專利名稱：一種液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離工藝及其裝置的制作方法
技術領域：
本發明屬于氣體分離エ藝領域，具體涉及ー種液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離エ藝及其裝置。
背景技術：
芳烴中的苯、甲苯和ニ甲苯(BTX)廣泛用于合成纖維、樹脂、橡膠以及各種精細化學品。根據 World Petrochemicals SRI Consulting 統 計，在 2005 — 2010 年間，全球苯、甲苯和ニ甲苯的平均需求增長率分別達到4. 4%、3 4%和5. 4%，而同期中國對苯、甲苯和ニ甲苯的需求增長率高達16%、8. 2%和19. 1%。近年來，由于芳烴下游產品發展迅速，國內外市場對于芳烴的需求持續增長，我國已經是三苯的凈進ロ國。BTX主要來源于鉬重整エ藝和蒸汽裂解制こ烯エ藝。鉬重整エ藝采用貴金屬Pt系催化劑，以石腦油(直餾汽油)為原料，通過脫氫等反應過程生產芳烴。蒸汽裂解制こ烯エ藝中副產的裂解汽油經過加氫后可用于抽提芳烴。由于我國高芳烴的石腦油資源少，因此在我國用鉬重整エ藝提供BTX受到很大限制。因此，在我國積極開拓芳烴的增產新途徑對于支撐國民經濟持續發展具有重大意義。以來源豐富的液化石油氣為原料，通過芳構化生產用途廣泛且附加值較高的化工原料一三苯，可以滿足國內市場的需求，創造明顯的經濟效益。芳構化尾氣的主要成分有氫氣、甲烷、こ烷、こ烯、丙烷、丁烷、丁烯、戊烷、戊烷以上烷烴、苯、甲烷等。從芳構化尾氣中回收C5+ (含5個以上碳原子的烴)、LPG (液化氣)產品(碳三、碳四組分)和干氣(碳ニ以下組分，包括氫氣、甲烷及碳ニ組分)可實現資源的充分利用，減少對環境的污染，同時創造可觀的經濟效益。目前，現有技術的芳構化尾氣的氣體分離エ藝，并不成熟，存在分離效率低、能源利用率低、設備復雜、成本高等缺點，因此亟待開發ー種新的芳構化尾氣的氣體分離エ藝，以對各氣體充分回收利用。
發明內容
為了解決上述技術問題，本發明提供了ー種液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離エ藝，包括如下步驟
1)脫硫液化石油氣芳構化尾氣進入精脫硫裝置，150°C以上溫度下脫硫后，氣體通過冷卻器冷卻(至3(T50°C);
2)含5個以上碳原子的烴的分離步驟I)冷卻后的氣體經壓縮機加壓至2 3MPa后，通入混烴精餾塔，混烴精餾塔的塔底再沸器溫度為200°C以上，混烴精餾塔的塔頂冷凝器的溫度為3(T60°C，精餾后，混烴精餾塔底得到含5個以上碳原子的烴排出，收集，其余成分從混烴精餾塔的塔頂排出；
3)液化氣和干氣的分離步驟2)中從混烴精餾塔的塔頂排出的氣體經干燥裝置干燥后，經第一換熱器冷卻至一 40 一 60で，然后進入液化氣精餾塔，液化氣精餾塔的塔底再沸器溫度為7(T90°C，液化氣精餾塔的塔頂冷凝器的溫度為ー 50 一 75°C，精餾后，液化氣精餾塔底得到液化氣排出，收集，液化氣精餾塔的塔頂排出干氣。
