乙烯裝置丙烯精餾系統設計方案優(yōu)化

工業(yè)抗術(shù)乙烯工業(yè)2012,24(3) 19~25ETHYLENE INDUSTRY乙烯裝置丙烯精餾系統設計方案優(yōu)化李鑫(天津大學(xué),天津300072)摘要: 介紹了丙烯精餾系統傳統設計流程及改進(jìn)設計流程,并對其流程特點(diǎn)進(jìn)行了分析,明確指出了各自的優(yōu)缺點(diǎn)。針對改進(jìn)設計雙塔流程,利用流程模擬計算PRO- I軟件平臺,分別研究了無(wú)中間再沸器和設置中間再沸器兩個(gè)流程方案,在能耗相同的條件下,計算出不同塔盤(pán)數時(shí)的丙烯損失,并對其增加塔盤(pán)數后的可實(shí)施性、投資增加與多回收丙烯的經(jīng)濟性進(jìn)行了初步分析。無(wú)中間再沸器流程在投資及年收益方面均優(yōu)于設置中間再沸器流程,在裝置急冷水熱量充足的情況下,應首先推薦應用。關(guān)鍵詞:丙烯精餾流程優(yōu)化丙烯 回收丙烯精餾系統是乙烯裝置的重要產(chǎn)品生產(chǎn)單效益。元，丙烯精餾塔通常是裝置最高的單元設備,全塔本文將利用設計上通用的流程模擬計算平臺總高度一般可達約110m,丙烯精餾塔同裂解爐、PRO-II軟件,模擬優(yōu)化丙烯精餾系統的設計方“三機(裂解氣壓縮機、丙烯制冷壓縮機和乙烯制案,并結合方案的可實(shí)施性和經(jīng)濟性,優(yōu)選出最佳冷壓縮機)”、冷箱及直徑最大的汽油分餾塔共同的設計流程。成為裝置的標志性設備“]。丙烯精餾系統的設計,早期普遍采用單塔高1 傳統流程回流比,回流比一-般在18以上,塔釜丙烷中丙烯丙烯精餾系統傳統工藝流程見(jiàn)圖1。我國20含量( mol)也比較高，通常在15% ~ 30%。2000世紀70年代建設的以輕柴油為主要裂解原料的年以來(lái),隨著(zhù)對能耗重要性認知的不斷提高,目前某300 kt/a乙烯裝置采用了該流程3]。國內外通用的設計原則是盡量降低回流比,調整丙烯精餾系統傳統工藝通常采用單塔流程,后回流比一般在13左右,塔頂產(chǎn)出聚合級丙烯產(chǎn)液相進(jìn)料。來(lái)自碳三加氫系統的氣相混合碳三進(jìn)品,塔釜丙烷中控制丙烯含量( mol)也大幅下降，人碳三綠油洗滌塔 下塔底部第26塊塔盤(pán)，下塔的一般在5.0%左右,塔釜丙烷循環(huán)返回乙丙烷裂解回流來(lái)自綠油洗滌塔上塔的釜液，下塔釜液向上游返回去脫丙烷塔;下塔塔頂氣相進(jìn)入上塔第5爐進(jìn)行裂解[2]。近幾年,丙烯產(chǎn)品價(jià)格不斷飆升,目前聚合級塊塔盤(pán)。上塔再沸器由循環(huán)急冷水余熱提供熱丙烯市場(chǎng)售價(jià)已超過(guò)聚合級乙烯產(chǎn)品,使得優(yōu)化源,塔頂冷凝器由循環(huán)水冷卻冷凝,上塔釜液物流丙烯精餾塔系統設計,進(jìn)一步提高丙烯產(chǎn)品的回-部分為下塔提供回流，其余全部進(jìn)人丙烯干燥收率在經(jīng)濟上成為可行。因此研究探討優(yōu)化丙烯器。干燥后的碳三進(jìn)人丙烯精餾塔的第94塊塔精餾系統設計方案,在能耗保持不變的前提下,進(jìn)盤(pán),液相進(jìn)料。上塔回流罐不凝氣相進(jìn)人由丙烯一步降低塔釜循環(huán)丙烷中的丙烯含量,多生產(chǎn)丙冷劑提供冷量的換熱器冷卻冷凝,冷凝液返回到烯,提高丙烯回收率,不僅有利于提高丙烯產(chǎn)品的回流罐,未冷凝碳三尾氣去裂解氣壓縮機系統。