一种改进的乙烯高温裂解气热量利用方法和装置与流程

[0001]
本发明涉及一种改进的乙烯高温裂解气的热量利用方法和装置。


背景技术：

[0002]
裂解气的高温余热主要是指裂解气由850℃左右降至110℃左右的热量，其中，裂解气从850℃降至露点附近约420℃过程中，为了终止二次副反应的发生，需要快速冷却降温至反应温度以下，该过程通常使用特制的专用废热锅炉，如套管式线性急冷换热器实现。在该冷却降温过程中，裂解气的850℃
→
420℃之间的热量用于发生超高压蒸汽，超高压蒸汽经裂解炉过热后去裂解气压缩机和制冷压缩机驱动透平。裂解气从220℃到165℃左右的热量现均用于发生稀释蒸汽或替代低压蒸汽直接作为加热热源；但裂解气在420℃左右到220℃的范围内，由于涉及裂解气的露点和裂解急冷油长时间循环易聚合结焦等问题，热量无法通过换热器传热被利用，关于该温度区间热量回收利用的研究极少。
[0003]
裂解是乙烯装置的第一道生产工序，能耗占整个装置的50％～60％。故降低裂解区的能耗意义重大。目前，研究者从两个方面进行了降低裂解区能耗的研究：一是提高裂解炉的热效率；二是改善高温裂解气的热量回收。裂解气的高温余热主要是指裂解气由800～850℃降至165℃的热量，其中，裂解气从800～850℃降至接近露点(约420℃，裂解原料不同露点也不同)时，为了终止二次副反应的发生，要在不足1s内完成冷却，该过程需要特制的专用废热锅炉才能实现。在该过程中，裂解气的热量用于发生超高压蒸汽，超高压蒸汽过热后去裂解气压缩机和制冷压缩机驱动透平，能量得到合理利用。提出了将此部分余热作为吸热化学反应的热源，使余热物理转化为反应产物所增加的化学能的新方法，并将其用于裂解气急冷与延迟焦化耦合工艺流程，提高了效率。由于焦化原料油的粘度性质等原因，很难做到使焦化原料油与裂解气在不足1s的时间内充分接触、混合传热，故没有工业装置采用该流程。裂解气从220℃到165℃左右的热量现均用于发生稀释蒸汽或替代低压蒸汽直接作为加热热源。国内的研究人员做过很多研究以改善这部分能量的利用效果。杨春生改进了急冷油塔系统的工艺流程，设置减黏塔以控制急冷油的粘度，达到发生更多稀释蒸汽的目的，在实际应用中取得了良好的效益。针对乙烯急冷装置实际操作参数偏离设计值较大的现状，提出了模拟组分分割、物性方法选取、单元简化处理等一整套急冷系统的模拟方法，为系统改造提供了可靠依据，模拟结果与实际情况较吻合，提高了模拟计算热量回收的准确性。但裂解气在420℃左右到220℃的范围内，由于涉及裂解气的露点和裂解急冷油长时间循环易聚合结焦等问题，热量无法通过换热器传热被利用，关于该温度区间热量回收利用的研究极少。


技术实现要素：

[0004]
本发明公开了一种改进的裂解气高温热量利用方法和装置，该方法能够将高温裂解气热量进行梯度回收利用，避免了传统工艺方案中将450℃
→
220℃左右的热量降级成低温热利用的缺点，使裂解气的高温余热得到了更有效合理的利用，同时在一定程度上缓解
了急冷油粘度高的问题。
[0005]
为实现以上发明目的，本发明的技术方案如下：
[0006]