優選地，步驟I)中上述液化石油氣芳構化尾氣經第二換熱器加熱后進入精脫硫裝置，該第二換熱器的熱交換介質為步驟2)中混烴精餾塔底排出的含5個以上碳原子的烴。優選地，步驟I)中液化石油氣芳構化尾氣進入精脫硫裝置，150°C以上溫度下脫硫后，通入液化氣精餾塔的塔底再沸器為液化氣精餾塔提供再沸熱量，同時自身也得到冷卻，然后再通過冷卻器冷卻。優選地，步驟3)中上述第一換熱器為板翅式換熱器，包括多股熱流體通道和多股冷流體通道，干燥裝置干燥后的氣體通過第一換熱器的第一熱流體通道降溫至一 40 一600C ;該第一換熱器的冷量主要來自混合冷劑制冷循環混合冷劑經冷劑壓縮機壓縮至I. 2MPag飛.OMPag，并冷卻后(至常溫)，過第一換熱器的第二熱流體通道，溫度降低變成液態，經節流閥節流減壓，溫度降低至一 60°C ー 120°C，同時成為氣液兩相；節流減壓后的混合冷劑先進入液化氣精餾塔的塔頂冷凝器作為冷介質對液化氣精餾塔塔頂出氣進行制冷后，再返回該第一換熱器的第一冷流體通道復熱，并為熱流體提供冷量；混合冷劑出該第一換熱器后成為低壓氣態流體，返回冷劑壓縮機入ロ，如此循環， 其中，上述混合冷劑為甲烷、こ烷或こ烯、丙烷或丙烯、丁烷和戊烷中的兩種以上組分混合組成。優選地，步驟3)中液化氣精餾塔的塔頂排出的干氣通過上述第一換熱器的第二冷流體通道，與第一換熱器的多股熱流體進行熱交換，回收冷量，復溫至常溫(至3(T50°C )后排出；或者，復溫至一 5(T0°C后進入膨脹機的膨脹端膨脹制冷，然后再返回上述第一換熱器的第三冷流體通道提供冷量，出上述換熱器后，進入膨脹機增壓端增壓后排出。本發明還提供ー種液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離裝置，包括
液化石油氣芳構化尾氣供應裝置；
精脫硫裝置，其入口通過管線與上述液化石油氣芳構化尾氣供應裝置連接；
壓縮機，通過設有冷卻器的管線與上述精脫硫裝置的出ロ連接；
混烴精餾塔，其入口通過管線與上述壓縮機連接，上述混烴精餾塔的塔頂設有塔頂冷凝器，塔底設有塔底再沸器；
干燥裝置，其入口通過管線與上述混烴精餾塔的塔頂出ロ連接；
第一換熱器，其包括多股熱流體通道和多股冷流體通道，其中第一熱流體通道入口通過管線與上述干燥裝置出ロ連接；
液化氣精餾塔，其入口通過管線與上述第一換熱器的第一熱流體通道出口連接，上述液化氣精餾塔的塔頂設有塔頂冷凝器，塔底設有塔底再沸器。優選地，上述的液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離裝置還包括第二換熱器，其包括氣體通道和熱交換介質通道，設于上述液化石油氣芳構化尾氣供應裝置與上述精脫硫裝置入口之間的管線上，其中，第二換熱器的氣體通道入口通過管線與上述液化石油氣芳構化尾氣供應裝置連接，第二換熱器的氣體通道出口通過管線與上述精脫硫裝置的入口連接；第二換熱器的熱交換介質通道入口通過管線與上述混烴精餾塔的塔底出ロ連接。優選地，上述精脫硫裝置的出口、上述液化氣精餾塔的塔底再沸器、上述冷卻器和上述壓縮機通過管線依序連接。優選地，上述的液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離裝置還包括冷劑壓縮機，冷劑壓縮機的出口、上述第一換熱器的第二熱流體通道、節流閥和液化氣精餾塔塔頂冷凝器的冷劑入口通過管線依序連通；液化氣精餾塔塔頂冷凝器的冷劑出口、上述第一換熱器的第一冷流體通道和冷劑壓縮機的入口通過管線依序連通。優選地，上述液化氣精餾塔的塔頂出口通過管線與上述第一換熱器的第二冷流體通道連通。優選地，上述的液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離裝置，還包括膨脹機，上述液化氣精餾塔的塔頂出口、上述第一換熱器的第二冷流體通道、上述膨脹機的膨脹端、上述第一換熱器的第三冷流體通道和上述膨脹機的的增壓端通過管 線依序連通。采用本發明的エ藝和裝置，可以實現用較低的能耗和投資，獲得更大的產品提取率和純度。產品質量標準可達到
1)干氣產品中碳三以上組分小于O.2% (質量分數)；