中國煤化工收益,而且也可以改善乙丙烷裂解爐的進(jìn)料條件收稿日期:20MY HCNMHG和運行,降低進(jìn)料中烯烴含量,延長(cháng)裂解爐運行周作者簡(jiǎn)介:李鑫,男,現就讀于天津大學(xué)化工學(xué)院過(guò)程裝備與期,從而降低裝置綜合能耗,提高裝置的經(jīng)濟控制工程專(zhuān)業(yè)。.乙烯工業(yè)第24卷碳三綠油洗滌塔綠油塔回流罐丙烯干燥器丙烯精餾塔丙烯塔回流罐CsRCcW7o」10下4|Qw氣上2tewj混合碳三| 去脫丙烷塔碳三尾氣CLPG丙烯產(chǎn)品|自碳三加氫 ↓去裂解氣壓縮機去貯罐圖1丙烯精餾 系統傳統工藝流程示意丙烯精餾塔全塔設置165塊塔盤(pán),塔頂產(chǎn)出簡(jiǎn)單,投資省;但缺點(diǎn)是能耗高,丙烯回收率低,塔聚合級丙烯產(chǎn)品,送去球罐儲存;塔釜產(chǎn)出碳三液釜丙烷由于含有較高的丙烯,只能作為副產(chǎn)品碳化氣,作為副產(chǎn)品出售。設計進(jìn)料混合碳三含丙三液化氣出售,不能循環(huán)返回乙丙烷裂解爐進(jìn)行烯94.31% ( mol),回流比為16, 塔釜碳三液化氣裂解 ,整體效益較差。含丙烯較高,達到15. 78% ( mol)。同期設計的150kVa中型乙烯裝置,其丙烯2改進(jìn)流程精餾塔由于受高徑比(塔高度與塔直徑之比)的影丙烯精餾系統基于投資省、節能和丙烯回收響,塔盤(pán)數較少,設計回流比達到18以上,能耗較率高的原則,改進(jìn)工藝流程見(jiàn)圖2。我國單套裝置高，塔釜碳三液化氣含丙烯也較高,達到30% .規模最大、近期剛建成投產(chǎn)的某1 000 kt/a乙烯裝( mol)左右。置采用了該流程。傳統工藝由于采用單塔流程,其優(yōu)點(diǎn)是流程碳三汽化分離罐丙烯汽提塔.C.R6670凸QWwL循環(huán)混合碳三循環(huán)丙烷丙烯產(chǎn)品↓|自碳三加氫 ↓去高壓脫丙烷塔去裂解爐.去裂解氣壓縮機↓圖2丙烯精餾系統改進(jìn)工藝流程丙烯精餾系統改進(jìn)工藝通常采用雙塔流程，高壓脫丙烷塔,用于調節控制進(jìn)人碳三加氫系統由丙烯精餾塔和丙烯汽提塔構成，氣相進(jìn)料。來(lái)的丙炔/丙二烯( MA/PD)濃度,分離罐頂部氣相碳自碳三加氫系統的液相混合碳三進(jìn)人碳三汽化分三進(jìn)入中國煤化工盤(pán)。離罐,由再沸器加熱汽化,再沸器熱源由循環(huán)急冷丙MHCNMHG塔盤(pán),塔頂冷凝水余熱提供,分離罐底部液相在比例控制下返回器由循環(huán)水供冷,塔釜中間再沸器由循環(huán)急冷水.第24卷李鑫..乙烯裝置丙烯精餾系統設計方案優(yōu)化余熱供熱,聚合級丙烯產(chǎn)品由塔頂部第11塊塔盤(pán)(1)采用不設置碳三綠油洗滌塔流程,進(jìn)料中含有產(chǎn)出,回流罐不凝氣進(jìn)人由丙烯冷劑提供冷量的碳三加氫系統引人的氫氣和甲烷等輕組分;(2)為換熱器冷卻冷凝,冷凝液返回回流罐,碳三尾氣去提高碳三加氫系統的選擇性,控制MA/PD濃度為裂解氣壓縮機系統。丙烯精餾塔釜液由泵送至丙200 x 10~*;(3)設置碳三汽化分離罐,盡管無(wú)碳三烯汽提塔第1塊塔盤(pán)。綠油洗滌塔,但由于采用氣相進(jìn)料,重組分含量仍丙烯汽提塔全塔設置93塊塔盤(pán),塔釜再沸器較低，丁烯濃度為400x10 -。,不含碳五及組分更由循環(huán)急冷水余熱供熱,塔頂氣相進(jìn)入丙烯精餾重的綠油等。塔底部第170塊塔盤(pán),塔釜循環(huán)丙烷汽化后去乙3.2 其 他說(shuō)明丙烷裂解爐裂解。