一种控制精馏塔塔顶压力稳定的系统、方法及应用

技术领域

本发明涉及控制精馏塔塔顶压力，尤其涉及一种控制精馏塔塔顶压力稳定 的系统、方法及应用，尤其是精馏塔塔顶含有不凝气的稳压控制。

背景技术

苯酚是重要的有机化工原料。全球近97％苯酚都是由丙烯和苯经过烷基化 反应生成异丙苯，异丙苯再经过氧化、酸分解得到的。在上述工艺中，异丙苯 的安全、稳定、高效生产对整个苯酚工艺而言尤为重要。在异丙苯生产单元中， 苯塔主要用途是分离苯和异丙苯，此外其也承担分离非芳、丙烷和水的作用。 丙烷来自丙烯原料，主要在苯塔塔顶排放，大部分丙烷以不凝气的方式排出， 剩余的丙烷溶解在冷凝液中。

专利CN106924986A公开了一种精馏塔顶压稳定装置，包括脱硫精馏塔、 塔顶冷却器、塔顶回流罐、塔顶压力控制阀、塔顶回流泵、塔顶温度控制阀和 液位控制阀，脱硫精馏塔的塔顶通过管路并联塔顶冷却器和塔顶回流罐，塔顶 压力控制阀安装在脱硫精馏塔和塔顶回流罐连接的支路上，塔顶回流泵与塔顶 回流罐的底部通过管路连接，塔顶回流泵通过管路并联脱硫精馏塔和液位控制 阀，其中，安装有液位控制阀的支路为产品送出管路，塔顶温度控制阀安装在 塔顶回流泵和脱硫精馏塔的支路上。本发明可有效控制塔顶压力，稳定精馏塔 操作，确保高精度脱硫，还可避免向塔顶反充惰性气体，从而消除因排放不凝气将汽相MTBE带出而造成损失。

专利CN204661586U涉及一种甲基叔丁基醚脱硫精馏塔顶压稳定装置，包 括脱硫精馏塔、塔顶冷却器、塔顶回流罐、塔顶压力控制阀、塔顶回流泵、塔 顶温度控制阀和液位控制阀，脱硫精馏塔的塔顶通过管路并联塔顶冷却器和塔 顶回流罐，塔顶压力控制阀安装在脱硫精馏塔和塔顶回流罐连接的支路上，塔 顶回流泵与塔顶回流罐的底部通过管路连接，塔顶回流泵通过管路并联脱硫精 馏塔和液位控制阀，其中，安装有液位控制阀的支路为产品送出管路，塔顶温 度控制阀安装在塔顶回流泵和脱硫精馏塔的支路上。本实用新型可有效控制塔 顶压力，稳定精馏塔操作，确保高精度脱硫，还可避免向塔顶反充惰性气体，从而消除因排放不凝气将汽相MTBE带出而造成损失。

但是，现有异丙苯工业装置运行过程中，苯塔塔压容易波动，最恶劣工况 是导致苯塔超压连锁，影响了异丙苯装置的稳定运行，所以有必要对苯塔的塔 压控制方案进行优化设计。

发明内容

研究发现，当精馏塔塔顶含有易挥发组分时，易挥发组分在不同温度、压 力下在冷凝液中的溶解度变化较大。具体地，例如在异丙苯工艺中，丙烷在不 同温度、压力下在冷凝液中的溶解度变化较大，冷凝温度低时，丙烷溶解度相 对较大，较大的丙烷溶解度导致整个塔顶系统丙烷含量大幅度增加，塔顶冷凝 负荷的微小变化，造成的冷凝温度的微小波动，就可导致丙烷不凝气流量的大 幅度波动，导致常规的塔顶压力分程控制无法及时响应，进而影响塔顶压力稳 定。为了克服现有技术中存在的问题，本发明提供了一种控制精馏塔塔顶压力 稳定的方法、系统及应用，该方法和系统具有解决精馏塔受不凝气溶解度变化 大，塔顶压力控制难的优异特征。

本发明的目的之一在于提供一种控制精馏塔塔顶压力稳定的系统，其中， 精馏塔塔顶物料中含有易挥发组分，所述系统包括依次连接的前冷却器、回流 罐和后冷却器，其中，所述前冷却器与所述精馏塔塔顶连接。

