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1、气体分馏是指对液化石油气即碳三、碳四的进一步分离。这些烃类在常温常压下均为气体，但在一定压力下成为液态，利用其不同沸点进行精馏加以分离。由于彼此之间沸点差别不大，分馏精度要求很高，要用几个多层塔板的精馏塔。塔板数越多塔体就越高，所以炼油厂的气体分馏装置都有数个高而细的塔。气体分馏装置要根据需要分离出哪几种产品以及要求的纯度来设定装置的工艺流程，一般多采用五塔流程。液化石油气先进入脱丙烷塔，塔顶分出的C2和C3（丙烯）进入脱乙烷塔，塔顶分出乙烷，塔底物料进入脱丙烯塔；塔顶分出丙烯，塔底为丙烷馏分；脱丙烷塔底物料进入脱轻碳四塔，塔顶分出轻碳四馏分（主要是异丁烷、异丁烯、l-丁烯组分），塔底物料进入
2、脱戊烷塔，塔底分出戊烷，塔顶则为重碳四馏分（主要为2-丁烯和正丁烷）。上述五个塔底均有重沸器供给热量，操作温度不高，一般在55110，操作压力前三个塔应为2兆帕以上，后两塔0.50.7兆帕；可得到五种馏分：丙烯馏分（纯度可达到99.5）、丙烷馏分、轻碳四馏分、重碳四馏分、戊烷馏分。气体分馏 干气一般作为燃料无需分离，当液化气用作烷基化、叠合或石油化工原料时，则应进行分离，从中得到适宜的单体烃或馏分。 一、气体分馏的基本原理 炼厂液化气中的主要成分是C3、C4的烷烃和烯烃，即丙烷、丙烯、丁烷、丁烯等，这些烃的沸点很低，如丙烷的沸点是42.07，丁烷为0.5，异丁烯为6.9，在常温常压下均为气体，
3、但在一定的压力下(2.0MPa以上)可呈液态。由于它们的沸点不同，可利用精馏的力法将其进行分离”所以气体分馏是在几个精馏塔中进行的。由于各个气体烃之间的沸点差别很小，如丙烯的沸点为47.7比丙烷低4.6，所以要将它们单独分出，就必须采用塔板数很多(一般几十、甚至上百)、分馏精确度较高的精馏塔。 二、气体分馏的工艺流程 气体分馏装置中的精馏塔一般为三个或四个，少数为五个，实际中可根据生产需要确定精馏塔的个数。一般地，如要将气体分离为n个单体烃或馏分，则需要精馏塔的个数为n-1。现以五塔为例来说明气体分馏的工艺流程(图1)。attachment=12670 (1)经脱硫后的液化气用泵打人脱丙烷塔，
4、在一定的压力下分离成乙烷丙烷和丁烷戊烷两个馏分。 (2)自脱丙烷塔顶引出的乙烷丙烷馏分经冷凝冷却后，部分作为脱丙烷塔顶的冷回流，其余进入脱乙烷塔，在一定的压力下进行分离塔顶分出乙烷馏分，塔底为丙烷丙烯馏分。 (3)将丙烷丙烯馏分送入脱丙烯塔，在压力下进行分离，塔顶分出丙烯馏分塔底为丙烷。 (4)从脱丙烷塔底出来的丁烷戊烷馏分进入脱异丁烷塔进行分离，塔顶分出轻C4馏分其主要成分是异丁烷、异丁烯、l丁烯等；塔底为脱异丁烷馏分。 (5)脱异丁烷馏分在脱戊烷塔中进行分离，塔顶为重C4馏分，主要为2丁烯和正丁塔底为戊烷馏分。 以上流程中，每个精馏塔底都有重沸器供给热量，塔顶有冷回流，所以都是完整的精馏塔
5、，分馏塔板一舶均采用浮阀塔板。操作温度均不高，一般在55110范围内；操作压力视塔不同而异，确定的原则是使各个烃在一定的温度下能呈液态。一般地，脱丙烷塔、脱乙烷塔和脱丙烯塔的压力为2.0-2.2MPa，脱丁烷塔和脱戊烷塔的压力0.5-0.7MPa。 液化气经气体分榴装置分出的各个单体烃或馏分，可根据实际需要作不同加工过程的原料，如丙烯可以生产聚合级丙烯或作为叠合装置原料等；轻C4馏分可先作为甲基叔丁基醚装置的原料，然后再与重C4馏分一起作为烷基化装置原料；戊烷馏分可掺入车用汽油等。气体分馏是指对液化石油气即碳三、碳四的进一步分离。脱硫、脱硫醇后的液态烃进入脱丙烷塔。碳二、碳三馏分从塔顶馏出，冷