(1)優(yōu)化評價(jià)平臺:丙烯精餾塔系統的設計優(yōu)丙烯精餾系統設計進(jìn)料混合碳三含丙烯化基于國內外普遍 采用的PRO - I流程模擬優(yōu)化91.52%(mol),回流比為13,丙烯汽提塔塔釜循環(huán)計算軟件;丙烷含丙烯較低,為5.0%(mol),中間再沸器熱負(2)回流比:丙烯精餾塔系統優(yōu)化設計基于回荷比例約為再沸總熱負荷的30%。流比保持不變,由于節能的需要,采用較低回流比，改進(jìn)工藝由于采用雙塔流程,其優(yōu)點(diǎn)是能耗取值與近期投產(chǎn)的某百萬(wàn)噸乙烯裝置-致,為13;低,丙烯回收率高,塔釜丙烷由于含有較低的丙(3)循環(huán)水溫度:某百萬(wàn)噸乙烯裝置所在地循烯,可以循環(huán)返回乙丙烷裂解爐進(jìn)行裂解,從而降環(huán)水設計給水溫度為33C,循環(huán)水平均換熱溫差低原料消耗,裝置整體效益較好。其缺點(diǎn)是流程為10C,平均循環(huán)回水溫度43C,單臺換熱器循復雜化,投資較高。環(huán)水出口最高溫度不超過(guò)45 C;(4)再沸器熱源:丙烯精餾塔塔釜中間再沸器3流程優(yōu)化的基準及丙烯汽提塔塔釜再沸器熱源均考慮采用乙烯裝3.1丙 烯精餾塔進(jìn)料條件置急冷區產(chǎn)生的能級較低的循環(huán)急冷水余熱。丙烯精餾塔系統的進(jìn)料混合碳三取自某已經(jīng)投產(chǎn)的百萬(wàn)噸乙烯裝置,裝置裂解原料以組分偏4流程優(yōu)化重的液態(tài)烴為主,順序分離流程并且采用雙塔脫4.1 雙塔流程不設置中間再沸器丙烷及單段床液相碳三加氫工藝,丙烯精餾塔進(jìn)丙烯精餾系統采用雙塔流程,由丙烯精餾塔料混合碳三組成見(jiàn)表1。和丙烯汽提塔構成,不設置中間再沸器流程簡(jiǎn)圖表1丙烯精餾塔進(jìn)料組成mol ,%見(jiàn)圖3。組成.備注該流程方案總思路基于:(1)丙烯汽提塔再沸H2(氫氣)0.59CH(甲烷)0.38器熱源與丙烯精餾塔中間再沸器熱源相同,均采C2H2(乙炔)0.00用乙烯裝置產(chǎn)生的能級最低的急冷水余熱加熱，C2H4(乙烯)C2H6(乙烷)0.04設置中間再沸器并未改變熱源供給的級位,因此C3H4( MA)0.01沒(méi)有節能效果;(2)不設置中間再沸器,丙烯汽提C3H,(PD)塔塔徑將會(huì )增加,可與丙烯精餾塔相同,塔盤(pán)數可CjH6(丙烯)91.52C3H。(丙烷)7.40 .允許有較多的增加，最多可與丙烯精餾塔相同。C4Hg(丁烯)合計100在回流比保持不變的前提下,可最大限度降低循進(jìn)料量/(kmol.h-) 1553. 3液體裂解原料為主,相當環(huán)丙烷中的單t加丙橋產(chǎn)昌壓力(表)/MPa1.8837于規模 1 0000 kVa乙烯，順中國煤化工，來(lái)自碳三三進(jìn)入碳三溫度/C50.9序分離流 程并且采用改進(jìn)CNMHG相態(tài)碳三加氫工藝汽化分離罐,同以近凱任，萬(wàn)芮雌壩印氣相進(jìn)人丙優(yōu)化丙烯精餾塔系統流程,評價(jià)進(jìn)料基于:烯精餾塔的第 166塊塔盤(pán),氣相進(jìn)料?！?2●乙烯工業(yè)第24卷碳三汽化分離罐丙烯汽提塔丙烯精餾塔丙烯塔回流罐, CR66)WL混合碳三循環(huán)混合碳三自碳三加氫|去高壓 脫丙烷塔循環(huán)丙烷丙烯產(chǎn)品碳三尾氣去裂解爐去貯罐1去裂解氣壓縮機 +圖3雙塔流程不設置中間再沸器丙烯精餾塔全塔設置170塊塔盤(pán),塔頂冷丙烯汽提塔全塔設置N塊塔盤(pán),塔釜再沸器凝器由循環(huán)水供冷,沒(méi)有中間再沸器,塔頂部第由循環(huán)急冷水余熱供熱,塔頂氣相進(jìn)人丙烯精餾11塊塔盤(pán)產(chǎn)出聚合級丙烯產(chǎn)品,回流罐不凝氣塔底部第170塊塔盤(pán),塔釜循環(huán)丙烷汽化后去裂相進(jìn)人由丙烯冷劑提供冷量的換熱器冷卻冷:解爐裂解。