在一种优选的实施方式中，(在一个标准大气压下)所述易挥发组分的沸点 低于30℃。

在一种优选的实施方式中，在所述前冷却器与所述精馏塔塔顶之间设置有 塔顶物料输送管线。

在进一步优选的实施方式中，在精馏塔塔顶和前冷却器之间的塔顶物料输 送管线上设置有多个压力控制器，优选两个压力控制器。

在一种优选的实施方式中，在所述前冷却器上设置有冷却介质进口管线I 和冷却介质出口管线I，优选地，在所述冷却介质进口管线I和冷却介质出口管 线I上或各自的旁路管线上设置有控制阀。

其中，图中控制阀(标号7)设置在进口管线与出口管线之间的旁路线上， 采用的是旁路控制，这种控制方式为换热器公用工程管线的旁路控制，即控制 进出口管线之间旁路的流量。

在进一步优选的实施方式中，在所述前冷却器上设置有不凝气体出口(图 中未标出)。

其中，正常冷凝换热器设置不凝气平衡线，该平衡线用于防止不凝气在冷 却器中聚集，无法排出。通过将该平衡线与冷区器的不凝气管线相连接，既可 排出冷区器中的不凝气，又可进一步将该股不凝气冷却，减少苯损耗。

在一种优选的实施方式中，在所述前冷却器和回流罐之间设置有气液混合 物输送管线。

在进一步优选的实施方式中，在所述气液混合物输送管线上设置有温度控 制器，用于控制前冷却器出口物料的冷却温度。

在更进一步优选的实施方式中，所述温度控制器与所述控制阀串联连接。

在一种优选的实施方式中，在所述回流罐和所述后冷却器之间设置有不凝 气输送管线和液相回流管线I，通过所述不凝气输送管线和所述液相回流管线I 使回流罐和后冷却器之间形成循环回路。

在一种优选的实施方式中，在所述回流罐上进一步设置有回流罐不凝气外 排管线、回流罐惰性气体进料管线和液相回流管线II。

在进一步优选的实施方式中，在所述回流罐不凝气外排管线上设置有超压 旁路流量调节阀；和/或，在所述回流罐惰性气体进料管线上设置有惰性气体进 料流量调节阀；和/或，所述液相回流管线II与精馏塔塔顶连接，优选地，在所 述液相回流管线II上设置有回流泵。

在更进一步优选的实施方式中，自所述回流罐循环回精馏塔塔顶的回流液 中易挥发组分的重量含量为0.5wt％～10wt％，优选1％～3％。

其中，自所述回流罐循环回精馏塔塔顶的回流液中易挥发组分的重量含量 为0.5wt％、1wt％、2wt％、3wt％、4wt％、5wt％、6wt％、7wt％、8wt％、9wt％ 或10wt％。

在一种优选的实施方式中，在所述后冷却器上设置有冷却介质进口管线II 和冷却介质出口管线II。

在进一步优选的实施方式中，在所述后冷却器上进一步设置有后冷却器不 凝气外排管线。

在更进一步优选的实施方式中，在所述后冷却器不凝气外排管线上设置有 后冷却器不凝气流量调节阀。

在一种优选的实施方式中，所述惰性气体进料流量调节阀和所述后冷却器 不凝气流量调节阀的量程分别独立地为精馏塔进料中所述易挥发组分质量流量 的2～4倍；和/或，所述超压旁路流量调节阀的量程为精馏塔进料中所述易挥发 组分质量流量的3～8倍。

例如，所述惰性气体进料流量调节阀和所述后冷却器不凝气流量调节阀的 量程分别独立地为精馏塔进料中所述易挥发组分质量流量的2倍、3倍或4倍； 和/或，所述超压旁路流量调节阀的量程为精馏塔进料中所述易挥发组分质量流 量的3倍、4倍、5倍、6倍、7倍或8倍。

在进一步优选的实施方式中，所述惰性气体进料流量调节阀和所述后冷却 器不凝气流量调节阀的量程分别独立地为精馏塔进料中所述易挥发组分质量流 量的3～4倍；和/或，所述超压旁路流量调节阀的量程为精馏塔进料中所述易挥 发组分质量流量的5～8倍。