2)液化氣(碳三、碳四組分)LPG產品中碳ニ以下組分小于O.1% (質量分數)，碳五以上組分小于O. 3% (質量分數)；
3)C5+產品中碳四以下組分小于O. 2% (質量分數)。
圖I是本發明實施例I的裝置示意圖。圖2是本發明實施例2的裝置示意圖。I、液化石油氣芳構化尾氣供應裝置；2、第二換熱器；3、精脫硫裝置；4、冷卻器；5、壓縮機；6、混烴精餾塔；601塔頂冷凝器；602、塔底再沸器；7、干燥裝置；8、第一換熱器；9、冷劑壓縮機；10節流閥；11、液化氣精餾塔；1101、塔頂冷凝器；1102、塔底再沸器；12、膨脹機；1201、膨脹端；1202、增壓端。
具體實施例方式下面結合附圖和具體實施例對本發明作進ー步說明，以使本領域的技術人員可以更好的理解本發明并能予以實施，但所舉實施例不作為對本發明的限定。如圖I所示，本發明的液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離裝置，包括
液化石油氣芳構化尾氣供應裝置I;
精脫硫裝置3，其入口通過管線與液化石油氣芳構化尾氣供應裝置I連接；
壓縮機5，通過設有冷卻器4的管線與精脫硫裝置3的出ロ連接；
混烴精餾塔6，其入口通過管線與壓縮機5連接，混烴精餾塔6的塔頂設有塔頂冷凝器601，塔底設有塔底再沸器602 ；
干燥裝置7，其入口通過管線與混烴精餾塔6的塔頂出ロ連接；
第一換熱器8 (優選為板翅式換熱器)，其包括多股熱流體通道和多股冷流體通道，其中第一熱流體通道通過管線與干燥裝置7出ロ連通；
液化氣精餾塔11，其入口通過管線與第一換熱器8的第一熱流體通道出口連接，液化氣精餾塔11的塔頂設有塔頂冷凝器1101，塔底設有塔底再沸器1102。為使混烴精餾塔6塔底得到的C5+產品(分子式含5個以上碳原子的烴)的熱量得到充分利用，本發明的液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離裝置還包括第二換熱器2。該第二換熱器2包括氣體通道和熱交換介質通道(當第二換熱器2為板殼式換熱器吋，二通道分別指殼程和板程；當第二換熱器2為管殼式換熱器時，二通道分別指殼程和管程)。該第二換熱器2設于液化石油氣芳構化尾氣供應裝置I與精脫硫裝置2之間的管線上，即，第二換熱器2的氣體通道入口通過管線與液化石油氣芳構化尾氣供應裝置I連接，第二換熱器2的氣體通道出ロ通過管線與精脫硫裝置3的入口連接；第二換熱器2的熱交換介質通道入口通過管線與混烴精餾塔6的塔底出ロ連接。為使精脫硫裝置3出ロ氣體的熱量得到充分利用，精脫硫裝置3的出ロ、液化氣精餾塔的塔底再沸器1102、冷卻器4和壓縮機5通過管線依序連接，使得精脫硫裝置3出口的氣體通過液化氣精餾塔11的塔底再沸器1102，給塔底再沸器1102提供熱量后，再通過冷卻器4，然后進入壓縮機5。本發明的液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離裝置中，第一換熱器8的冷源裝置為循環制冷。本發明的氣體分離裝置還包括冷劑壓縮機9，冷劑壓縮機9的出口、第一換熱器8的第二熱流體通道、節流閥10和液化氣精餾塔11塔頂冷凝器1101的冷劑入口通過管線 依序連通；液化氣精餾塔11塔頂冷凝器1101的冷劑出口、第一換熱器8的第一冷流體通道 和冷劑壓縮機9的入口通過管線依序連通。為給從液化氣精餾塔11塔頂出來的干氣復溫，液化氣精餾塔11的塔頂出ロ通過管線與第一換熱器8的第二冷流體通道連通。復溫后的干氣可用于干燥裝置7的再生，液化氣精餾塔11的塔頂出口、第一換熱器8的第二冷流體通道和干燥裝置7的再生氣入口通過管線依序連通(圖中未示出)。