塔盤(pán)數N選取不同數值時(shí)，將會(huì )得到凝,冷凝液返回回流罐,碳三尾氣去裂解氣壓縮不同的計算數據。機系統。丙烯精餾塔釜液由泵送到丙烯汽提塔丙烯精餾系統進(jìn)料混合碳三含丙烯91. 52%第1塊塔盤(pán),由于丙烯精餾塔全塔高度已達到(mol),回流比取13,丙烯汽提塔塔盤(pán)數取不同數近110m,在方案優(yōu)化時(shí),丙烯精餾塔始終保持據時(shí),計算出的丙烯汽提塔釜液循環(huán)丙烷中丙烯不變。含量見(jiàn)表2。表2無(wú)中間再沸器不同丙烯汽提塔塔盤(pán)數計算結果丙烯汽提塔塔丙烯汽提塔塔 丙烯汽提塔塔 丙烯汽提塔塔 丙烯汽提 塔塔項目備注盤(pán)數N=63盤(pán)數N=73盤(pán)數N=93盤(pán)數N=110 盤(pán)數 N=130進(jìn)料量/(kmol .h-')1 553.3回流量/(kmol :h)18 987.918 987. 918 987.9.總數/塊2000926241258取單板效率: .汽提段60%理論塔盤(pán)精餾段88%進(jìn)料位置/塊1424214提餾段87%233243263280300實(shí)際塔盤(pán)16616循環(huán)丙烷中含丙烯( mol) .%5.372.090. 300.060.01循環(huán)丙烷流量/(kmol .h-')117.50113.6111. 54111.27111.21精餾塔塔高(TIL)/m93.8板間距:500 mm精餾塔直徑(ID)/m7.8精餾塔高徑比212汽提塔塔高(TTL)/m37.6.42.652.661.171.1汽提塔直徑( ID)/m汽提塔高徑比4.85.56.79.1冷凝器負荷/MW64.9164.91 .| 中國煤化工再沸器負荷/MW62.1362. 13.MHCNMHG由表2可見(jiàn),在塔頂冷凝器負荷及塔釜再沸低塔釜循壞刊炕中時(shí)的師頂大，i盾環(huán)丙烷中的丙器負荷保持不變的前提下，增加塔盤(pán)數可有效降烯含量(mol)從63塊塔盤(pán)時(shí)的5.37%下降到130第24卷李鑫、乙烯裝置丙烯精餾 系統設計方案優(yōu)化23●塊塔盤(pán)時(shí)的0.01%。數量的必要。4.1.1可實(shí) 施性分析4.1.2經(jīng)濟性分析及 方案選擇丙烯汽提塔在塔盤(pán)數增加到130塊塔盤(pán)時(shí),針對.上述丙烯精餾系統雙塔流程不同設置方其切線(xiàn)高度71.1 m,高徑比9.1,而丙烯精餾塔實(shí)案,將流程模擬計算結果列于表3,其中丙烯基準際設計塔盤(pán)數達到170塊,切線(xiàn)高度93.8 m,高徑單價(jià)按當前市場(chǎng)價(jià)10000元/t計算,年操作時(shí)數比12,因此可以對比判斷丙烯汽提塔盤(pán)數增加到按平均8400h計,投資回收期為初估值,未含利130塊塔盤(pán)是可以實(shí)施的,并仍然有提高塔盤(pán)數的息,未計人循環(huán)丙烷中的丙烯再次裂解后的產(chǎn)品余地。