在一种优选的实施方式中，前冷却器的冷凝温度高于后冷却器的冷凝温度。

在进一步优选的实施方式中，前冷却器的出口温度比后冷却器的出口温度 高20℃～70℃。

在更进一步优选的实施方式中，前冷却器的出口温度≥40℃，优选≥80℃， 后冷却器的出口温度为10℃～40℃，优选为20℃～40℃。

例如，前冷却器的出口温度为40℃、60℃、70℃、80℃或90℃，后冷却器 的出口温度为10℃、20℃、30℃或40℃，且前冷却器的出口温度高于后冷却器 的出口温度。

在现有技术中只含有一个冷却器，直接冷却至10～40℃(例如40℃)，这样 在前期使易挥发组分较多地进入液相，但是后面又会挥发出来，这就会导致了 塔顶压力发生变化。

而在本发明中，前冷却器采用较高温度的冷却介质，降低易挥发组分(例 如丙烷)在液相中的溶解度，整个管线中易挥发组分(例如丙烷)的含量相比 现有技术低很多，保证系统温度波动(正负1-2度)时易挥发组分(例如丙烷) 析出量不至于过大，因为析出量过大会导致负荷大(尤其是对于流量控制阀III 而言)。

在一种优选的实施方式中，所述塔顶物料输送管线上的至少一个压力控制 器与超压旁路流量调节阀串联连接；和/或，所述塔顶物料输送管线上的至少一 个压力控制器同时与惰性气体进料流量调节阀和后冷却器不凝气流量调节阀串 联连接。

如图1所示，压力控制器PC(标号8)与超压旁路流量调节阀(标号11) 信号连接；压力控制器PC(标号10)与惰性气体进料流量调节阀(标号12) 和不凝气出料流量调节阀(标号13)信号连接，采用的分程控制方式。其中压 力控制器PC(标号8)的设定压力要高于压力控制器PC(标号10)的设定压 力。压力控制器PC(标号8)的主要作用是当塔顶超压且压力控制器PC(标号 10)无法作用(即此时不凝气出料流量调节阀(标号13)全开，且塔压仍然继续上式)时，使用压力控制器PC(标号8)来控制超压旁路流量调节阀(标号 11)排出塔顶不凝气，降低塔压。压力控制器PC(标号10)采用的是分程控制 方式来控制氮气进料流量调节阀(标号12)和不凝气出料流量调节阀(标号13)。 当压力过低时，此时不凝气出料流量调节阀(标号13)全关，并且塔压仍然降 低，此时采用压力控制器PC(标号10)控制惰性气体进料流量调节阀(标号 12)的开度引入惰性气体来稳定塔压。

在更进一步优选的实施方式中，与超压旁路流量调节阀串联的压力控制器 的压力范围为0.2～1.0MPag；和/或，与惰性气体进料流量调节阀和后冷却器不 凝气流量调节阀串联的压力控制器的压力范围为0.1～0.5MPag。

例如，与超压旁路流量调节阀串联的压力控制器的压力范围为0.2MPag、0.3MPag、0.4MPag、0.5MPag、0.6MPag、0.7MPag、0.8MPag、0.9MPag或1.0MPag； 和/或，与后冷却器不凝气流量调节阀串联的压力控制器的压力范围为0.1MPag、 0.2MPag、0.3MPag、0.4MPag或0.5MPag。

在一种优选的实施方式中，所述精馏塔为异丙苯生产工艺中的苯回收塔。

其中，在异丙苯生产单元中，苯回收塔主要用途是分离苯和异丙苯，此外 其也承担分离非芳、丙烷和水的作用。

在进一步优选的实施方式中，精馏塔顶部操作压力为0.1～1MPag，优选为 0.1～0.5MPag。

例如，精馏柱顶部操作压力为0.1MPag、0.2MPag、0.3MPag、0.4MPag、 0.5MPag、0.6MPag、0.7MPag、0.8MPag、0.9MPag或1MPag。

本发明目的之二在于提供一种控制精馏塔塔顶压力稳定的方法，其采用本 发明目的之一所述系统进行。

在一种优选的实施方式中，所述方法包括：精馏塔塔顶物料先经过前冷却 器生成汽液混合物，所述气液混合物进入回流罐内进行气液分离形成气相I和液 相I，其中，所述液相I循环回精馏塔塔顶，所述气相I进入后冷却器，经后冷 却器处理后形成气相II和液相II，其中，所述气相II任选地部分外排，所述液 相II循环回所述回流罐中，同时，任选地向所述回流罐内通入惰性气体。

