本發(fā)明涉及一種分離丙烯丙烷的方法。
背景技術(shù)：
：丙烯是化工過(guò)程中用途十分廣泛的中間物，能用于生產(chǎn)三大合成材料，價(jià)值非常大。尤其是目前在市場(chǎng)疲軟，丁辛醇產(chǎn)品價(jià)位低的情況下，回收丙烯丙烷再利用，對(duì)于降低成本，提高企業(yè)競(jìng)爭(zhēng)力是很有必要的。與丙烯沸點(diǎn)、相對(duì)分子質(zhì)量等性質(zhì)都很接近的丙烷，采用常規(guī)的單塔精餾方法分離難度大，一般需要蒸汽消耗2t/h，塔很高，塔板數(shù)較多并且需要消耗大量的能量,同時(shí)也無(wú)法根據(jù)不同液化氣組分采取不同精餾工藝。又如中國(guó)專(zhuān)利文獻(xiàn)cn103980081a公開(kāi)了及一種丙烷與丙烯分離的精餾方法，其特征在于丙烷丙烯液化烴a進(jìn)入丙烷丙烯分離精餾塔，塔頂氣相流股經(jīng)塔頂流股壓縮機(jī)提高壓力溫度后進(jìn)入到塔底冷凝再沸換熱器中與塔底液相流股進(jìn)行換熱，通過(guò)熱泵一部分回流進(jìn)入丙烷丙烯分離塔塔頂，一部分作為產(chǎn)品丙烯b產(chǎn)出；經(jīng)過(guò)換熱，塔底液相流股受熱部分汽化，進(jìn)入塔釜流股分離罐中，罐中氣相流體重新進(jìn)入丙烷丙烯分離精餾塔底部，液相作為產(chǎn)品丙烷c采出；精餾段頂部氣體經(jīng)精餾段流股壓縮機(jī)后進(jìn)入精餾段冷凝再沸換熱器中進(jìn)行換熱，由精餾段流股回流泵流回塔內(nèi)；換熱后流股再次循環(huán)進(jìn)入丙烷丙烯分離精餾塔中；精餾段底部氣體經(jīng)提餾段流股壓縮機(jī)后進(jìn)入提餾段冷凝再沸換熱器中進(jìn)行換熱，由提餾餾段流股回流泵流回塔內(nèi)。換熱后流股再次循環(huán)進(jìn)入丙烷丙烯分離精餾塔。該文獻(xiàn)將丙烯丙烷液化烴a經(jīng)過(guò)增壓、升溫、換熱和回流等步驟得到丙烯b和丙烷c。該文獻(xiàn)中所述的精餾塔的塔高為50米-100米，塔較高，塔板數(shù)較多，能耗降低了30％，能耗還是很大，同時(shí)也無(wú)法根據(jù)不同液化氣組分采取不同精餾工藝。技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：本發(fā)明所要解決的技術(shù)問(wèn)題是現(xiàn)有技術(shù)中存在的能量消耗較大且無(wú)法根據(jù)不同液化氣組分采取不同精餾工藝的問(wèn)題，提供一種新的分離丙烯丙烷的方法，使用該方法具有能量消耗較小且能根據(jù)不同液化氣組分采取不同精餾工藝的優(yōu)點(diǎn)。為解決上述技術(shù)問(wèn)題本發(fā)明采用的的技術(shù)方案如下：一種分離丙烯丙烷的方法，其特征在于包括以下步驟：a)含丙烯丙烷的物料與精餾塔一的塔釜物料換熱后分為物料一和物料二，物料一經(jīng)至少一個(gè)控制閥一后進(jìn)入精餾塔一的中上部，經(jīng)精餾塔一精餾后，精餾塔一頂部得含丙烯的物料三，精餾塔一塔釜得到丙烷物料；b)物料二和物料三分別進(jìn)入餾塔二的中上部，經(jīng)精餾塔二精餾后，精餾塔二的塔釜物料四返回至精餾塔一的頂部，精餾塔二的塔頂?shù)玫奖┪锪衔澹籧)當(dāng)液化氣組分中丙烷含量大于等于20％(m/m)時(shí)，控制閥一和控制閥三開(kāi)啟，控制閥二關(guān)閉；當(dāng)液化氣組分中丙烷含量小于20％(m/m)時(shí)，控制閥一關(guān)閉，控制閥二開(kāi)啟，控制閥三開(kāi)啟。