７舢３彤
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Ｋｅｙｗｏｒｄｓ：ｐｍｐｙｌｅｎｅ；ｐｒｏｐａｎｅｄｅｈｙｄｒｏｇｅｎ砒ｉｏｎ；ｌａｗ
ｔｅｍｐｅｒａｔｕ陀嗽ｏｖｅｒｙ
目前已工业化的丙烷脱氢工艺均由反应、产品压缩、低温分离、产品精制等几个部分组成，其中压缩和低温分离系统是保证下游产品分离单元正常操作和产品质量的关键环节，也是本装置的主要耗能单元，“三机”（产品压缩机、丙烯制冷机及乙烯制冷
丙烷脱氢制丙烯技术是在异丁烷脱氢制异丁烯
的基础上发展而来的，作为—肿工业化生产工艺已
有近２０年的历史，但由于历史上丙烷原料的价格高、丙烯产品低廉，加上此类装置投资较高，使其应
用受到限制。近些年来，随着丙烯需求的不断增长
以及丙烷脱氢工艺技术的发展带来投资成本和操作费用的降低，使得丙烷脱氢制丙烯技术有着更为广阔的市场前景。
收稿日期：２０ｌ
Ｉ旬ｌ?１３
机）能耗约占总耗能的７０％ｑＯ％。因此，本文将
重点分析低温分离系统，并比较压力、温度以及制冷方式等因素对分离系统的影响。
作奢简介：贾兆年（１９６４一），男。高级工程师．主要从事化工设计ｌ高海见．通讯联系人，电话：（０５７４）盯９７４７７１．Ｅ－叫Ｉｉｌ：鼬ｊ．∞∽＠?ｉｎ?
ｏｐ∞－ｃ锄ｏ
?９４?
化学工程２０１１年第３９卷第７期
ｌ工艺流程
度越低越有利于烃类分离，低温分离排放气中的丙烷和丙烯夹带量越少，氢气的纯度越高。为达到较为理想的分离效果，减小下游产品精馏单元的负荷，低温
典型的丙烷脱氢制丙烯流程可分为原料预处理、脱氢反应、产品压缩干燥、低温分离及产品精制（包括脱乙烷塔和脱丙烷塔）等单元，流程示意图见图ｌ。
Ｃｔ＋
分离温度通常在一９卜一１００℃。在此温度区间可
以选择的制冷方式有丙烯＋乙烯级联制冷、丙烯预冷＋混合制冷及丙烯预冷＋富氢气膨胀制冷。１．１丙烯＋乙烯级联制冷
丙烯、乙烯级联制冷是石化Ｔ业上常用的制冷方式。乙烯、丙烯分别经过各自的压缩机压缩后，再经逐级冷却冷凝，然后凝液在不同的压力下闪蒸，为低温分离冷箱提供不同温度级别的冷剂。理论上，从提高冷量利用率看，闪蒸级数越多和制冷温度级越多，冷量利用效率越高，但相应的设备投资费用相应增加，操作也越为复杂。图２为丙烯、乙烯级联制冷流程示意图，ＣＷＳ，ＣＷＲ分别指循环冷却水上水、回水。产品气经压缩机增压后，分别经过循环水和１３℃丙烯冷却至１６℃进入分子筛脱水床层，脱水后的产品气（水露点降低至一７０℃以下）进入到冷箱逐步冷却至一９５℃左右。在此过程中丙烯制冷分别提供１３，Ｏ，一３８℃的冷量，乙烯制冷则提供一６５，一１００℃的冷量。
富氢气至变爪吸附
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或丙烷
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氢气循环
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高纯氢气副产品
圈ｌ丙烷脱氢制丙烯流程
Ｆｉｇ．１
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ｄｅｈｙｄｒｏ铲ｆＩａｔｉｏｎｐｍｐｙｌｅｎｅ
反应器出口物料的压力通常为微正压（甚至负压），需由压缩机增压至下游产品分离所需的压力，在确定压缩机出口压力时需综合考虑制冷方式、丙
髟丙烯收率、氢气用户所需压力以及操作费用等因