通过引入一种油类(例如减压塔减三线油、减四线油、催化渣油、减黏馏分油等)作为中间介质(或称中间油品)，使该油类在急冷油之前先与高温裂解气进行一次混合，引入的中间介质循环温度约在250℃-350℃之间循环，循环量与裂解气的质量比约为1.5-3.5：1之间，具体地是将以上油分引入乙烯装置，在裂解气被急冷油喷淋之前，通过环形静态混合喷淋设备与裂解气接触将裂解气420℃左右降温至220℃左右释放的热量取走，降低裂解气温度，混合喷淋后该中间介质温度升高，通过循环与锅炉水换热发生高压蒸汽，中间介质温度降低后继续用于喷淋高温裂解气，构成闭路循环，在该中间介质循环的过程中有部分新鲜油品补入，同时保持一定量的采出。其余裂解气冷却降温流程与传统工艺保持一致，使用急冷油进行喷淋，裂解气降温至220℃左右进入急冷油塔，急冷油从裂解气取热后与工艺水换热发生稀释蒸汽。改进流程通过选择合适的中间介质进行喷淋，避开了裂解气在此温度区间重油冷凝析出无法利用换热器进行热量利用的难题。利用了裂解气420℃左右至220℃之间的热量用于发生高压蒸汽或中压蒸汽，其价值比传统工艺发生的低压蒸汽价值高，做到了裂解气高温热量更加合理的梯度利用。该油品的选择要求馏程在250℃-500℃之间，且稠环芳烃类少，不会对乙烯后续的分离系统造成不利影响。
[0007]
本发明的一种改进的裂解气高温热量利用方法包括以下步骤：
[0008]
(a)使作为中间介质的油类(或称中间油品)先与高温裂解气进行一次混合，将裂解炉出口温度约420～490℃的裂解气降低至约250-350℃之间，优选280-320℃，进一步约300℃左右，该温度可以根据本专利中所述的取热装置工艺需求设定；
[0009]
(b)然后该中间介质与裂解气在气液分离罐中进行一次闪蒸分离，分离后作为液体的该中间介质温度升高，通过循环与锅炉水换热发生高压或中压蒸汽，然后减低至250-300℃后再循环到步骤(a)，与裂解炉出口裂解气进行再次混合，从而构成该中间介质的循环过程，在此过程中，该中间介质需要按照总循环量的3wt％-10wt％进行采出和补入，以降低作为中间介质的油类的粘度；
[0010]
(c)使用急冷油塔(或称油洗塔)急冷油(温度约180℃)在二级急冷器将在气液分离罐中作为气体分离出的裂解气进行再次喷淋冷却，将裂解气冷却至180-220℃，优选195-205℃，进一步约200℃左右，急冷油与裂解气共同进入油洗塔进行分离，气相去水洗塔处理，液相通过泵送至稀释蒸汽发生器产生稀释蒸汽，然后返回二级急冷器对从分离罐出来的裂解气进行喷淋冷却。后续流程与传统乙烯分离流程一致。
[0011]
进一步地，步骤(a)中，中间介质与高温裂解气的质量比为1.5-3.5：1，优选2-3：1。中间介质通过喷淋对高温裂解气进行冷却，喷淋流量范围根据乙烯裂解气流量确定，质量比优选2-3:1，中间介质油类的喷淋压力范围5公斤～10公斤(kg/cm2)。
[0012]
中间介质油类为馏程范围250℃-500℃的油类，且优选馏程大部分集中在300-450℃，可以选自减压塔减三线油、减四线油、催化渣油、减黏馏分油等中的一种或多种。通常最佳的中间介质可以为减压塔侧线抽出油，其中以减三线油与减四线油最佳，但不限于专利中所述的油品。中间介质的馏程范围以250℃-500℃，且馏程大部分集中在300-450℃为佳。所选中间介质初馏点过低会导致与裂解气喷淋过程中油品中轻质组分受热气化，油品初馏点过低会将中间介质的轻组分带入乙烯装置急冷油塔，过多的轻质油品进入裂解气中会改
变急冷油塔的热量分布，所选油品终馏点过高，油品粘度较大，不利于中间介质的循环，增加系统运行能耗，同时也不利于喷淋过程中与裂解气的快速传热。
[0013]
中间介质优选减压塔减三线油。减三线油中普遍含烷烃和环烷烃较多，烷烃主要包括c20～36的正构和异构烷烃；环烷烃包括从单环到六环的带有环戊烷环或环己烷环的环烷烃，主要以稠合类型为主；芳烃以单环、双环和三环芳烃为主，同时含有一定量的四环及很少量高于四环的芳烃；多环芳烃也以稠合型为主。这样的组成使减三线油中的轻组分进入裂解柴油，从而改变急冷油塔的热负荷分布，但不改变塔顶裂解气组成。