在一种优选的实施方式中，当前冷却器的负荷波动不大，即前冷却器出口 温度的变化在±5℃范围内、优选在±2℃范围内时，所述气相I全部进入后冷却 器，并通过控制气相II的外排量和惰性气体进料流量控制精馏塔塔顶压力稳定。

在进一步优选的实施方式中，通过至少一个压力控制器控制后冷却器不凝 气流量调节阀和惰性气体进料流量调节阀以实现对气相II的外排量和惰性气体 进料流量的控制。

在一种优选的实施方式中，当前冷却器的负荷波动过大，即前冷却器出口 温度的变化超出±5℃时(会导致挥发性组分例如丙烷从液相中大量析出)，部 分气相I外排，部分气相I进入后冷却器中，其中，以控制精馏塔塔顶压力稳定 为前提。

在进一步优选的实施方式中，通过至少一个压力控制器控制超压旁路流量 调节阀以实现对气相I的外排量的控制。

本发明所述系统和方法主要解决精馏塔顶易挥发组分溶解度变化(例如异 丙苯工艺中苯塔由于塔顶丙烷溶解度变化)，导致不凝气量的大幅度波动，进而 导致塔压控制难的问题。本发明通过采用包括以下方式在内的手段进一步稳定 塔压，防止塔超压：a)通过控制塔顶冷却器负荷，提高塔顶冷凝温度，以降低回 流罐中易挥发组分(例如丙烷)的溶解量；b)通过设置压力分程控制二级泄压阀 门(指超压旁路流量调节阀)。

在一种优选的实施方式中，所述精馏塔为异丙苯生产工艺中的苯回收塔。

其中，在异丙苯生产单元中，苯回收塔主要用途是分离苯和异丙苯，此外 其也承担分离非芳、丙烷和水的作用。

在进一步优选的实施方式中，精馏塔顶部操作压力为0.1～1MPag，优选为 0.1～0.5MPag。

例如，精馏柱顶部操作压力为0.1MPag、0.2MPag、0.3MPag、0.4MPag、0.5MPag、0.6MPag、0.7MPag、0.8MPag、0.9MPag或1MPag。

本发明目的之三在于提供本发明所述系统或方法在异丙苯工艺中的苯回收 中的应用，尤其在苯回收塔塔顶压力控制中的应用。

在一种优选的实施方式中，所述精馏塔为异丙苯生产工艺中的苯回收塔。

其中，在异丙苯生产单元中，苯回收塔主要用途是分离苯和异丙苯，此外 其也承担分离非芳、丙烷和水的作用。

在进一步优选的实施方式中，精馏塔顶部操作压力为0.1～1MPag，优选为 0.1～0.5MPag。

例如，精馏柱顶部操作压力为0.1MPag、0.2MPag、0.3MPag、0.4MPag、 0.5MPag、0.6MPag、0.7MPag、0.8MPag、0.9MPag或1MPag。

本发明目的之四在于提供一种用于异丙苯生产工艺中的苯回收系统，其包 括精馏塔和设置于所述精馏塔塔顶的压力控制系统，所述压力控制系统采用本 发明目的之一所述控制精馏塔塔顶压力稳定的系统。

在一种优选的实施方式中，在所述精馏塔的上部设置有新鲜苯进口、中部 设置有烷基化物料进口、下部设置有烷基转移物料进口、塔釜设置有塔釜物料 出口。

在进一步优选的实施方式中，在所述精馏塔上设置有苯侧线采出口，优选 地，所述苯侧线采出口设置于所述新鲜苯进口与所述烷基化物料进口之间。

其中，所述精馏塔可被配置用于异丙苯工艺中苯塔精馏过程，其中，通过 上部的新鲜苯进料口接受来自罐区的新鲜苯，通过中部的烷基化反应液进料口 接受来自异丙苯装置烷基化反应器的反应液相产物，通过下部的烷基转移反应 液进料口接受来自异丙苯装置烷基转移反应器的反应液相产物；并且被配置用 于从塔顶排出少量非芳，保证侧线采出干苯的纯度。