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選地，所述與精餾塔一相連的控制閥一并聯(lián)設(shè)置有三個(gè)，所述控制閥一不同時(shí)開(kāi)啟。優(yōu)選地，所述精餾塔一為浮閥式精餾塔，塔內(nèi)共有85-95塊塔板；所述精餾塔二為浮閥式精餾塔，塔內(nèi)共有85-95塊塔板。更優(yōu)選地，所述精餾塔一塔內(nèi)共有87-92塊塔板；所述精餾塔二塔內(nèi)共有87-92塊塔板。優(yōu)選地，當(dāng)液化氣組分中丙烷含量小于20％(m/m)時(shí)，當(dāng)液化氣組分中丙烷含量小于20％(m/m)時(shí)，所述精餾塔一的操作壓力控制在1.40-1.70mpag之間，所述精餾塔一塔釜溫度40-52℃；所述提供再沸器的熱源為0.40-0.50mpag的低壓蒸汽，精餾塔二的操作壓力均控制在1.30-1.60mpag之間；物料二從精餾塔二第38-43塔板處進(jìn)料；精餾塔二的塔釜溫度為30-42℃、塔頂溫度為26-39℃；回流比為25-30。更優(yōu)選地，當(dāng)液化氣組分中丙烷含量小于20％(m/m)時(shí)，所述精餾塔一的操作壓力控制在1.45-1.65mpag之間，所述精餾塔一塔釜溫度42-50℃；所述提供再沸器的熱源為0.40-0.46mpag的低壓蒸汽；精餾塔二的操作壓力均控制在1.35-1.55mpag之間；物料二從精餾塔二第39-42塔板處進(jìn)料；精餾塔二的塔釜溫度為34-39℃、塔頂溫度為30-36℃；回流比為26-29。優(yōu)選地，當(dāng)液化氣組分中丙烷含量大于等于20％(m/m)時(shí)，所述精餾塔一的操作壓力控制在1.50-1.80mpag之間；含丙烯丙烷的物料與精餾塔一的塔釜物料換熱至35℃左右；精餾塔一的進(jìn)料位置為第42-66塊塔板處；所述精餾塔一塔釜溫度41-52℃，塔頂溫度36-48℃；所述提供再沸器的熱源為0.40-0.50mpag的低壓蒸汽；含丙烯的物料三從精餾塔二第25-33塔板處進(jìn)料；精餾塔二的操作壓力控制在1.40-1.70mpag之間，精餾塔二的塔釜溫度為40-52℃、塔頂溫度為34-48℃；回流比為25-30。更優(yōu)選地，當(dāng)液化氣組分中丙烷含量大于等于20％(m/m)時(shí)，所述精餾塔一的操作壓力控制在1.55-1.75mpag之間；含丙烯丙烷的物料與精餾塔一的塔釜物料換熱至35℃左右；精餾塔一的進(jìn)料位置為第50-58塊塔板處；所述精餾塔一塔釜溫度44-50℃，塔頂溫度40-46℃；所述提供再沸器的熱源為0.40-0.46mpag的低壓蒸汽；含丙烯的物料三從精餾塔二第27-31塔板處進(jìn)料；精餾塔二的操作壓力控制在1.45-1.65mpag之間，精餾塔二的塔釜溫度為42-50℃、塔頂溫度為38-46℃；回流比為26-29。本發(fā)明通過(guò)使用精餾塔一和精餾塔二，將傳統(tǒng)的單座精餾塔變成兩座精餾塔，降低了精餾塔的高度，使得能量消耗降低，其中能耗能夠最大降低60％，相比于
背景技術(shù)：
