CN107036393B - 采用双塔连续精馏生产5n级高纯丙烷的装置及生产工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明属于生一种采用双塔连续精馏生产5N级高纯丙烷的装置及生产工艺；包括原料液储罐、产品储罐，原料液储罐依次通过第一换热器第一原料进口、第一换热器第一原料出口、第一精馏塔第一原料进口、第一精馏塔气相出口、第二换热器第一原料气进口、第二换热器第一原料出口、气液分离器原料进口、气液分离器液相出口、第一精馏塔的第二原料进口、第一精馏塔的液相出口、第二精馏塔的第一原料、第二精馏塔的气相出口、第二换热器的第二原料气进口、第二换热器的第二原料出口与第一三通相连，第一三通的第三端通过第七调节阀与产品储罐相连；具有丙烷产品纯度高，能满足微电子、光电子原件对丙烷的要求，产量大可以适应大规模工业化生产的优点。

Description

采用双塔连续精馏生产5N级高纯丙烷的装置及生产工艺
技术领域
本发明属于生产5N级高纯丙烷技术领域，具体涉及一种采用双塔连续精馏生产5N级高纯丙烷的装置及生产工艺。
背景技术
高纯丙烷是用途十分广泛的气体，它既是配气生产中的重要组分气，也是光电子原件重要的生产原料，随着我国光电子产业的发展，高纯丙烷的需求量也越来越大，有很好的市场前景。我们采用了市场上方便购得的纯度为85％的工业丙烷作为原料，大大节省了原料成本。
在大规模工业生产方法中有些工艺可以生产高纯丙烷，现介绍几种适合小批量高纯丙烷生产的技术。
1、大型色谱法；也被称为制备色谱法。其原理是气液或气固色层分离，一定体积的原料气由进样器打入载气流中，即被载气带走，经过色谱分离柱进行吸附和脱附，被分离成若干个色谱峰，用分析控制器观察分离过程及确定自动阀的正常操作位置，把欲得组分分别切割出来，送去冷阱弃去杂质峰，再把送入冷阱的气体通过冷冻或冷凝的方法将其自载气中分离，从而得到高纯度的丙烷。
2、化学吸收-吸附法；此工艺的基本思路是用化学吸收法除去含量较高、与丙烷物理性质相近的丙烯杂质，用吸附法除去残余的丙烯等烃类杂质，再用冷凝法除去氮气、氧气、甲烷、氢气等低沸点杂质制得纯丙烷。吸附分离是根据混合物中不同组分在同一固体物质(吸附剂)上的吸附特性不同而实现分离的。
3、吸附-冷凝法；其原理是用吸附-冷凝分离技术实现从液化气中提取高纯丙烷。利用吸附剂的表面能从流体中有选择性的吸附一定组分的能力，使混合物组分彼此分离。选用一定的型号的吸附剂做净化剂。其对极性分子和不饱和烃类分子具有优先吸附的能力。吸附除去原料中的丙烯、异丁烷等碳氢化合物杂质，用冷凝法分离除去氮气、氧气等低沸点杂质，可获得99.995％的高纯丙烷。
发明内容
本发明的目的就在于克服传统工艺设备复杂、投资大，低温冷凝精馏能耗大、热力学效率低、高纯丙烷纯度低的缺陷而提供一种采用丙烷和乙烷的混合气先作为热源为精馏塔塔底再沸器作为热源提供热量之后，冷凝为液体再经节流降压为精馏塔塔顶冷凝器提供冷量，从而实现能量的综合利用，提高了***能量利用效率的采用双塔连续精馏生产5N级高纯丙烷的装置及生产工艺。
本发明通过以下技术方案来实现上述目的：包括原料液储罐、产品储罐、制冷装置和废气炉，原料液储罐通过管道与第一换热器的第一原料进口相连，第一换热器的第一原料出口通过第一调节阀与第一精馏塔的第一原料进口相连，第一精馏塔顶部的气相出口通过管道与第二换热器的第一原料气进口相连，第二换热器的第一原料出口通过管道与气液分离器的原料进口相连，气液分离器的液相出口通过管道与第一精馏塔的第二原料进口相连，第一精馏塔的塔底液相出口通过第三调节阀与第二精馏塔的第一原料进口相连，第二精馏塔的塔顶气相出口通过管道与第二换热器的第二原料气进口相连，第二换热器的第二原料出口与第一三通相连，第一三通的第二端通过第四调节阀与第二精馏塔的第二原料进口相连，第一三通的第三端通过第七调节阀与产品储罐相连，第二精馏塔的塔底液相出口经管道与第一换热器的第三原料进口相连，第一换热器的第三原料出口通过第九调节阀与废气炉相连，气液分离器的气相出口通过管道与第一换热器的第二原料进口相连，第一换热器的第二原料出口通过第八调节阀与废气炉相连；制冷装置的出口与第二三通相连，第二三通的第二端通过管道与第一换热器的第一混合气进口相连，第一换热器的第一混合气出口通过第五调节阀和第二精馏塔的再沸器与第三三通第一端相连；第二三通的第三端通过第二调节阀和第一精馏塔的再沸器与第三三通第二端相连；第三三通的第三端通过第六调节阀与第二换热器的混合液进口相连，第二换热器的混合液出口通过管道与第一换热器第二混合气进口相连，第一换热器第二混合气出口通过第十调节阀与制冷装置的进口相连。