如圖2所示，在本發明的另ー實施例中，液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離裝置還包括膨脹機12，液化氣精餾塔11的塔頂出口、第一換熱器8的第二冷流體通道、膨脹機12的膨脹端1201、第一換熱器8的第三冷流體通道和膨脹機的增壓端1202通過管線依序連通。復溫后的干氣可用于干燥裝置的再生，因此優選地，液化氣精餾塔的塔頂出口、第一換熱器的第二冷流體通道、膨脹機的膨脹端、第一換熱器的第三冷流體通道、膨脹機的的增壓端和干燥裝置的再生氣入口通過管線依序連通(圖中未示出)。結合圖1，本發明的液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離エ藝，包括如下步驟
O脫硫液化石油氣芳構化尾氣進入精脫硫裝置3，150°C以上溫度下脫硫后，氣體通過冷卻器4冷卻至30°C 50°C ；
2)含5個以上碳原子的烴的分離步驟I)冷卻后氣體經壓縮機5加壓至2 3MPa后，通入混烴精餾塔6，所述混烴精餾塔6的塔底再沸器602溫度為200°C以上，混烴精餾塔6的塔頂冷凝器601的溫度為3(T60°C，精餾后，混烴精餾塔底6得到含5個以上碳原子的烴排出，收集，其余成分從混烴精餾塔6的塔頂排出；
3)液化氣和干氣的分離步驟2)中從混烴精餾塔6的塔頂排出的氣體經干燥裝置7干燥后，經第一換熱器8冷卻至一 40 一 60°C，然后進入液化氣精餾塔11，液化氣精餾塔11的塔底再沸器1102溫度設為7(T90°C，液化氣精餾塔11的塔頂冷凝器1101的溫度設為ー5(Γ — 75で，精餾后，液化氣精餾塔底得到液化氣排出，收集，液化氣精餾塔11的塔頂排出干氣。步驟I)中所述液化石油氣芳構化尾氣經第二換熱器2加熱后進入精脫硫裝置3，由于混烴精餾塔6塔底排出的含5個以上碳原子的烴的溫度很高，為充分利用其熱量，第二換熱器2的熱交換介質為步驟2)中混烴精餾塔6塔底排出的含5個以上碳原子的烴。
為充分利用精脫硫裝置3出ロ氣體的熱量，步驟I)中液化石油氣芳構化尾氣進入精脫硫裝置3，150°C以上溫度下脫硫后，通入液化氣精餾塔11的塔底再沸器1102，為液化氣精餾塔11提供再沸熱量，同時自身也得到冷卻，然后再通過冷卻器4冷卻。步驟3)中所述第一換熱器8 (可為板翅式換熱器)，包括多股熱流體通道和多股冷流體通道，干燥裝置7干燥后的氣體通過第一換熱器8的第一熱流體通道降溫至一 40 一60°C，該第一換熱器8的冷量主要來自混合冷劑制冷循環混合冷劑經冷劑壓縮機9壓縮至I. 2MPag飛.OMPag,并通過冷劑壓縮機9本身的冷卻器冷卻至常溫后，通過第一換熱器8的第二熱流體通道，溫度降低變成液態，經節流閥10節流減壓，溫度降低至一 60°C 一120°C，同時成為氣液兩相；節流減壓后的混合冷劑先進入液化氣精餾塔11的塔頂冷凝器1101作為冷介質對液化氣精餾塔11塔頂出氣進行制冷后，再返回該第一換熱器8的第一冷 流體通道復熱，并為熱流體(即，通過熱流體通道的流體)提供冷量；混合冷劑出該第一換熱器后成為低壓氣態流體，返回冷劑壓縮機9入口，如此循環，