中所提到裝置的降低能耗30％，能耗進(jìn)一步大大降低，取得了較好的技術(shù)效果，同時(shí)可以根據(jù)液化氣組分調(diào)整丙烯丙烷分離工藝為多塔精餾或單塔精餾，裝置操作靈活。附圖說(shuō)明圖1為本發(fā)明分離丙烯丙烷的方法的示意圖；附圖中：1、精餾塔一2、精餾塔二3、換熱器一4、控制閥二5、控制閥一6、丙烯球罐7、丙烷儲(chǔ)罐8、冷凝器9、丙烯回流罐10、控制閥三11、再沸器12、控制閥四具體實(shí)施方式為了使本發(fā)明的目的、技術(shù)方案及優(yōu)點(diǎn)更加清楚明白，以下結(jié)合實(shí)施例，對(duì)本發(fā)明進(jìn)行進(jìn)一步詳細(xì)說(shuō)明。應(yīng)當(dāng)理解，此處所描述的具體實(shí)施例僅僅用以解釋本發(fā)明，并不用于限定本發(fā)明。【實(shí)施例1】：如圖1所示，一種分離丙烯丙烷的方法，包括以下步驟：a)含丙烯丙烷的物料與精餾塔一1的塔釜物料換熱后分為物料一和物料二，物料一經(jīng)至少一個(gè)控制閥一5后進(jìn)入精餾塔一1的中上部，經(jīng)精餾塔一1精餾后，精餾塔一1頂部得含丙烯的物料三，精餾塔一1塔釜得到丙烷物料；b)物料二和物料三分別進(jìn)入餾塔二2的中上部，經(jīng)精餾塔二2精餾后，精餾塔二2的塔釜物料四回流至精餾塔一1的頂部，精餾塔二2的塔頂?shù)玫奖┪锪衔澹籧)當(dāng)液化氣組分中丙烷含量大于等于20％(m/m)時(shí)，控制閥一5和控制閥三10開(kāi)啟，控制閥二4關(guān)閉；d)當(dāng)液化氣組分中丙烷含量小于20％(m/m)時(shí)，控制閥一5關(guān)閉，控制閥二4開(kāi)啟，控制閥三10開(kāi)啟。當(dāng)液化氣組分中丙烷含量為23％(m/m)時(shí)，控制閥一5和控制閥三10開(kāi)啟，控制閥二4關(guān)閉，含丙烯丙烷的物料與精餾塔一1的塔釜物料通過(guò)換熱器一3換熱至35℃左右后經(jīng)控制閥一5后從精餾塔一1第55塊塔板進(jìn)入，精餾塔一1下部的再沸器11提供熱量，經(jīng)精餾塔一1精餾后，精餾塔一1頂部得到含丙烯的物料三，精餾塔一1下部得到丙烷物料，含丙烯的物料三經(jīng)過(guò)管線(xiàn)和控制閥三10去往精餾塔二2，丙烷物料控制閥四12的控制下經(jīng)管線(xiàn)流經(jīng)換熱器一3從而進(jìn)入丙烷儲(chǔ)罐7，所述精餾塔一1的操作壓力控制為1.65mpag，精餾塔一1的塔釜溫度為46℃，塔頂溫度為42℃，所述再沸器的熱源為0.40mpag的低壓蒸汽，物料三從精餾塔二2第29塊塔板處進(jìn)入，經(jīng)精餾塔二2精餾后，精餾塔二2的塔釜物料四流至精餾塔一1的頂部進(jìn)而參與精餾塔1的循環(huán)，精餾塔二2的塔頂?shù)玫奖┪锪衔澹瑥木s塔二2逸出的丙烯物料五通過(guò)冷凝器8進(jìn)入丙烯回流罐9，一部分作為精餾塔二2的回流液回流至精餾塔二2塔頂處，回流比為27，另一部分作為丙烯產(chǎn)品進(jìn)入丙烯球罐6中，精餾塔二2的塔釜溫度為45℃、塔頂溫度為41℃,所述精餾塔二2的操作壓力控制為1.55mpag。當(dāng)液化氣組分中丙烷含量為18％(m/m)時(shí)，控制閥一5關(guān)閉，控制閥二4開(kāi)啟，控制閥三10開(kāi)啟。含丙烯丙烷的物料與精餾塔一1的塔釜物料通過(guò)換熱器一3換熱至35℃左右后經(jīng)控制閥二4直接從精餾塔二第41塊塔板處進(jìn)入精餾塔二2，經(jīng)精餾塔二2精餾后，精餾塔二2的塔釜物料四流至精餾塔一1的頂部，流經(jīng)精餾塔一1，在控制閥四12的控制下經(jīng)管線(xiàn)流至換熱器一3從而進(jìn)入丙烷儲(chǔ)罐7，精餾塔二2的塔頂?shù)玫奖┪锪衔澹瑥木s塔二2逸出的丙烯物料五通過(guò)冷凝器8進(jìn)入丙烯回流罐9，一部分作為精餾塔二2的回流液回流至精餾塔二2塔頂處，回流比為27，另一部分作為丙烯產(chǎn)品進(jìn)入丙烯球罐6中，精餾塔二2的塔釜溫度36℃、塔頂溫度32℃,所述精餾塔二2的操作壓力均控制為1.45mpag，精餾塔一1的操作壓力控制為1.55mpag，所述精餾塔一塔釜溫度46℃。