6、凝液一部分送至脱丙烷塔顶作为回流，另一部分送至脱乙烷塔作为进料；脱丙烷塔塔底物料碳四碳五馏分经碳四碳五冷却器冷却后送出装置。脱乙烷塔塔顶碳二、碳三气体经脱乙烷塔冷凝器部分冷凝后，进入脱乙烷塔回流罐。不凝气自脱乙烷塔回流罐顶部经压控阀送至燃料气管网。冷凝液用脱乙烷塔回流泵送至塔顶作为回流。塔底物料自压进入精丙烯塔作为该塔进料。精丙烯塔顶部气体经冷凝器冷凝后，一部分送回精丙烯塔顶作为回流；另一部分经精丙烯冷却器冷却后送出装置。精丙烯塔底部丙烷馏分经丙烷冷却器冷却后，送出装置。气体分馏装置和催化装置联合优化一、气体分馏装置现状及项目意义长期以来催化裂化和气体分馏大多作为两套装置，分别进行生产操作，其
7、结果，造成资源无法共用，生产过程割裂，目的产品损失较大，能耗高等弊病。例如催化裂化装置需将一定量的非烃气体和轻组分由干气排出，而干气只能作为燃料气使用，造成丙烯损失；气体分馏装置也需将一定量的轻组分由脱乙烷塔塔顶排出，而该塔顶气体也只能作为燃料气使用，又造成丙烯损失。类似的过程如能统一进行处理，物料损失当可大大减少。就气分装置目前生产所提供的数据看,主要存在如下问题:1）若原料中的乙烷浓度为1.897（按厂方数据），则按脱乙烷塔的操作条件（塔顶温度为49），从该塔塔顶损失的丙烯将超过500kg/h左右，显然丙烯损失是相当严重的。由于原料中乙烷浓度较高，这一丙烯损失是无法避免的。2）各有关塔的操
8、作条件如温度、采出量及有关工艺指标等需要进行优化。如丙烯塔釜液中含有浓度较高的C4组分（5.5），显然这是不合理的，需通过优化予以解决。各塔的进料位置、回流比和工艺指标是否恰当，均需进行计算，以达到最优操作条件。这样可降低能耗，提高分离能力。因而，目前的气体分馏装置，应当进行流程模拟和优化，确定并解决存在问题，以取得更好的经济效益。 兹以某10万吨气体分馏装置为例，分析其丙烯损失，并提出降低损失的方案，以供借鉴。 通常气分装置由脱丙烷塔、脱乙烷塔和丙烯精馏塔所组成。其主要目的是生产纯度为99.6的聚合级丙烯。大多数气分装置丙烯回收率为90左右，操作较好的也仅在95上下。丙烯损失主要在丙烯塔塔釜
9、和脱乙烷塔塔顶气相出料。如果丙烯塔塔釜丙烷浓度控制在9799，则该塔塔釜损失的丙烯就很小，脱乙烷塔塔顶变成主要丙烯损失之处。该气体分馏装置原料中乙烷浓度为0.6，根据模拟计算其丙烯损失如表1所示：表1 某10万吨气分装置各塔丙烯损失塔脱丙烷塔脱乙烷塔丙烯塔工艺指标塔顶C4，塔釜C3均0.1%塔釜乙烷0.1%。精丙烯99.6%，塔釜丙烷97%。丙烯损失（kg/hr）522935丙烯损失百分比（%）1.8585.1413.01丙烯进料量（kg/hr）5166丙烯回收率（）94.8表1数据是在设备和操作情况较好的条件下的丙烯损失，此时丙烯塔塔釜的丙烯浓度为3。可以看出，从脱乙烷塔损失的丙烯每小时达2
10、29公斤，损失率为85.14，占了气分装置丙烯损失的绝大部分，表中数据仅是设计数据，由于原料的波动、实际生产过程的变化，丙烯的损失往往还要大于设计数据。该塔塔顶的气相或是送往燃料气管网，或是送往液化气贮槽。按照目前较好的操作情况，丙烯回收率也只有94.8。毫无疑问，气分装置再进一步提高丙烯的回收率的关键在于取消脱乙烷塔塔顶气相排放。由于气体分馏装置的原料主要是来自催化装置的液化气，因而通过催化和气体分馏两套装置的联合优化将可以实现资源共享，取消气体分馏装置脱乙烷塔，提高丙烯回收率的效果，从而获取较大的经济效益。二、项目技术关键通过催化裂化和气体分馏两套装置的联合模拟和优化，确定适宜的工艺条件，