但由于在塔盤(pán)數為130時(shí),循環(huán)丙烷中的收益。丙烯含量(mol)已經(jīng)低至0.01%,故無(wú)再提高塔盤(pán)表3無(wú)中 沸器不同設置方案優(yōu)化比較丙烯汽提塔塔丙烯汽提塔塔丙 烯汽提塔塔項目.盤(pán)數N=63盤(pán)數N=73盤(pán)數N=93盤(pán)數N=110盤(pán)數N=130循環(huán)丙烷中含丙烯( mol), %5.372.090.300.060.01丙烯損失/(kg.h")_26510014. 062. 910. 49kg.h-116585. 9411.152.42相對多產(chǎn)丙烯t. a-I1 386721.993.720.3丙烯基準價(jià)20. 3年收益/萬(wàn)元降低5%1 316685.889.09.3降低10%1 247649.7_84.318.3投資/萬(wàn)元340390500610750投資相對增加/萬(wàn)元5C11012014014 d56d1.3a6.9 a投資回收期15d59d1.4a7.3a16 d63d1.5 a7.7a從表3可見(jiàn),隨著(zhù)丙烯汽提塔塔盤(pán)數逐漸增4.2雙塔流程設 置中間再沸器加,循環(huán)丙烷中丙烯含量( mol)也在不斷下降,從丙烯精餾系統采用雙塔流程,同樣由丙烯精63塊塔盤(pán)時(shí)的5.37%下降到130塊塔盤(pán)時(shí)的餾塔和丙烯汽提塔構成,設置中間再沸器流程簡(jiǎn)0.01% ,但其下降趨勢逐漸趨緩。從增加10塊塔圖參見(jiàn)圖2,不同之處在于丙烯汽提塔塔盤(pán)數量的盤(pán)下降3.28%到再增加20塊塔盤(pán)下降1.79%,再調整。到增加20塊塔盤(pán)僅下降0.24%,最后到增加20該流程方案總思路基于:(1)設置中間再沸器塊塔盤(pán)僅下降0.05%,相對丙烯產(chǎn)品增量幅度在可適當減少丙烯汽提塔塔徑，降低投資;(2)通過(guò).逐漸減少,而投資增加幅度則逐漸加大,經(jīng)濟性越適當增加丙烯汽提塔塔盤(pán)數,最大限度降低循環(huán)來(lái)越差。丙烷中的丙烯含量,增加丙烯產(chǎn)量。在研究的5個(gè)方案中,隨著(zhù)丙烯汽提塔塔盤(pán)來(lái)自碳三加氫系統的液相混合碳三進(jìn)人碳三數逐漸增加,投資相對增加幅度不斷加大，投資回汽化分離罐,與改進(jìn)流程相同,分離罐頂部氣相進(jìn)收期也由半個(gè)月左右增加到7年以上。從經(jīng)濟性人丙烯精餾塔的第166塊塔盤(pán),氣相進(jìn)料。來(lái)講,丙烯汽提塔塔盤(pán)數為110塊時(shí),投資回收期丙烯精餾塔全塔設置170塊塔盤(pán),完全與改相對93塊時(shí)為1年半左右,經(jīng)濟上應該是可行進(jìn)流程相同,中間再沸器熱負荷也保持不變,由于的,因此丙烯汽提塔塔盤(pán)數設置不應高于110塊。丙烯 精餾塔全塔高度已經(jīng)達到近110 m,在方案優(yōu)丙烯汽提塔塔盤(pán)數為93塊時(shí)，投資回收期相化時(shí),丙烯精餾塔始終保持不變。對73塊時(shí)為2個(gè)月左右,有大幅度的下降。因此丙烯汽提中國煤化工塔釜再沸器丙烯汽提塔塔盤(pán)數最佳設置方案約應在93塊,此由循環(huán)急冷水MYHCNMHG丙烯精餾時(shí)丙烯汽提塔塔釜循環(huán)丙烷中丙烯含量(mol)可塔底部第170塊塔盤(pán),塔釜循環(huán)丙烷汽化后去乙控制在0. 