所述精餾塔一1為浮閥式精餾塔，塔內(nèi)共有90塊塔板，所述精餾塔二2為浮閥式精餾塔，塔內(nèi)共有90塊塔板。當(dāng)液化氣組分中丙烷含量為23％(m/m)時(shí)，蒸汽消耗1t/h，與傳統(tǒng)精餾塔耗能的2t/h相比，能耗降低50％；當(dāng)液化氣組分中丙烷含量為18％(m/m)時(shí)，蒸汽消耗僅為0.8t/h，與傳統(tǒng)精餾塔耗能的2t/h相比，能耗降低60％，且最終得到質(zhì)量濃度為99％的丙烯進(jìn)入丙烯球罐6，最終得到質(zhì)量濃度為99.9％的丙烷進(jìn)入丙烷儲(chǔ)罐7。【實(shí)施例2】：如圖1所示，一種丙烯丙烷回收裝置多段精餾與單段精餾的方法，包括以下步驟：a)含丙烯丙烷的物料與精餾塔一1的塔釜物料換熱后分為物料一和物料二，物料一經(jīng)至少一個(gè)控制閥一5后進(jìn)入精餾塔一1的中上部，經(jīng)精餾塔一1精餾后，精餾塔一1頂部得含丙烯的物料三，精餾塔一1塔釜得到丙烷物料；b)物料二和物料三分別進(jìn)入餾塔二2的中上部，經(jīng)精餾塔二2精餾后，精餾塔二2的塔釜物料四回流至精餾塔一1的頂部，精餾塔二2的塔頂?shù)玫奖┪锪衔?；c)當(dāng)液化氣組分中丙烷含量大于等于20％(m/m)時(shí)，控制閥一5和控制閥三10開(kāi)啟，控制閥二4關(guān)閉；d)當(dāng)液化氣組分中丙烷含量小于20％(m/m)時(shí)，控制閥一5關(guān)閉，控制閥二4開(kāi)啟，控制閥三10開(kāi)啟。當(dāng)液化氣組分中丙烷含量為23％(m/m)時(shí)，控制閥一5和控制閥三10開(kāi)啟，控制閥二4關(guān)閉，含丙烯丙烷的物料與精餾塔一1的塔釜物料通過(guò)換熱器一3換熱至35℃左右后經(jīng)控制閥一5后從精餾塔一1第42塊塔板進(jìn)入，精餾塔一1下部的再沸器11提供熱量，經(jīng)精餾塔一1精餾后，精餾塔一1頂部得到含丙烯的物料三，精餾塔一1下部得到丙烷物料，含丙烯的物料三經(jīng)過(guò)管線(xiàn)和控制閥三10去往精餾塔二2，丙烷物料在控制閥四12的控制下經(jīng)管線(xiàn)流經(jīng)換熱器一3從而進(jìn)入丙烷儲(chǔ)罐7，所述精餾塔一1的操作壓力控制為1.50mpag，精餾塔一1的塔釜溫度為42℃，塔頂溫度為36℃，所述再沸器的熱源為0.42mpag的低壓蒸汽，物料三從精餾塔二2第25塊塔板處進(jìn)入，經(jīng)精餾塔二2精餾后，精餾塔二2的塔釜物料四回流至精餾塔一1的頂部進(jìn)而參與精餾塔1的循環(huán)，精餾塔二2的塔頂?shù)玫奖┪锪衔?，從精餾塔二2逸出的丙烯物料五通過(guò)冷凝器8進(jìn)入丙烯回流罐9，一部分作為精餾塔二2的回流液回流至精餾塔二2塔頂處，回流比為25，另一部分作為丙烯產(chǎn)品進(jìn)入丙烯球罐6中，精餾塔二2的塔釜溫度為40℃、塔頂溫度為34℃,所述精餾塔二2的操作壓力控制為1.40mpag。當(dāng)液化氣組分中丙烷含量為18％(m/m)時(shí)，控制閥一5關(guān)閉，控制閥二4開(kāi)啟，含丙烯丙烷的物料與精餾塔一1的塔釜物料通過(guò)換熱器一3換熱至35℃左右后經(jīng)控制閥二4直接從精餾塔二第38塊塔板處進(jìn)入精餾塔二2，經(jīng)精餾塔二2精餾后，精餾塔二2的塔釜物料四流至精餾塔一1的頂部，流經(jīng)精餾塔一1，在控制閥四12的控制下經(jīng)管線(xiàn)流至換熱器一3從而進(jìn)入丙烷儲(chǔ)罐7，精餾塔二2的塔頂?shù)玫奖┪锪衔?