在一种优选的实施方式中，在所述精馏塔的塔顶设置有塔顶物料出口，在 所述塔顶物料出口的下方设置有回流液入口。

在进一步优选的实施方式中，所述塔顶物料出口通过所述塔顶物料输送管 线与所述前冷却器连接，所述回流液入口与所述回流罐连接。

在一种优选的实施方式中，在所述精馏塔的塔釜设置有再沸器。

本发明目的之五在于提供一种异丙苯生产工艺中的回收苯的方法，采用本 发明目的之四所述苯回收系统进行；优选地，精馏塔顶部操作压力为0.1～1MPag， 优选为0.1～0.5MPag。

在本发明中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值， 这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说， 各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的 点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被 视为在本文中具体公开。在下文中，各个技术方案之间原则上可以相互组合 而得到新的技术方案，这也应被视为在本文中具体公开。

本发明主要解决塔顶易挥发组分溶解度变化(例如异丙苯工艺中苯塔由于 塔顶丙烷溶解度变化)导致不凝气量的大幅度波动、进而导致塔压控制难的问 题。与现有技术相比，本发明具有如下有益效果：

(1)不凝气的流量受塔顶冷却器负荷波动影响较大，采用前冷却器和后冷 器耦合冷却塔顶气相物料的方式，可减少回流液中的溶解的易挥发组分(例如 丙烷)含量，使得塔压平稳可控，从而大幅度降低塔的超压风险；

(2)提高塔顶冷凝温度后，塔顶的冷却器可以回收更高温度的低温热，降 低装置综合能耗。

附图说明

图1示出本发明所述苯回收系统的结构示意图。

在图1中，1-精馏塔，2-再沸器，3-前冷却器，4-后冷却器，5-回流罐，6- 回流泵，7-冷却器旁路流量控制阀，8-压力控制器一，9-温度控制器，10-压力控 制器二，11-超压旁路流量调节阀，12-惰性气体进料流量调节阀，13-不凝气出 料流量调节阀，S1-新鲜苯，S2-来自烷基化物料，S3-来自烷基转移物料，S4-不 凝气，S5-保护性气体(例如氮气)，S6-苯，S7-塔釜物料，HWR-热水回水，HES- 热水给水，CWR-冷却水回水，CWS-冷却水给水，MS-高压蒸汽，MC-高压蒸汽 凝液。

如图1所示，以异丙苯工艺中苯回收塔作具体描述，新鲜苯S1、来自烷基 化物料S2和来自烷基转移物料S3通入精馏塔1的不同塔板位置。在再沸器2 的加热作用下，轻组分气体向上流动，进入精馏塔1塔顶。塔顶的轻组分气体 经前冷却器3冷却，生成气液混合物，进入回流罐5中气液相分离。其中，夹 带苯及非芳的不凝气(含有大量丙烷)经由后冷却器4进一步冷凝，以回收其 中的苯，不凝气则由不凝气出料流量调节阀13通过压力控制器二10进行串级 控制排出。当前冷却器3负荷波动过大时，会导致丙烷从冷凝液中大量析出， 此时，产生的大量丙烷可由超压旁路流量调节阀11通过压力控制器一8进行串 级控制排出。在正常工况条件下，即前冷却器3负荷正常条件下，塔顶压力由 不凝气出料流量调节阀13和保护性气体进料流量调节阀12通过通过压力控制 器二10进行串级分程控制。回流罐5中的冷凝液由回流泵6返回精馏塔1中。 经脱水纯化后的苯S6从精馏塔1侧线采出。

具体实施方式

下面结合具体实施例对本发明进行具体的描述，有必要在此指出的是以下实 施例只用于对本发明的进一步说明，不能理解为对本发明保护范围的限制，本 领域技术人员根据本发明内容对本发明做出的一些非本质的改进和调整仍属本 发明的保护范围。

另外需要说明的是，在以下具体实施方式中所描述的各个具体技术特征， 在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重 复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。

此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违 背本发明的思想，由此而形成的技术方案属于本说明书原始公开内容的一部 分，同时也落入本发明的保护范围。