3%左右。丙烷裂解爐裂解,塔盤(pán)數N選取不同數值時(shí),將會(huì )24 .乙烯工業(yè)第24卷得到不同的計算數據。盤(pán)數取不同數據時(shí),計算出的丙烯汽提塔釜液循丙烯精餾系統進(jìn)料與前述- -致,混合碳三含環(huán)丙烷中丙烯含量見(jiàn)表4。丙烯91.52%( mol),回流比取13,丙烯汽提塔塔.表4設置中間再沸器不同丙烯汽提塔塔盤(pán)數計算結果丙烯汽提塔塔項目備注盤(pán)數N=93盤(pán)數N=110盤(pán)數N=130盤(pán)數N=145進(jìn)料量/( kmol .h-1) .1 553.31 553. 3回流量/(kmol .h1)18 987.918 987. 9取單板效率:總數/塊226415871汽提段60%理論塔盤(pán)精餾段88%進(jìn)料位置/塊14242提餾段87% .263280300315實(shí)際塔盤(pán)166循環(huán)丙烷中含丙烯( mol) ,%5.281.08循環(huán)丙烷流量/(kmol .h-1)117.43114. 45112.86112.40精餾塔塔高(TL)/m93.893.8 .板間距:500 mm精餾塔直徑( ID)/m7.8.8精餾塔高徑比12汽提塔塔高(TTL)/m52.661.171.178.6汽提塔直徑(ID)/m6.6汽提塔高徑比89.310.811.9冷凝器負荷/MW64.9中間再沸器負荷/MW18.5218. 52.18. 52再沸器負荷/MW43.6由表4可見(jiàn)，在塔頂冷凝器負荷及塔釜再沸接近丙烯精餾塔實(shí)際設計的12,因此可以對比判器負荷保持不變的前提下,增加塔盤(pán)數可有效降斷丙烯汽提塔盤(pán)數增加到145塊塔盤(pán)是可以實(shí)施低塔釜循環(huán)丙烷中的丙烯損失,循環(huán)丙烷中的丙的,但已經(jīng)沒(méi)有再進(jìn)-步增加塔盤(pán)數的余地,或者烯含量( mol)從93塊塔盤(pán)時(shí)的5. 28%下降到145說(shuō)再增加塔盤(pán)數會(huì )使投資大幅度上升。塊塔盤(pán)時(shí)的1.08%。4.2.2經(jīng)濟性分析及方 案選擇4.2.1可實(shí) 施性分析針對上述丙烯精餾系統雙塔流程不同設置方丙烯汽提塔在塔盤(pán)數增加到145塊塔盤(pán)時(shí)，案 ,將流程模擬計算結果列于表5,其他條件與前其切線(xiàn)高度為78.6 m,高徑比11.9,高徑比已經(jīng)述一致。表5設中沸器不同設置方案優(yōu)化比較丙烯汽提塔塔盤(pán)數N=1102. 83丙烯損失/(kg.h-I)261. 2136.451. 29相對多產(chǎn)kg.h-'124.8丙烯t. a~1 048. 3560. 3154.6 _丙烯基準價(jià)1 048.3154.6未計循環(huán)丙烷中年收益/萬(wàn)降低5%995.9146.9_的丙烯再次裂解后元降低10% _943.5504.3139.1的產(chǎn)品收益投資/萬(wàn)元380545645投資相對增加/萬(wàn)元795100投資回收262236期/d27中國煤化工-降低10%28從表5可見(jiàn)，隨著(zhù)丙烯汽提塔塔盤(pán)數逐漸增93塊.HCNMHG145塊塔盤(pán)時(shí)的加,循環(huán)丙烷中丙烯含量( mol)也在不斷下降,從1. 08% ,但其下降趨勢逐漸趨緩。