，從精餾塔二2逸出的丙烯物料五通過(guò)冷凝器8進(jìn)入丙烯回流罐9，一部分作為精餾塔二2的回流液回流至精餾塔二2塔頂處，回流比為25，另一部分作為丙烯產(chǎn)品進(jìn)入丙烯球罐6中，精餾塔二2的塔釜溫度34℃、塔頂溫度29℃,所述精餾塔二2的操作壓力均控制為1.3mpag，精餾塔一1的操作壓力控制在1.40mpag之間，所述精餾塔一塔釜溫度40℃。所述精餾塔一為浮閥式精餾塔，塔內(nèi)共有90塊塔板，所述精餾塔二為浮閥式精餾塔，塔內(nèi)共有90塊塔板。當(dāng)液化氣組分中丙烷含量為23％(m/m)時(shí)，蒸汽消耗1.21t/h，與傳統(tǒng)精餾塔耗能的2t/h相比，能耗降低39.5％；當(dāng)液化氣組分中丙烷含量為18％(m/m)時(shí)，蒸汽消耗僅為0.9t/h，與傳統(tǒng)精餾塔耗能的2t/h相比，能耗降低55％，且最終得到質(zhì)量濃度為99％的丙烯進(jìn)入丙烯球罐6，最終得到質(zhì)量濃度為99.9％的丙烷進(jìn)入丙烷儲(chǔ)罐7?！緦?shí)施例3】：如圖1所示，一種丙烯丙烷回收裝置多段精餾與單段精餾的方法，包括以下步驟：a)含丙烯丙烷的物料與精餾塔一1的塔釜物料換熱后分為物料一和物料二，物料一經(jīng)至少一個(gè)控制閥一5后進(jìn)入精餾塔一1的中上部，經(jīng)精餾塔一1精餾后，精餾塔一1頂部得含丙烯的物料三，精餾塔一1塔釜得到丙烷物料；b)物料二和物料三分別進(jìn)入餾塔二2的中上部，經(jīng)精餾塔二2精餾后，精餾塔二2的塔釜物料四回流至精餾塔一1的頂部，精餾塔二2的塔頂?shù)玫奖┪锪衔?；c)當(dāng)液化氣組分中丙烷含量大于等于20％(m/m)時(shí)，控制閥一5和控制閥三10開(kāi)啟，控制閥二4關(guān)閉；d)當(dāng)液化氣組分中丙烷含量小于20％(m/m)時(shí)，控制閥一5關(guān)閉，控制閥二4開(kāi)啟，控制閥三10開(kāi)啟。當(dāng)液化氣組分中丙烷含量為23％(m/m)時(shí)，控制閥一5和控制閥三10開(kāi)啟，控制閥二4關(guān)閉，含丙烯丙烷的物料與精餾塔一1的塔釜物料通過(guò)換熱器一3換熱至35℃左右后經(jīng)控制閥一5后從精餾塔一1第48塊塔板進(jìn)入，精餾塔一1下部的再沸器11提供熱量，經(jīng)精餾塔一1精餾后，精餾塔一1頂部得到含丙烯的物料三，精餾塔一1下部得到丙烷物料，含丙烯的物料三經(jīng)過(guò)管線(xiàn)和控制閥三10去往精餾塔二2，丙烷物料在控制閥四12的控制下經(jīng)管線(xiàn)流經(jīng)換熱器一3從而進(jìn)入丙烷儲(chǔ)罐7，所述精餾塔一1的操作壓力控制為1.55mpag，精餾塔一1的塔釜溫度為44℃，塔頂溫度為40℃，所述再沸器的熱源為0.44mpag的低壓蒸汽，物料三從精餾塔二2第27塊塔板處進(jìn)入，經(jīng)精餾塔二2精餾后，精餾塔二2的塔釜物料四回流至精餾塔一1的頂部進(jìn)而參與精餾塔1的循環(huán)，精餾塔二2的塔頂?shù)玫奖┪锪衔?，從精餾塔二2逸出的丙烯物料五通過(guò)冷凝器8進(jìn)入丙烯回流罐9，一部分作為精餾塔二2的回流液回流至精餾塔二2塔頂處，回流比為26，另一部分作為丙烯產(chǎn)品進(jìn)入丙烯球罐6中，精餾塔二2的塔釜溫度為42℃、塔頂溫度為37℃,所述精餾塔二2的操作壓力控制為1.45mpag。