素，力求找到最佳平衡点。低温分离的目的则是为了将反应物中的氢气、ｃＨ。等与轻烃最大程度地分离，尽可能多地回收丙烷、丙烯。一般，压力越高、温
圈２丙烯、乙烯级联制冷流程
Ｆｉｇ．２
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ｐＩＤｐｙｌｅｌ舱越ｈｙｌｅｎｅ瑚Ｂｃ８ｄｅ尚群粕６∞
一级的冷剂，轻组分则继续冷凝并依次分离、节流、蒸发，为热物流提供不同温度级的冷量。
１．了丙烯预冷＋富氢气膨胀制冷
１．２丙烯预冷＋混合制冷
混合制冷工艺（ＭＲＣ）最早应用于天然气液化装置，是在级联式工艺的基础上演变而来的，采用烃类混合物（如：Ｎ２，Ｃ。，Ｃ：，Ｃ，，Ｃ。，Ｃ，）作为制冷剂，代替级联式工艺中的多个纯组分体系，以优化与热物流之间的传热温差，达到提高传热效率的目的。其制冷剂组成根据原料气的组成和压力而定。丙烯预冷＋混合制冷则是在单级混合制冷工艺基础上增加了丙烯预冷回路，使得流程更为节能。图３为丙烯预冷＋混合制冷流程示意图，经冷却干燥后的产品气进人预冷冷箱，用丙烯产品气和混合制冷剂预冷至一３５℃，混合冷剂中的重组分先冷凝，凝液经分离减压后作为下
富氢气膨胀制冷则是利用冷箱分离出的高压富氢气经等熵膨胀后产生的低温气体作为冷剂返回冷箱。图４为丙烯预冷＋富氢气膨胀制冷流程示意图，首先利用丙烯将产品气冷却至一３５℃左右，再利用分离出的富氢气膨胀提供更低温度的冷量，将物流中的重组分冷凝下来，轻组分送入膨胀机，重组分则送人脱乙烷塔。。膨胀后的富氢气能够提供≤一１００℃的冷量。富氢气的压力可由膨胀机驱动的压缩机增压至—个合适的压力，以满足下游用户需求。
丙烷脱氢制丙烯低温分离工艺分析 篇四
富氢气至变压吸附
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圈３丙烯预冷＋混合制冷流程
Ｆｉｇ．３
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变压吸附
圈４丙烯预冷＋富氯气膨胀制冷流程
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定上游的脱氢反应单元和下游的产品精制单元采用相同的工艺和操作条件，且能耗相同的前提下，比较了３种制冷流程的经济性。各流程中主要工艺参数见表２。其中流程１，２，３分别代表丙烯＋乙烯级联制冷、丙烯预冷＋混合制冷和丙烯预冷＋富氢气膨
胀制冷，以下相同。
裒ｌ产品压缩机入口条件?
ＴａｂＩｅｌ
Ｓｕｃｔｉｏｎｃｏｎｄｉｔｉｏｎｓｏｆｃｈａ瑁ｅ龋ｓｃｏｍｐ他ｓ∞ｒＨ２
ＣＨ．１．２６
Ｃ２Ｈ４Ｏ．６３
Ｃ２Ｈ６Ｏ．４４
Ｃ３Ｈ６１８．７２
Ｃ３Ｈ８２１．８４
２模拟计算与分析
２．１流程模拟
．
为了便于分析，本文以表ｌ中的`组成为例来对低温分离单元进行模拟计算分析，此组分中未考虑Ｃ。＋和少量水，ＣＯ，ＣＯ：，Ｎ２等组分。模拟采用ＳＩＭ．ＳＣｌ公司的ＰＲｏ／Ⅱ８．２软件。由于产品气组成主要为轻烃，且涉及到气液二相平衡，为保证较高的精确度，热力学方法将采用ＳＲＩ（ｓ方程，气、液相焓值计算采用Ｌｌ（Ｐ方程，液相密度采用ＣＯＳＴＡＬＤ方法。本文通过ＰＲ０／Ⅱ８．２软件分别对上述３个低温分离过程进行了模拟，分析了产品压缩机出口压力、低温分离温度等参数对分离效果的影响。在假
摩尔分数／％５７．１ｌ
?温度４０℃．压力一Ｏ．０３ＭＰａ（ｇ），流量ｌ∞∥ｈ。
裹２主要工艺参数’７Ｉ址ｌｅ２Ｐｍｃ姻ｓｐａｍｍｅｔｅ隋
?表中压力均为表压。
．９６?