其中，所述混合冷劑為甲烷、こ烷或こ烯、丙烷或丙烯、丁烷和戊烷中的兩種以上組分混合組成。步驟3)中液化氣精餾塔11的塔頂排出的干氣通過所述第一換熱器8的第二冷流體通道，與第一換熱器8的多股熱流體通道中的熱流體進行熱交換，回收冷量，復溫至室溫。復溫至室溫的干氣可通入干燥裝置7，以脫除干燥裝置中吸附的水分等，對干燥裝置7進行再生后，再排出，收集干氣。作為另ー技術方案，步驟3)中液化氣精餾塔11的塔頂排出的干氣通過所述第一換熱器8的第二冷流體通道，與第一換熱器8的多股熱流體進行熱交換，回收冷量，復溫至一 5(T0°C，復溫至一 5(T0°C的干氣進入膨脹機12的膨脹端1201膨脹制冷，然后再返回第一換熱器的第三冷流體通道提供冷量，出第一換熱器后，進入膨脹機增壓端1202增壓。增壓后的干氣通入干燥裝置7，以脫除干燥裝置中吸附的水分等，對干燥裝置7進行再生后，排出，收集干氣。為進一歩對本發明進行說明，以下列舉兩個優選實施例以對本發明進行說明。實施例I
如圖I所示，液化石油氣芳構化尾氣進入界區后先通過第一換熱器2與混烴精餾塔6塔底再沸器601出來C5+產品(含5個以上碳原子的烴)換熱，溫度升高后進入精脫硫裝置3，精脫硫裝置的溫度設為150°C以上，脫硫的氣體后通過液化氣(LPG)精餾塔11的塔底再沸器1101與其換熱后，通過冷卻器4 (水冷器或風冷器)冷卻后進入壓縮機5，經壓縮加壓至2 3MPa后進入混烴精餾塔6，混烴精餾塔6塔底再沸器602溫度設為200°C以上，塔頂冷凝器601溫度設為3(T60°C，精餾后，混烴精餾塔6塔底得到C5+產品，經與液化石油氣芳構化尾氣換熱后送至界外。混烴精餾塔6塔頂排出的氣體以碳4以下組分和氫氣為主，經干燥裝置7后進入第二換熱器8 (板翅式換熱器)的第一熱流體通道，冷卻到一 45°C時進入液化氣精餾塔11。液化氣精餾塔11塔底再沸器1102溫度設為7(T90°C，塔頂冷凝器1101溫度設為ー 50 一 75°C，精餾后塔底得到液化氣。液化氣精餾塔11塔頂得到以碳I、碳2和氫氣為主的干氣，塔頂出口氣體溫度約ー 65°C，經第一換熱器8回收冷量后，復溫到38°C輸出作為干燥エ序的再生氣，最后出界區成為干氣產品。
本實施例中混合冷劑制冷循環由冷劑壓縮機9、第一換熱器8、節流閥10等組成，混合冷劑由甲烷、こ烷(或こ烯)、丙烷(或丙烯)、丁烷、戊烷中的兩種以上組分混合組成。循環過程如下混合冷劑經壓縮機9壓縮至I. 2MPag飛.OMPag,并冷卻至室溫后(水冷或風冷)，通過第一換熱器8的第二熱流體通道，溫度降低變成液態，經節流閥10節流減壓，溫度降低至一 60°C 一 120°C，同時成為氣液兩相；節流減壓后的混合冷劑先進入液化氣精餾塔11的塔頂冷凝器1101作為冷介質對液化氣精餾塔11塔頂出氣進行制冷后，再返回該第一換熱器8的第一冷流體通道復熱，并為熱流體(S卩，通過熱流體通道的流體)提供冷量；混合冷劑出該第一換熱器后成為低壓氣態流體，返回冷劑壓縮機9入口，如此循環，
經測定，依本實施例所述的方法分離得到的氣體，質量如下
1)干氣((碳ニ以下組分，包括氫氣、甲烷及碳ニ組分))產品中碳三以上組分(含碳原子數為3以上的烴)小于O. 2% (質量分數)；
2)液化氣(碳三、碳四組分，即含碳原子數為3和4的烴)LPG產品中碳ニ以下組分小于
O.1% (質量分數)，碳五以上組分小于O. 3% (質量分數)；
3)C5+產品(含5個以上碳原子的烴)中碳四以下組分小于O. 2% (質量分數)。實施例2
如圖2所示，實施例2與實施例I的不同之處在于
液化氣精餾11塔頂得到的干氣經第一換熱器8換熱后，溫度由一 65°C升至一 5(T0°C后不直接出系統，而是進入膨脹機12膨脹到I. 4MPa，溫度一 41°C后，再返回第一換熱器提供冷量，升溫至38°C后出第一換熱器8后，進入膨脹機12增壓端增壓，然后去干燥脫水エ序作再生氣，最后出界區成為干氣產品。以上所述實施例僅是為充分說明本發明而所舉的較佳的實施例，本發明的保護范圍不限于此。本技術領域的技術人員在本發明基礎上所作的等同替代或變換，均在本發明的保護范圍之內。本發明的保護范圍以權利要求書為準。