[0014]
回收的热量可以在250℃-350℃之间被利用，利用该热量可以产生中压、高压蒸汽，所产蒸汽等级可以根据需求确定，但所产蒸汽温度不会高于350℃，最佳产汽压力为1.5-3.5mpag之间任一压力等级蒸汽。此部分热量不仅可以用来产生蒸汽，也可以用来供应其他需求热量的过程。
[0015]
通过中间介质取出的裂解气热量可以在250℃-350℃之间向外部供应，这部分热量不限于专利中所述的向锅炉给水传热产生中、高压蒸汽，还可以向其他需求热量的过程单元进行能质耦合，如将热量传递给炼油装置进加热炉前的物料、从减压塔减三线或塔底直接抽出物料作为中间介质，吸收裂解气热量后直接送入催化裂解、焦化等装置。
[0016]
步骤(b)中闪蒸分离的条件可以是常压闪蒸。
[0017]
进一步地，步骤(c)中，急冷油与裂解气的质量比为4-8：1，优选5-7：1。步骤(c)中，急冷油的喷淋流量范围一般为1500-3500t/h，急冷油的喷淋压力范围一般为5-10公斤(kg/cm2)。
[0018]
高压蒸汽压力范围30-40公斤(kg/cm2)，中压蒸汽压力范围10-30公斤(kg/cm2)。
[0019]
步骤(c)中气相去水洗塔处理，液相泵送至稀释蒸汽发生器产生稀释蒸汽均按常规方式进行，工艺条件与传统乙烯分离流程一致。
[0020]
步骤(c)中，与稀释蒸汽换热后的一部分液相直接返回急冷油塔，另外一部分液相与高温裂解气在第二急冷器中进行混合喷淋降温，再进入油洗塔构成循环。根据进裂解气进急冷油塔釜控制的温度以及裂解气的总流量确定第二个急冷器混合喷淋所需的中间介质液相流量，其余中间介质均直接返塔。
[0021]
中间介质循环需要增加补充线与外排线，以避免中间介质长期循环，裂解气中重质燃料油在中间介质中积累导致中间介质粘度持续升高。裂解重质燃料油质量约占裂解气质量的3％左右，中间介质循环量约为裂解气质量的2倍左右，在循环过程中保持一定比例的中间介质的采出与补充更新，可以控制中间介质循环油的粘度，该采出比例根据中间介质循环周期和粘度进行调整，约需中间介质循环量的3-10％左右。
[0022]
根据本发明的第二个方面，提供一种改进的裂解气高温热量利用装置，其包括：一级急冷器、分离罐、二级急冷器、中间介质循环泵、高压蒸汽发生器、急冷油塔、稀释蒸汽发生器和急冷油泵；
[0023]
一级急冷器的裂解气进口与裂解炉的出口连接，一级急冷器的出口连接分离罐的进口，分离罐的液相出口经中间介质循环泵连接高压蒸汽发生器的中间介质进口，高压蒸汽发生器的中间介质出口返回连接至一级急冷器的中间介质进口，高压蒸汽发生器的中间介质出口与一级急冷器的中间介质进口的连接管道上设置中间介质补给管道，中间介质循环泵连与高压蒸汽发生器的连接管道上设置中间介质外采管道，高压蒸汽发生器另外设有
锅炉水进口管道和高压蒸汽出口管道，
[0024]
分离罐的气相出口连接二级急冷器的裂解气进口，二级急冷器的出口连接急冷油塔的进口，急冷油塔的塔釜出口经由急冷油泵连接稀释蒸汽发生器，稀释蒸汽发生器的急冷油出口管道分为两个支管，一个支管连接二级急冷器的急冷油进口，另一个支管连接急冷油塔的进口，稀释蒸汽发生器另外设有工艺水进口管道和稀释蒸汽出口管道，急冷油塔的塔顶出口连接水洗塔进口。
[0025]
进一步地，急冷油塔上部设有用于冷却的柴油循环管路，柴油循环管路上设有换热器。
[0026]
进一步地，急冷油塔顶部设有用于冷却的汽油循环，其与现有急冷油塔中的汽油循环相同。
[0027]
本发明的优点：
[0028]