當(dāng)液化氣組分中丙烷含量為18％(m/m)時(shí)，控制閥一5關(guān)閉，控制閥二4開(kāi)啟，含丙烯丙烷的物料與精餾塔一1的塔釜物料通過(guò)換熱器一3換熱至35℃左右后經(jīng)控制閥二4直接從精餾塔二第39塊塔板處進(jìn)入精餾塔二2，經(jīng)精餾塔二2精餾后，精餾塔二2的塔釜物料四流至精餾塔一1的頂部，流經(jīng)精餾塔一1，在控制閥四12的控制下經(jīng)管線(xiàn)流至換熱器一3從而進(jìn)入丙烷儲(chǔ)罐7，精餾塔二2的塔頂?shù)玫奖┪锪衔澹瑥木s塔二2逸出的丙烯物料五通過(guò)冷凝器8進(jìn)入丙烯回流罐9，一部分作為精餾塔二2的回流液回流至精餾塔二2塔頂處，回流比為26，另一部分作為丙烯產(chǎn)品進(jìn)入丙烯球罐6中，精餾塔二2的塔釜溫度34℃、塔頂溫度30℃,所述精餾塔二2的操作壓力均控制為1.35mpag，精餾塔一1的操作壓力控制在1.45mpag，所述精餾塔一塔釜溫度42℃。所述精餾塔一為浮閥式精餾塔，塔內(nèi)共有90塊塔板，所述精餾塔二為浮閥式精餾塔，塔內(nèi)共有90塊塔板。當(dāng)液化氣組分中丙烷含量為23％(m/m)時(shí)，蒸汽消耗11t/h，與傳統(tǒng)精餾塔耗能的2t/h相比，能耗降低45％；當(dāng)液化氣組分中丙烷含量為18％(m/m)時(shí)，蒸汽消耗僅為0.81t/h，與傳統(tǒng)精餾塔耗能的2t/h相比，能耗降低59.5％，且最終得到質(zhì)量濃度為99％的丙烯進(jìn)入丙烯球罐6，最終得到質(zhì)量濃度為99.9％的丙烷進(jìn)入丙烷儲(chǔ)罐7。【實(shí)施例4】：如圖1所示，一種丙烯丙烷回收裝置多段精餾與單段精餾的方法，包括以下步驟：a)含丙烯丙烷的物料與精餾塔一1的塔釜物料換熱后分為物料一和物料二，物料一經(jīng)至少一個(gè)控制閥一5后進(jìn)入精餾塔一1的中上部，經(jīng)精餾塔一1精餾后，精餾塔一1頂部得含丙烯的物料三，精餾塔一1塔釜得到丙烷物料；b)物料二和物料三分別進(jìn)入餾塔二2的中上部，經(jīng)精餾塔二2精餾后，精餾塔二2的塔釜物料四回流至精餾塔一1的頂部，精餾塔二2的塔頂?shù)玫奖┪锪衔?；c)當(dāng)液化氣組分中丙烷含量大于等于20％(m/m)時(shí)，控制閥一5和控制閥三10開(kāi)啟，控制閥二4關(guān)閉；d)當(dāng)液化氣組分中丙烷含量小于20％(m/m)時(shí)，控制閥一5關(guān)閉，控制閥二4開(kāi)啟，控制閥三10開(kāi)啟。當(dāng)液化氣組分中丙烷含量為23％(m/m)時(shí)，控制閥一5和控制閥三10開(kāi)啟，控制閥二4關(guān)閉，含丙烯丙烷的物料與精餾塔一1的塔釜物料通過(guò)換熱器一3換熱至35℃左右后控制閥一5后從精餾塔一1第62塊塔板進(jìn)入，精餾塔一1下部的再沸器11提供熱量，經(jīng)精餾塔一1精餾后，精餾塔一1頂部得到含丙烯的物料三，精餾塔一1下部得到丙烷物料，含丙烯的物料三經(jīng)過(guò)管線(xiàn)和控制閥三10去往精餾塔二2，丙烷物料在控制閥四12的控制下經(jīng)管線(xiàn)流經(jīng)換熱器一3從而進(jìn)入丙烷儲(chǔ)罐7，所述精餾塔一1的操作壓力控制為1.75mpag，精餾塔一1的塔釜溫度為48℃，塔頂溫度為44℃，所述再沸器的熱源為0.46mpag的低壓蒸汽，物料三從精餾塔二2第31塊塔板處進(jìn)入經(jīng)精餾塔二2精餾后，精餾塔二2的塔釜物料四回流至精餾塔一1的頂部進(jìn)而參與精餾塔1的循環(huán)，精餾塔二2的塔頂?shù)玫奖┪锪衔澹瑥木s塔二2逸出的丙烯物料五通過(guò)冷凝器8進(jìn)入丙烯回流罐9，一部分作為精餾塔二2的回流液回流至精餾塔二2塔頂處，回流比為28，另一部分作為丙烯產(chǎn)品進(jìn)入丙烯球罐6中，精餾塔二2的塔釜溫度為41℃、塔頂溫度為39℃,所述精餾塔二2的操作壓力控制為1.65mpag。