化学工程２０１１年第３９卷第７期
为了保证流程模拟的合理性与准确性，模拟过程中充分考虑了冷箱在不同温度段的冷损失，冷损失量取值如表３所示，压缩机和膨胀机效率分别按８５％和８０％来考虑。
表３各温度段冷箱冷损
’Ｉ’ａｂｌｅ３
Ａｓｓｕｍｅｄｈｅａｄｅａｋｆ如ｔｏｒｓａｔｄｉｆｆｂｒｅｎｔｔｅｍｐｅｒａｔｕｒｅｓ
温度／℃
冷箱冷损／％
温度／℃
冷箱冷损／％
９０—４０１．６００．３—５０１．９—１００．６—６５２．４—２００．９—７５２．７—２７
１．１
—１０ｌ
３．５
２．２结果与讨论
２．２．１分离压力和温度的选择
图５为一７５℃分离温度下不同产品压缩机（ＣＧＣ）出口压力对丙烯收率的影响图，从图中可
以看出：压缩机出口压力由０．８ＭＰａ（ｇ）增加至
３．６
ＭＰａ（ｇ）时，丙烯收率由９５．５７％增加至
９８．６６％，只增加了３．０９％，而压缩机轴功率却增
加了６
１１０．９６
ｋＷ，这说明压力对分离效果的影响
较小，产品压缩机出口压力太大将大大增加压缩功耗，在确保下游装置正常操作的前提下，产品压缩机的出口压力应尽量低，以降低能耗。从图５中还可以看出，压力在１ＭＰａ（ｇ）左右最为经济，大于此值分离效果改善不明显，能耗却增加较快。本文将按照１．１ＭＰａ（ｇ）产品压缩机出口压力对流程ｌ和２的低温分离系统进行分析；而对于流程３，由于采用膨胀机制冷，膨胀机上游需要更高的压力，为了能够提供足够低的冷量，产品压缩机出
口压力定为２．２ＭＰａ（ｇ）。图６为１．１ＭＰａ（ｇ）和
２．２
ＭＰａ（ｇ）压力下不同温度对丙烯收率的影响，从图中可以看出：分离温度由一３０℃降低至一１３０℃时，丙烯收率分别由６５％，８３％增加至
９９．２％，９９．６％，这说明温度是决定分离效果的主要因素。但是当分离温度降低至一定程度时，对分离效果的影响将逐渐减弱，此时若继续降低分离温度则会大大增加能耗。因此，分离温度的确定十分关键，选择的温度太高则分离效果不理想，选择过低的分离温度则会大大地增加分离成本。工业上为了不至于采用更低能级的制冷系统，分离温度一般选择在一９０一一１００℃。
产品压缩机出ｎ压力／ＭＰａ（ｇ）
图５产品压缩机出口压力对丙烯收率的影响
Ｆｉｇ．５
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分离温度，℃圈６
温度对丙烯收率的影响
隐．６
ＥⅡ＆ｔｏｆ
ｔ唧畔碍ｌｕｍ仰ｐｒ叩ｌｙ蛐ｅ
ｙｉｅｌｄ
２．２．２
３种制冷流程比较
低温分离单元主要消耗的公用工程为循环水和电（压缩机为电机驱动），本文对３种制冷方式分别进行了模拟计算，计算结果如图７及表４。其中图７为按照１００Ｌ／ｈ流量的产品气计算的公用丁程消耗
量，从图中可以看出３种流程循环水消耗较为接近，
流程２略微大些；而电力消耗有较大差别
，流程２用电量最大，流程ｌ和３较为接近。
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３种淹程公用工程消耗■
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表４低温分离单元每ｔ丙烯产品耗能
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备注
丙烷脱氢制丙烯低温分离工艺分析 篇五
?９７?