使用中间介质先于传统工艺的急冷油介质之前，对高温裂解气进行喷淋降温，回收裂解气热量，将裂解气高温热量转化为中间介质的高温热量，通过中间介质的的闭路循环将热量向外界输送。本发明避开了裂解气露点以下无法通过换热器取热的难题，使裂解气露点附近的高温热量可以分温度梯度被利用，而非直接降低至210℃被利用。本发明方案通过中间介质提前对裂解气进行喷淋降温，使裂解气中重油提前冷凝出来，并进入中间介质中，避免了将裂解气中粘度高、沸点高的稠环类重油带入急冷油中，从而降低了急冷油的粘度，一定程度上缓解了急冷油长期运行过程中粘度高的问题。中间介质的选择需要使用馏程范围为250℃-500℃之间。
[0029]
本发明所述方案可以降低急冷油粘度，从一定程度上解决乙烯装置常见的急冷油粘度高的问题。急冷油中的高沸点馏分的组成主要为难以裂解的稠环多环芳烃(如萘类、茚类和苊类等)，沸点温度在500℃以上的组分占50％左右。这些不饱和烃类化合物在高温下会发生缩聚反应，生成大分子化合物，引起急油粘度增大。使用专利中所述的减三线油，在喷淋冷却裂解气的过程中，裂解气中的重质燃料油组分会冷凝进入减三线油中，从一定程度上解决油洗塔塔釜急冷油循环过程中粘度大的问题。
附图说明
[0030]
图1是本发明的一种改进的裂解气高温热量利用装置示意图。
具体实施方式
[0031]
下面结合附图对本发明的技术方案作进一步的说明，但并不局限于此，凡是对本发明技术方案进行修改或者等同替换，而不脱离本发明技术方案的范围，均应涵盖在本发明的保护范围中。
[0032]
如图1所示，本发明公开一种改进的裂解气高温热量利用装置，其包括：一级急冷器2，分离罐3、二级急冷器4、中间介质循环泵6、高压蒸汽发生器7、急冷油塔5、稀释蒸汽发生器8和急冷油泵9；
[0033]
一级急冷器2的裂解气进口与裂解炉1的出口连接，一级急冷器2的出口连接分离罐3的进口，分离罐3的液相出口经中间介质循环泵6连接高压蒸汽发生器7的中间介质进口，高压蒸汽发生器7的中间介质出口返回连接至一级急冷器2的中间介质进口，高压蒸汽
发生器7的中间介质出口与一级急冷器2的中间介质进口的连接管道上设置中间介质补给管道，中间介质循环泵6连与高压蒸汽发生器7的连接管道上设置中间介质外采管道，高压蒸汽发生器7另外设有锅炉水进口管道和高压蒸汽出口管道，
[0034]
分离罐3的气相出口连接二级急冷器4的裂解气进口，二级急冷器4的出口连接急冷油塔5的进口，急冷油塔5的塔釜出口经由急冷油泵9连接稀释蒸汽发生器8，稀释蒸汽发生器8的急冷油出口管道分为两个支管，一个支管连接二级急冷器4的急冷油进口，另一个支管连接急冷油塔5的进口，稀释蒸汽发生器8另外设有工艺水进口管道和稀释蒸汽出口管道，急冷油塔5的塔顶出口连接水洗塔进口。
[0035]
急冷油塔上部设有柴油循环管路，柴油循环管路上设有换热器10。
[0036]
对比例1
[0037]
国内某100万吨/年乙烯装置有8台裂解炉，三种裂解原料，使用加氢尾油，石脑油，和乙烷作为裂解原料。原流程为8台裂解炉出口裂解气经一级急冷换热器中冷却后温度为450℃-490℃之间，裂解气总量为395t/h，使用急冷单元来的185℃急冷油直接在急冷器中喷淋冷却裂解气，使裂解气温度降低至220℃进入急冷油塔。喷淋后急冷油温度升高至220℃，进入稀释蒸汽发生器加热工艺水产生稀释蒸汽。
[0038]
实施例1
[0039]
根据本发明对对比例1所述方案进行改造，高温裂解气(裂解气总量为395t/h，温度一般440℃)在一级急冷器里与来自减压塔的减三线油(其馏程范围为355℃
→