從增加17塊塔.第24卷.李鑫乙烯裝置丙烯精餾系統設計方案優(yōu)化盤(pán)下降2.45%到再增加20塊塔盤(pán)下降1.37%,最從表6可見(jiàn),雙塔流程不設置中間再沸器,在后到增加15塊塔盤(pán)僅下降0.38%,相對丙烯產(chǎn)品丙烯汽提塔塔盤(pán)數為93塊時(shí)的方案,與雙塔流程增量幅度在逐漸減少,而投資增加幅度則逐漸加設置中間再沸器，在丙烯汽提塔塔盤(pán)數為145塊大,經(jīng)濟性越來(lái)越差。時(shí)的方案相比較,投資節省145萬(wàn)元,年多得收益在研究的4個(gè)方案中,隨著(zhù)丙烯汽提塔塔盤(pán)312.7萬(wàn)元,具有明顯的優(yōu)勢。數逐漸增加，投資相對增加幅度不斷加大，投資回收期也由不到1個(gè)月增加到近8個(gè)月。從經(jīng)濟性5結語(yǔ)來(lái)講,丙烯汽提塔塔盤(pán)數為145塊時(shí),投資回收期通過(guò)對乙烯裝置丙烯精餾塔系統兩種不同雙相對130塊時(shí)為不到8個(gè)月,經(jīng)濟上是可行的。塔流程的研究,得到以下結論:因此丙烯汽提塔塔盤(pán)數最佳設置方案應該在145(1)雙塔不設置中間再沸器流程的設置最優(yōu)塊左右,此時(shí)丙烯汽提塔塔釜循環(huán)丙烷中丙烯含化方案為丙烯精餾塔170塊塔盤(pán),丙烯汽提塔93量(mol)可控制在約1%。塊塔盤(pán)左右,塔釜循環(huán)丙烷中丙烯含量(mol)控制4.3流程方案比較在約0.3%;針對上述2種不同丙烯精餾系統雙塔流程方(2)雙塔設置中間再沸器流程的設置最優(yōu)化案,將各自?xún)?yōu)化最佳設置計算結果列于表6。方案為丙烯精餾塔170塊塔盤(pán),丙烯汽提塔145表6流程優(yōu)化比較設中沸器無(wú)中沸器在約1%;項目(丙烯汽提塔(丙烯汽提塔備注(3)雙塔不設置中間再沸器流程在投資及年塔盤(pán)數N= 145)塔盤(pán)數N=93)循環(huán)丙烷中含1.08收益方面均明顯優(yōu)F雙塔設置中間再沸器流程,在丙烯(mol) ,%裝置急冷水熱量充足的情況下,應首先推薦應用。丙烯損失/51.2914.06(kg.h-1)多產(chǎn)kg.h-'基準+37.23參考文獻+312.7[1] 王松漢、乙烯裝置技術(shù)與運行[M].北京:中國石化未計人循環(huán)丙出版社,2009.年收益/萬(wàn)元烷中的丙烯再次[2] 王松漢,何細藕.乙烯工藝與技術(shù)[M].北京:中國(丙烯基準價(jià))裂解后的產(chǎn)品收石化出版社,2000.投資/萬(wàn)元645500 .[3] 王松漢.乙烯裝置技術(shù)[M].北京:中國石化出版投資增加/萬(wàn)元社,1994.●乙烯在線(xiàn)●2011年世界乙烯產(chǎn)能八大國美國《油氣雜志》7月初發(fā)布的全球乙烯產(chǎn)能分析報告顯示,截止到2011年底,世界乙烯產(chǎn)能八大國為:美國產(chǎn)能27 593 kt/a, 保持在第- -位;中國產(chǎn)能15 200 kt/a,位居第二;沙特阿拉伯的產(chǎn)能13 155 kt/a,位居第三;日本產(chǎn)能7265 ku/a,位居第四;德國產(chǎn)能5743 ku/a,位居第五;韓國產(chǎn)能5630 kU/a,位居第六;加拿大產(chǎn)能5530 kVa,位居第七;伊朗產(chǎn)能4734 kt/a,位居第八。中國煤化工MHCNMHG-07 -09.