实施例与对比例中采用的原料，如果没有特别限定，那么均是现有技术公开 的，例如可直接购买获得或者根据现有技术公开的制备方法制得。

【实施例1】

如图1所示，以55万吨/年异丙苯工艺为例，对苯回收塔工艺条件进行具体 介绍。各物料温度、压力及流量如下表所示。其中，不凝气S4将在后续实施例 中进行进一步考察。苯回收塔塔顶压力为0.18MPag，回流罐压力为0.15MPag。 由新鲜苯S1、来自烷基化物料S2和来自烷基转移物料S3流股通入精馏塔1中 易挥发组分的质量流量为134kg/h，基于该质量流量，设定不凝气出料流量调节 阀13和惰性气体(氮气)进料流量调节阀12的最大流通量450kg/h，设定超压 旁路流量调节阀11的最大流通量1000/kg/h。与超压旁路流量调节阀串联的压力 控制器的压力范围为0.3～0.5MPag；与惰性气体进料流量调节阀和后冷却器不凝 气流量调节阀串联的压力控制器的压力范围为0.1～0.3Mpag。

采用前冷却器3和后冷却器4耦合的方式冷却不凝气。当前冷却器3的温度 为80℃时，由于不凝气中夹带有部分苯及非芳，因此设定后冷却器温度为40℃。

前冷却器3负荷波动对不凝气流量以及回流液中丙烷含量的影响如下表所示。

由上表可知，当前冷却器3负荷波动时，出口温度在79～82℃内发生变化， 不凝气流量占不凝气出料流量调节阀13最大流通量的百分比则在13％到67％内 变化，未超过90％，表明不凝气出料流量调节阀13满足前冷却器3负荷波动时 的调节范围，有利于稳定塔压。

【实施例2】

如图1所示，以55万吨/年异丙苯工艺为例，对上述苯回收塔工艺条件进行 具体介绍。各物料温度、压力及流量如下表所示。其中，不凝气S4将在后续实 施例中进行进一步考察。苯回收塔塔顶压力为0.18MPag，回流罐压力为 0.15MPag。由新鲜苯S1、来自烷基化物料S2和来自烷基转移物料S3流股通入 精馏塔1中易挥发组分的质量流量为134kg/h，基于该质量流量，设定不凝气出 料流量调节阀13和惰性气体(氮气)进料流量调节阀12的最大流通量450kg/h， 设定超压旁路流量调节阀11的最大流通量1000/kg/h。与超压旁路流量调节阀串 联的压力控制器的压力范围为0.3～0.5MPag；与惰性气体进料流量调节阀和后冷 却器不凝气流量调节阀串联的压力控制器的压力范围为0.1～0.3MPag。

采用前冷却器3和后冷却器4耦合的方式冷却不凝气。当前冷却器3温度为 90℃时，由于不凝气中夹带有部分苯及非芳，因此设定后冷却器温度为40℃。

前冷却器3负荷波动对不凝气流量以及回流液中丙烷含量的影响如下表所示。

由上表可知，当前冷却器3负荷波动时，出口温度在89～92℃内发生变化， 不凝气流量占不凝气出料流量调节阀13最大流通量的百分比则在26％到50％内 变化，未超过90％，表明不凝气出料流量调节阀13满足前冷却器3负荷波动时 的调节范围。此外，与实施例1对比可知，提高前冷却器3的出口温度，有利 于降低回流液中的丙烷含量；并且此时不凝气流量占不凝气出料流量调节阀13 最大流通量的变化范围缩小，表明提高前冷却器3的出口温度，更有利于塔压 控制。

【实施例3】

如图1所示，以55万吨/年异丙苯工艺为例，对上述苯回收塔工艺条件进行 具体介绍。各物料温度、压力及流量如下表所示。其中，不凝气S4将在后续实 施例中进行进一步考察。苯回收塔塔顶压力为0.18MPag，回流罐压力为 0.15MPag。由新鲜苯S1、来自烷基化物料S2和来自烷基转移物料S3流股通入 精馏塔1中易挥发组分的质量流量为134kg/h，基于该质量流量，设定不凝气出 料流量调节阀13和惰性气体(氮气)进料流量调节阀12的最大流通量450kg/h， 设定超压旁路流量调节阀11的最大流通量1000/kg/h。与超压旁路流量调节阀串 联的压力控制器的压力范围为0.3～0.5MPag；与惰性气体进料流量调节阀和后冷 却器不凝气流量调节阀串联的压力控制器的压力范围为0.1～0.3MPag。