11、达到取消脱乙烷塔的目的。1. 取消脱乙烷塔的关键气分装置原料液化气中的乙烷浓度一般为0.52%，为保证丙烯精馏塔能够生产出聚合级的丙烯，必须将乙烷的浓度进一步降低，因而气分装置脱乙烷塔是必不可少的。通过脱乙烷塔脱除原料中的少量乙烷等轻组份，但与此同时大量的丙烯也随之从塔顶逸出，造成丙烯损失。取消脱乙烷塔的关键是进入气分原料中的乙烷含量必须足够的低，以满足生产99.6丙烯的要求。气分原料液化气来自催化装置的吸收稳定系统，如果能在催化装置就将乙烷浓度控制的足够低，就有可能将气分装置的脱乙烷塔取消。吸收稳定系统本身就需要将乙烷等轻组分作为干气脱除，因而没有必要在催化装置脱除一次轻组分，在气分装置又再
12、脱除一次轻组分。这是由于以往装置彼此隔离、各自为政造成的不合理现象。为了取消气分装置的脱乙烷塔，就必须将这两套装置联合进行设计和优化，确定各套装置合理的，满足经济效益最大的工艺操作条件。2. 预期所需进行的工作对吸收稳定系统进行模拟和优化，求出满足气分装置取消脱乙烷塔，液化气应达到的C2浓度，以及满足干气中C3浓度合格的各有关最佳工艺条件。在这些工艺条件下，吸收稳定系统设备无需改动或者改动最小。目前国内大多数吸收稳定系统均存在工艺参数未能达到最佳匹配的问题，造成产品收率低，能耗大的缺点，通过系统模拟和优化，可以匹配出最佳工艺条件，使收率提高，能耗下降。对气分装置进行模拟和优化，求出取消脱乙烷塔
13、后的最佳工艺条件。三、预期优化后经济效益（一）、实例效益对比广石化的气体分馏和催化装置进行详细的流程模拟计算，生产状况15万吨气体分馏装置取消脱乙烷塔后的经济效益分进行分析，供相关部门参考：1. 丙烯回收率增加的效益脱乙烷塔顶气相大多送往液化气储罐或燃料气管网，送液化气储罐的目的是将气相中的丙烯作为液化气回收，而获取较好的经济效益。但实际上，脱乙烷塔的压力为2Mpa左右，在该压力下塔顶气相中的丙烯仍未能液化（由于存在乙烷等轻组分）。若该气体送往液化气罐，可以预计由于减压的效应，丙烯不但不会液化，而且由于气相中乙烷的不断进入和存在，将引起液化气罐的压力升高，而迫使将罐内气相向燃料气管网排放，这反
14、而会引起更多的丙烯损失。故取消脱乙烷塔后增产丙烯的实际经济效益应以丙烯和燃料气的差价计算。按表1数据，取消脱乙烷塔后，丙烯损失可减少229kg/hr，若年操作时数8000hr，则每年可增加丙烯产量1832吨。暂设精丙烯和燃料气差价为2000元/吨，则增加的丙烯回收部分年经济效益为366.4万元。2. 节省脱乙烷塔的操作、维修费用根据模拟计算，原脱乙烷塔的冷凝器和再沸器的热负荷分别为0.485Mkcal/h和0.566Mkcal/h。若按循环水和蒸汽进行计价，水价设为0.5元/吨，蒸汽价设为90元/吨，则水费和蒸汽费分别为24.4万元/年和86.4万元/年。合计110.8万元/年。3. 脱乙烷塔
15、的设备维修费用节省暂不计。故取消脱乙烷塔后，共计可增加效益477.2万元/年，气分装置的丙烯回收率将可提高到98以上。该效益是按气分装置操作较好的情况算出的，若生产状况较表1所列数据要差，则经济效益必将会更大。据目前对克石化气分装置的估算，其丙烯损失要较表1数据大许多，因而改造后的效益也将更为显著。（二）、优化后的效益预测. 预期直接效益根据已完成单位提供的数据进行初步的模拟分析，将在如下几方面获取效益：（1）、取消脱乙烷塔后，丙烯损失降低，回收率将可提高到98以上，若按上述参考案例多回收丙烯的效益为366万元。脱乙烷塔的丙烯损失初步估算达500kg/h以上，其效益肯定还要大；（2）、取消脱乙烷塔后，按上述案例取值，节省操作费用110万元；（3）、催化装置吸收稳定系统优化，预计年经济效益不低于80万元；（4）、上述各项合计年经济效益将不低于556万元此外，通过该联合优化项目，用软件建立该公司的催化裂化和气分流程模型，为后期装置的进一步标定，定期装置数据检测，软件使用人员的培训和提高科学管理水平奠定了基础。. 预期设备改造费用若催化装置解吸塔塔釜再沸器余量在以上，