表４为单位丙烯产品的公用工程消耗量，并按
照ｓＨ／Ｔ３ｌｌＯ一２００ｌ《石油化工设计能力消耗计算
气压力很低，需要ｌ台压缩机进行增压，因此，压缩机数量也为３台套，与前２个流程相比，流程３还增加一台膨胀机，因而，操作也更为复杂。
裹５各流程设备数量
方法》将其折算为标油的计算结果。从表中可以看出流程２的能耗最高，其次为流程３，而流程ｌ最低。这说明对于丙烷脱氢制丙烯装置采用丙烯＋乙烯级联制冷方式最为节能。对于流程３虽然产品压缩机的功率较大，但由于产品气中的氢气含量较高，采用富氢气膨胀能够提供充足的冷量，可以节省一４０一一１００℃之间的制冷功率；另一方面由于产品压缩机出口压力较高，丙烯制冷的功率也能有所降低，因此，综合来看流程３的能耗并不会太高。
表５为初步估算的各流程所需的设备数量。流程１和２分别采用了２个制冷系统，因此。压缩机均需要３台套，而静设备数量二者基本接近，因而与流程１相比流程２并无经济优势可言，相反由于其采用多元制冷系统，反而会增加操作上的复杂性；流程３虽然只有一个制冷系统，但由于膨胀机出口富氢
丙烷脱氢制丙烯低温分离工艺分析 篇六
Ｅｑｕｉｐｍｅｎｔ
ｎｕｒｒｄ埘ｏｆｔｈ陀ｅ
ｎｏｗ８
表６分别比较了３种制冷流程的优缺点，从表中可以看出，丙烯＋乙烯级联制冷具有投资小、能耗低、技术成熟和操作简单等特点，与其他２种流程相比更具优势。
裹６制冷流程优缺点比较
Ｔｈｂｌｅ６
Ｍｅｒｉｔｓ蚰ｄ
ｄｅｒｎｅｒｉ坞ｏｆ１．Ｉｒｅｅ
ｎｏ啪
３结论［２］
［３］
肖锦堂．烷烃催化脱氢生产ｃ，一ｃ．烯烃工艺之二
［Ｊ］．天然气工业，１９９４，１４（３）：６９－７１．
（１）采用冷剂制冷方式时，产品压缩机出口压
力ｌＭＰａ（ｇ）左右最为经济；采用富氢气膨胀制冷
肖锦堂．烷烃催化脱氢生产Ｃ，一Ｑ烯烃工艺之三
［Ｊ］．天然气工业，１９９４，１４（４）：７２．７６．
时，产品压缩机出口压力一般大于２ＭＰａ（ｇ）。
（２）分离温度一般在一９０一一１００℃，这样既能保证分离效果，又不至于采用能级更低的制冷系统。
（３）３种制冷流程中，丙烯＋乙烯级联制冷制冷流程最为节能，设备数量不会太多。操作上也更为简单，具有较大的优势。因而丙烯＋乙烯级联制冷方式最适合于丙烷脱氢制丙烯装置。参考文献：
［１］
肖锦堂．烷烃催化脱氢生产Ｃ，一Ｃ．烯烃工艺之一
［４］
肖锦堂．烷烃催化脱氢生产Ｃ，一ｃ４烯烃工艺之四
［Ｊ］．天然气工业，１９９４，１４（６）：６４柳．
［５］［６］［７］
陈建九，史海英，汪永．丙烷脱氢制丙烯工艺技术［Ｊ］．
精细石油化工进展，２０００，ｌ（１２）：２３．２７．
苏建伟，牛海宁．丙烷脱氢制丙烯技术进展［Ｊ］．化工
科技，２００６，１４（４）：６２彤．
郭洪辉，陈继华．丙烷脱氢制丙烯技术研究［Ｊ］．辽宁
化工，２００７，３６（４）：２６６－２６９．
［８］余长林，葛庆杰，徐恒泳。等．丙烷脱氢制丙烯研究新
进展［Ｊ］．化工进展，２００６，２５（９）：９７７．９８１．［９］
王松汉．乙烯装置技术与运行［Ｍ］．北京：中国石化出版社，２００９．
［Ｊ］．天然气工业，１９９４，１４（２）：“彤．