權利要求
1.ー種液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離エ藝，其特征在于，包括如下步驟 1)脫硫液化石油氣芳構化尾氣進入精脫硫裝置，150°C以上溫度下脫硫后，氣體通過冷卻器冷卻； 2)含5個以上碳原子的烴的分離步驟I)冷卻后的氣體經壓縮機加壓至2 3MPa后，通入混烴精餾塔，混烴精餾塔的塔底再沸器溫度為200°C以上，混烴精餾塔的塔頂冷凝器的溫度為3(T60°C，精餾后，混烴精餾塔底得到含5個以上碳原子的烴排出，收集，其余成分從混烴精餾塔的塔頂排出； 3)液化氣和干氣的分離步驟2)中從混烴精餾塔的塔頂排出的氣體經干燥裝置干燥后，經第一換熱器冷卻至一 40 一 60で，然后進入液化氣精餾塔，液化氣精餾塔的塔底再沸器溫度為7(T90°C，液化氣精餾塔的塔頂冷凝器的溫度為ー 50 一 75°C，精餾后，液化氣精餾塔底得到液化氣排出，收集，液化氣精餾塔的塔頂排出干氣。
2.根據權利要求I所述的液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離エ藝，其特征在于，步驟I)中所述液化石油氣芳構化尾氣經第二換熱器加熱后進入精脫硫裝置，該第二換熱器的熱交換介質為步驟2)中混烴精餾塔底排出的含5個以上碳原子的烴。
3.根據權利要求I所述的液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離エ藝，其特征在于，步驟I)中液化石油氣芳構化尾氣進入精脫硫裝置，150°C以上溫度下脫硫后，通入液化氣精餾塔的塔底再沸器為液化氣精餾塔提供再沸熱量，同時自身也得到冷卻，然后再通過冷卻器冷卻。
4.根據權利要求I所述的液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離エ藝，其特征在于，步驟3)中所述第一換熱器為板翅式換熱器，包括多股熱流體通道和多股冷流體通道，干燥裝置干燥后的氣體通過第一換熱器的第一熱流體通道降溫至一 40 一 600C ;該第一換熱器的冷量主要來自混合冷劑制冷循環混合冷劑經冷劑壓縮機壓縮至I. 2MPag飛.OMPag,并冷卻后，通過第一換熱器的第二熱流體通道，溫度降低變成液態，經節流閥節流減壓，溫度降低至一 60°C ー 120°C，同時成為氣液兩相；節流減壓后的混合冷劑先進入液化氣精餾塔的塔頂冷凝器作為冷介質對液化氣精餾塔塔頂出氣進行制冷后，再返回該第一換熱器的第一冷流體通道復熱，并為熱流體提供冷量；混合冷劑出該第一換熱器后成為低壓氣態流體，返回冷劑壓縮機入口，如此循環， 其中，所述混合冷劑為甲烷、こ烷或こ烯、丙烷或丙烯、丁烷和戊烷中的兩種以上組分混合組成。
5.根據權利要求4所述的液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離エ藝，其特征在干，步驟3)中液化氣精餾塔的塔頂排出的干氣通過所述第一換熱器的第二冷流體通道，與第一換熱器的多股熱流體進行熱交換，回收冷量，復溫后排出；或者，復溫至一 5(T0°C后進入膨脹機的膨脹端膨脹制冷，然后再返回第一換熱器的第三冷流體通道提供冷量，出所述換熱器后，進入膨脹機增壓端增壓后排出。