510℃)通过直接接触冷却到300℃，经过分离罐闪蒸，液相进入高压蒸汽发生器(换热器)去副产高压蒸汽，气相进入二级急冷器与急冷油塔塔底来的急冷油直接接触喷淋冷却，冷却到205℃进入急冷油塔进行分离。该方案需要减三线油循环量约1050t/h(喷淋的压力0.9mpa)，循环油与裂解气混合后将裂解气冷却到约300℃，此部分高温油去高压蒸汽发生器(换热器)产高压蒸汽，冷却到260℃再次进入循环，此过程给出300℃-260℃高温余热约30000kw，副产高压蒸汽约61t/h。该过程的减三线油的采出和补给情况是3-6wt％。
[0040]
裂解气与减三线油循环在一级急冷器冷却后，后续冷却分离系统与原工艺一致。使用急冷油塔急冷油(温度约170～190℃)与裂解气在二级急冷器喷淋冷却(急冷油塔急冷油与裂解气的用量比约6左右，急冷油喷淋压力0.9mpa)，以210℃左右进入急冷油塔，气相向急冷油塔上部，经过塔中部柴油循环以及顶部汽油循环的冷却，温度降低至105℃左右进入水洗塔，液相在急冷油塔塔釜，经过急冷油泵加压，在稀释蒸汽发生器换热后温度降低至170℃左右，一部分液相直接返回急冷油塔，另外一部分液相与高温裂解气在二级急冷器中进行混合喷淋降温，再进入急冷油塔构成循环。前一部分液相与后一部分液相的体积比或质量比为1:1左右在急冷油塔中继续冷却取热。急冷油塔底部急冷油循环取热用来产生稀释蒸汽，中部柴油循环取热供给装置的其他工艺物流使用，塔顶冷却到105℃左右进入水洗塔，水洗塔中的处理按照现有方式进行。
[0041]
专利方案改造后出急冷油塔的裂解气与原工艺流程中裂解气组成保持高度一致，通过油洗塔塔顶去水洗塔的裂解气温度，流量，组成，压力均改变很小，对后续的分离系统几乎没有影响，详细对比数据见表1。
[0042]
表1实施例1与对比例1对后续系统的影响对比
[0043]
项目实施例1对比例1温度℃103.296102.088压力kpa131.325131.325质量流量kmol/h
ꢀꢀ
h22.6272.624co0.0620.062co20.0270.027h2s0.0100.010ch432.21432.184c2h21.2131.212c2h479.81079.763c2h615.38115.382c3h41.4441.444c3h639.35339.329c3h81.4621.462c4h613.96913.975c4h811.63611.635c4h100.5960.596c5h1213.21613.220c6h145.3335.332c7h162.8362.830c8h180.9160.914c6h614.10614.092c7h88.2438.224c8h108.9738.895c8h85.7595.720water160.970160.453
[0044]
专利所述流程(实施例1)与原流程(对比例1)对急冷油塔的对比可以看出，原流程可以副产稀释蒸汽52mw，向外界提供160℃等级余热20mw，本发明方案副产稀释蒸汽12mw，向外界提供160℃等级余热28mw，副产高压蒸汽30mw，原流程未产生高压蒸汽。由于稀释蒸汽温度压力等级都低于高压蒸汽，专利方案相当于把原流程中用于产稀释蒸汽的热量用来副产高压蒸汽，160℃余热在乙烯装置中基本都取代低压蒸汽给工艺物流换热，可通过低压蒸汽核算其价值，根据企业提供数据，高压蒸汽约194元/吨，中压蒸汽174元/吨，低压蒸汽价格102元/吨，原流程产生蒸汽效益：s1＝25*102 90*135＝14700元/小时，新流程产生蒸汽效益：s2＝36*102 21*135 61*194＝18341元/小时，新流程显著提高了高温余热的价值。采用新的工艺流程每小时可增加效益3641元，按每年开工8400小时计算，每年增加收益3058.4万元。