采用前冷却器3和后冷却器4耦合的方式冷却不凝气。当前冷却器3温度为 90℃时，由于不凝气中夹带有部分苯及非芳，因此设定后冷却器温度为20℃。

前冷却器3负荷波动对不凝气流量以及回流液中丙烷含量的影响如下表所示。

由上表可知，当前冷却器3负荷波动时，出口温度在89～92℃内发生变化， 不凝气流量占不凝气出料流量调节阀13最大流通量的百分比基本保持则在13％ 到24％内变化，未超过30％，表明降低后冷器冷却温度至20℃，可极大的减少 后冷器出口不凝气的流量，使不凝气出料流量调节阀13满足前冷却器3负荷波 动时的调节范围，然而后冷器冷却温度设为20℃时，需要采用冷冻剂，相比于 冷却温度40℃时所采用的冷却水，提高了公用工程投资。此外，与实施例2对 比可知，降低后冷器的温度，不利于降低回流液中的丙烷含量。

【比较例1】

重复实施例1的过程，区别在于：当仅采用冷却器3的方式冷却不凝气，此 时后冷却器不工作，无冷却介质通入。当冷却器3温度为40℃时，冷却器3负 荷波动对不凝气流量以及回流液中丙烷含量的影响如下表所示。

由上表可知，在仅采用前冷却器3的方式冷却不凝气且设定前冷却器3出 口温度为40℃时，当前冷却器3负荷波动，出口温度在39～42℃内发生变化， 不凝气流量占不凝气出料流量调节阀13最大流通量的百分比则在0％到100％内 变化，尤其是当前冷却器3的出口温度未42℃时，不凝气流量超过不凝气出料 流量调节阀13最大流通量，表明当仅采用前冷却器3冷却不凝气时，前冷却器 3负荷稍微波动，会非常容易导致不凝气流量超过出料流量调节阀最大流通量， 从而导致精馏塔超压。

【比较例2】

重复实施例1的过程，区别在于：当仅采用前冷却器3的方式冷却不凝气， 此时后冷器不工作，无冷却介质通入。当前冷却器3温度为50℃时，前冷却器 3负荷波动对不凝气流量以及回流液中丙烷含量的影响如下表所示。

由上表可知，在仅采用前冷却器3的方式冷却不凝气且设定前冷却器3出口 温度为50℃时，当前冷却器3负荷波动，出口温度在49～52℃内发生变化，不 凝气流量占不凝气出料流量调节阀13最大流通量的百分比则在0％到100％内变 化，尤其是当前冷却器3的出口温度为52℃时，不凝气流量超过不凝气出料流 量调节阀13最大流通量，表明当仅采用前冷却器3冷却不凝气时，前冷却器3 负荷稍微波动，会非常容易导致不凝气流量超过出料流量调节阀最大流通量， 从而导致精馏塔超压。

【比较例3】

重复实施例1的过程，区别在于：当仅采用前冷却器3的方式冷却不凝气， 此时后冷器不工作，无冷却介质通入。当前冷却器3温度为60℃时，前冷却器3负荷波动对不凝气流量以及回流液中丙烷含量的影响如下表所示。

由上表可知，在仅采用前冷却器3的方式冷却不凝气且设定前冷却器3出口 温度为60℃时，当前冷却器3负荷波动，出口温度在59～62℃内发生变化，不 凝气流量占不凝气出料流量调节阀13最大流通量的百分比则在0％到100％内变 化，尤其是当前冷却器3的出口温度为62℃时，不凝气流量超过不凝气出料流 量调节阀13最大流通量，表明当仅采用前冷却器3冷却不凝气时，前冷却器3 负荷稍微波动，会非常容易导致不凝气流量超过出料流量调节阀最大流通量， 从而导致精馏塔超压。

由实施例1～3和对比例1～3可知，当仅采用前冷却器3冷却塔顶气相物料 时，塔顶回流液中丙烷的含量在3.5wt％到7.2％内变化，若前冷却器3的负荷发 生微弱波动，导致冷却器3出口物料温度增加2℃时，此时不凝气流量会超过出 料流量调节阀13的最大流通量，导致精馏塔超压。当采用前冷却器3和后冷器 4耦合的方式冷却塔顶气相物料时，前冷却器3负荷波动对不凝气流量的影响较 小，有利于精馏塔压力的稳定控制。

以上结合具体实施方式和范例性实例对本发明进行了详细说明，不过这些 说明并不能理解为对本发明的限制。本领域技术人员理解，在不偏离本发明精 神和范围的情况下，可以对本发明技术方案及其实施方式进行多种等价替换、 修饰或改进，这些均落入本发明的范围内。本发明的保护范围以所附权利要求 为准。