當(dāng)液化氣組分中丙烷含量為18％(m/m)時(shí)，控制閥一5關(guān)閉，控制閥二4開(kāi)啟，含丙烯丙烷的物料與精餾塔一1的塔釜物料通過(guò)換熱器一3換熱至35℃左右后經(jīng)控制閥二4直接從精餾塔二第42塊塔板處進(jìn)入精餾塔二2，經(jīng)精餾塔二2精餾后，精餾塔二2的塔釜物料四流至精餾塔一1的頂部，流經(jīng)精餾塔一1，在控制閥四12的控制下經(jīng)管線(xiàn)流至換熱器一3從而進(jìn)入丙烷儲(chǔ)罐7，精餾塔二2的塔頂?shù)玫奖┪锪衔?，從精餾塔二2逸出的丙烯物料五通過(guò)冷凝器8進(jìn)入丙烯回流罐9，一部分作為精餾塔二2的回流液回流至精餾塔二2塔頂處，回流比為28，另一部分作為丙烯產(chǎn)品進(jìn)入丙烯球罐6中，精餾塔二2的塔釜溫度39℃、塔頂溫度35℃,所述精餾塔二2的操作壓力均控制為1.55mpag，精餾塔一1的操作壓力控制在1.65mpag，所述精餾塔一塔釜溫度43℃。所述精餾塔一為浮閥式精餾塔，塔內(nèi)共有90塊塔板，所述精餾塔二為浮閥式精餾塔，塔內(nèi)共有90塊塔板。當(dāng)液化氣組分中丙烷含量為23％(m/m)時(shí)，蒸汽消耗1.15t/h左右，與傳統(tǒng)精餾塔耗能的2t/h相比，能耗降低42.5％；當(dāng)液化氣組分中丙烷含量為18％(m/m)時(shí)，蒸汽消耗僅為0.87t/h，與傳統(tǒng)精餾塔耗能的2t/h相比，能耗降低56.5％，且最終得到質(zhì)量濃度為99％的丙烯進(jìn)入丙烯球罐6，最終得到質(zhì)量濃度為99.9％的丙烷進(jìn)入丙烷儲(chǔ)罐7。【實(shí)施例5】：如圖1所示，一種丙烯丙烷回收裝置多段精餾與單段精餾的方法，包括以下步驟：a)含丙烯丙烷的物料與精餾塔一1的塔釜物料換熱后分為物料一和物料二，物料一經(jīng)至少一個(gè)控制閥一5后進(jìn)入精餾塔一1的中上部，經(jīng)精餾塔一1精餾后，精餾塔一1頂部得含丙烯的物料三，精餾塔一1塔釜得到丙烷物料；b)物料二和物料三分別進(jìn)入餾塔二2的中上部，經(jīng)精餾塔二2精餾后，精餾塔二2的塔釜物料四回流至精餾塔一1的頂部，精餾塔二2的塔頂?shù)玫奖┪锪衔澹籧)當(dāng)液化氣組分中丙烷含量大于等于20％(m/m)時(shí)，控制閥一5和控制閥三10開(kāi)啟，控制閥二4關(guān)閉；d)當(dāng)液化氣組分中丙烷含量小于20％(m/m)時(shí)，控制閥一5關(guān)閉，控制閥二4開(kāi)啟，控制閥三10開(kāi)啟。當(dāng)液化氣組分中丙烷含量為23％(m/m)時(shí)，控制閥一5和控制閥三10開(kāi)啟，控制閥二4關(guān)閉，含丙烯丙烷的物料與精餾塔一1的塔釜物料通過(guò)換熱器一3換熱至35℃左右后經(jīng)一個(gè)控制閥一5后從精餾塔一1第66塊塔板進(jìn)入，精餾塔一1下部的再沸器11提供熱量，經(jīng)精餾塔一1精餾后，精餾塔一1頂部得到含丙烯的物料三，精餾塔一1下部得到丙烷物料，含丙烯的物料三經(jīng)過(guò)管線(xiàn)和控制閥三10去往精餾塔二2，丙烷物料在控制閥四12的控制下經(jīng)管線(xiàn)流經(jīng)換熱器一3從而進(jìn)入丙烷儲(chǔ)罐7，所述精餾塔一1的操作壓力控制為1.80mpag，精餾塔一1的塔釜溫度為52℃，塔頂溫度為48℃，所述再沸器的熱源為0.48mpag的低壓蒸汽，物料三從精餾塔二2第33塊塔板處進(jìn)入經(jīng)精餾塔二2精餾后，精餾塔二2的塔釜物料四回流至精餾塔一1的頂部進(jìn)而參與精餾塔1的循環(huán)，精餾塔二2的塔頂?shù)玫奖┪锪衔?