6.ー種液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離裝置，其特征在于，包括 液化石油氣芳構化尾氣供應裝置； 精脫硫裝置，其入口通過管線與所述液化石油氣芳構化尾氣供應裝置連接； 壓縮機，通過設有冷卻器的管線與所述精脫硫裝置的出ロ連接； 混烴精餾塔，其入口通過管線與所述壓縮機連接，所述混烴精餾塔的塔頂設有塔頂冷凝器，塔底設有塔底再沸器； 干燥裝置，其入口通過管線與所述混烴精餾塔的塔頂出ロ連接； 第一換熱器，其包括多股熱流體通道和多股冷流體通道，其中第一熱流體通道入口通過管線與所述干燥裝置出ロ連接； 液化氣精餾塔，其入口通過管線與所述第一換熱器的第一熱流體通道出ロ連接，所述液化氣精餾塔的塔頂設有塔頂冷凝器，塔底設有塔底再沸器。
7.根據權利要求6所述的液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離裝置，其特征在干，還包括第二換熱器，其包括氣體通道和熱交換介質通道，設于所述液化石油氣芳構化尾氣供應裝置與所述精脫硫裝置入口之間的管線上，其中，第二換熱器的氣體通道入口通過管線與所述液化石油氣芳構化尾氣供應裝置連接，第二換熱器的氣體通道出口通過管線與所述精脫硫裝置的入口連接；第二換熱器的熱交換介質通道入口通過管線與所述混烴精餾塔的塔底出口連接。
8.根據權利要求6所述的液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離裝置，其特征在干，所述精脫硫裝置的出口、所述液化氣精餾塔的塔底再沸器、所述冷卻器和所述壓縮機通過管線依序連接。
9.根據權利要求6所述的液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離裝置，其特征在干，還包括冷劑壓縮機，冷劑壓縮機的出口、所述第一換熱器的第二熱流體通道、節流閥和液化氣精餾塔塔頂冷凝器的冷劑入口通過管線依序連通；液化氣精餾塔塔頂冷凝器的冷劑出口、所述第一換熱器的第一冷流體通道和所述冷劑壓縮機的入口通過管線依序連通。
10.根據權利要求9所述的液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離裝置，其特征在于，所述液化氣精餾塔的塔頂出口通過管線與所述第一換熱器的第二冷流體通道連通。
11.根據權利要求10所述的液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離裝置，其特征在于，還包括膨脹機，所述液化氣精餾塔的塔頂出口、所述第一換熱器的第二冷流體通道、所述膨脹機的膨脹端、所述第一換熱器的第三冷流體通道和所述膨脹機的的增壓端通過管線依序連通。
全文摘要
本發明公開了一種液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離工藝，包括如下步驟1)脫硫液化石油氣芳構化尾氣進入精脫硫裝置，脫硫后，氣體通過冷卻器冷卻；2)步驟1)冷卻的氣體經壓縮機加壓后，通入混烴精餾塔，精餾后，混烴精餾塔底得到含5個以上碳原子的烴排出，收集，其余成分從混烴精餾塔的塔頂排出；3)步驟2)中從混烴精餾塔的塔頂排出的氣體經干燥裝置干燥后，經第一換熱器冷卻，然后進入液化氣精餾塔，精餾后，液化氣精餾塔底得到液化氣排出，收集，液化氣精餾塔的塔頂排出干氣。本發明還公開一種液化石油氣芳構化尾氣的氣體分離裝置。采用本發明的工藝和裝置，可以實現用較低的能耗和投資，獲得更大的產品提取率和純度。
文檔編號F25J3/02GK102840737SQ20121031449
公開日2012年12月26日 申請日期2012年8月30日 優先權日2012年8月30日
發明者徐小勤, 張海軍 申請人:北京科瑞賽斯氣體液化技術有限公司