，從精餾塔二2逸出的丙烯物料五通過(guò)冷凝器8進(jìn)入丙烯回流罐9，一部分作為精餾塔二2的回流液回流至精餾塔二2塔頂處，回流比為30，另一部分作為丙烯產(chǎn)品進(jìn)入丙烯球罐6中，精餾塔二2的塔釜溫度為44℃、塔頂溫度為39℃,所述精餾塔二2的操作壓力控制為1.70mpag。當(dāng)液化氣組分中丙烷含量為18％(m/m)時(shí)，控制閥一5關(guān)閉，控制閥二4開(kāi)啟，含丙烯丙烷的物料與精餾塔一1的塔釜物料通過(guò)換熱器一3換熱至35℃左右后經(jīng)控制閥二4直接從精餾塔二第43塊塔板處進(jìn)入精餾塔二2，經(jīng)精餾塔二2精餾后，精餾塔二2的塔釜物料四流至精餾塔一1的頂部，流經(jīng)精餾塔一1，在控制閥四12的控制下經(jīng)管線(xiàn)流至換熱器一3從而進(jìn)入丙烷儲(chǔ)罐7，精餾塔二2的塔頂?shù)玫奖┪锪衔?，從精餾塔二2逸出的丙烯物料五通過(guò)冷凝器8進(jìn)入丙烯回流罐9，一部分作為精餾塔二2的回流液回流至精餾塔二2塔頂處，回流比為30，另一部分作為丙烯產(chǎn)品進(jìn)入丙烯球罐6中，精餾塔二2的塔釜溫度42℃、塔頂溫度38℃,所述精餾塔二2的操作壓力均控制為1.60mpag，精餾塔一1的操作壓力控制在1.70mpag，所述精餾塔一塔釜溫度52℃。所述精餾塔一為浮閥式精餾塔，塔內(nèi)共有90塊塔板，所述精餾塔二為浮閥式精餾塔，塔內(nèi)共有90塊塔板。當(dāng)液化氣組分中丙烷含量為23％(m/m)時(shí)，蒸汽消耗1.23t/h，與傳統(tǒng)精餾塔耗能的2t/h相比，能耗降低38.5％；當(dāng)液化氣組分中丙烷含量為18％(m/m)時(shí)，蒸汽消耗僅為0.94t/h，與傳統(tǒng)精餾塔耗能的2t/h相比，能耗降低53％，且最終得到質(zhì)量濃度為99％的丙烯進(jìn)入丙烯球罐6，最終得到質(zhì)量濃度為99.9％的丙烷進(jìn)入丙烷儲(chǔ)罐7。在下表中列出了根據(jù)實(shí)施例1-5所消耗的能量結(jié)果：下表中記液化氣組分中丙烷含量為23％(m/m)時(shí)能耗為能耗一，單位為t/h；下表中記液化氣組分中丙烷含量為18％(m/m)時(shí)能耗為能耗二，單位為t/h；下表中記液化氣組分中丙烷含量為23％(m/m)時(shí)能耗與傳統(tǒng)精餾塔能耗相比降低的百分率為降能率一；下表中記液化氣組分中丙烷含量為18％(m/m)時(shí)能耗與傳統(tǒng)精餾塔能耗相比降低的百分率為降能率二。實(shí)施例序號(hào)能耗一能耗二傳統(tǒng)能耗降能率一降能率二110.8250％60％21.210.9239.5％55％31.10.81245％59.5％41.150.87242.5％56.5％51.230.94238.5％53％由上表可知，本發(fā)明分離丙烯丙烷的裝置與傳統(tǒng)精餾塔裝置相比最大能夠降低60％的能耗，相比于
背景技術(shù)：
中所提到裝置的降低能耗30％，能耗進(jìn)一步大大降低。除上述實(shí)施例外，本發(fā)明還可以有其他實(shí)施方式。凡采用等同替換或等效變換形成的技術(shù)方案，均落在本發(fā)明要求的保護(hù)范圍。當(dāng)前第1頁(yè)12