一种采用双塔连续精馏生产5N级高纯丙烷的装置的生产工艺，该生产工艺包括如下步骤：
步骤一：原料液储罐中的原料液通过第一换热器的第一原料进口、第一换热器的第一原料出口和第一调节阀后进入第一精馏塔的第一原料液进口，所述的原料液为：85#工业丙烷，所述的原料液组成成份为：丙烷、甲烷、乙烷、二氧化碳、正丁烷、异丁烷、水、乙烯、丙烯、二甲醚、氧、氮；原料液温度为40℃，压力为2.2MPA(绝压)，气相分率为0，丙烷的摩尔分数为85％，经第一换热器后原料液温度为10℃，经第一调节阀后原料液温度为：-30℃；
步骤二：使上述步骤一中通过第一精馏塔的第一原料液进口的原料液进入第一精馏塔进行精馏提纯，精馏提纯后的气相通过第一精馏塔顶部的气相出口和第二换热器的第一原料气进口进入第二换热器进行换热冷凝，换热冷凝后的原料气通过第二换热器第一原料出口进入气液分离器内进行气液分离，液相通过气液分离器的液相出口和第一精馏塔的第二原料进口回流至第一精馏塔内，气相通过气液分离器的气相出口和第一换热器的第二原料进口进入第一换热器回收冷量，回收冷量后的尾气通过第一换热器的第二原料出口和第八调节阀输送至废气炉中进行处理；所述第一精馏塔顶部的气相出口的原料气温度为：-35.6℃，第二换热器第一原料出口的原料气温度为：-37℃，第一换热器的第二原料出口的尾气温度为：1℃；
步骤三：使上述步骤二中第一精馏塔的塔底液相出口的原料液通过第三调节阀和第二精馏塔的第一原料进口进入第二精馏塔中进行精馏，精馏后的液相通过第二精馏塔的塔底液相出口和第一换热器的第三原料进口进入第一换热器换热后回收冷量，回收冷量后的尾气通过第一换热器的第三原料出口和第九调节阀进入废气炉内；精馏后的气相经第二精馏塔的塔顶气相出口、第二换热器的第二原料气进口和第二换热器的第二原料出口后分为两股，一股通过第四调节阀和第二精馏塔的第二原料进口进入第二精馏塔内回流，另一股通过第七调节阀进入产品储罐中；所述进入第二精馏塔的第一原料进口的原料液温度为：-26℃，压力为：0.18MPa(绝压)；第二精馏塔的塔顶气相出口的原料气温度为：-36℃，第二换热器的第二原料出口的产品温度为：-37℃，压力：0.13MPa(绝压)、气相分率为0，丙烷的摩尔分数为99.9994％；
步骤四：制冷循环的过程，制冷装置中的制冷剂分成两股，其中一股经与第一换热器的第一混合气进口换热预冷至10℃，再经过第一换热器2的第一混合气出口、第五调节阀和第二精馏塔的再沸器后进入到第三三通内，另外一股经第二调节阀和第一精馏塔的再沸器后进入到第三三通内，之后两股混合液混合之后经第六调节阀节流降压后，再通过第二换热器的混合液进口进入第二换热器中为其提供冷量，使第一精馏塔和第二精馏塔塔顶气体冷凝回流，气化后的混合气经第二换热器的第三出口和第一换热器第二混合气进口进入第二换热器中，在第二换热器中回收冷量之后通过第一换热器第二混合气出口和第十调节阀进入制冷装置的进口内循环利用。
本发明具有如下优点：
1、本发明生产的丙烷纯度高达99.9994％，质量完全能满足微电子、光电子原件对丙烷的要求，且能够连续生产，生产量较大完全可以进行大规模工业化生产，填补国内高纯丙烷工业化生产的空白，具有很好的经济效益和社会效益。
2、本发明精馏***采用双塔精馏技术，制冷剂采用丙烷和乙烷的混合气巧妙地将混合气为塔底再沸器提供热量后，其温度降低再节流降压为塔顶共用的冷凝器提供冷量，实现了能量的转移，降低了能耗，极大地提高了能量的利用效率，在大幅度简化制冷流程的同时也提高了其生产中的安全系数，相比较传统工艺有着革命性的进步。
3、在生产过程中采用双塔精馏没有额外多加的操作单元，与吸附精馏法相比其生产设备投资成本低、能耗低、产品利润空间大。
附图说明
图1为本发明的结构示意图。
图2为本发明第一换热器的结构示意图。
具体实施方式
为了对本发明的技术特征、目的和效果有更加清楚的理解，现对照附图说明本发明的具体实施方式，在各图中相同的标号表示相同的部件。为使图面简洁，各图中只示意性地表示出了与发明相关的部分，它们并不代表其作为产品的实际结构。
如图1、2所示，本发明为采用双塔连续精馏生产5N级高纯丙烷的装置及生产工艺，其结构包括原料液储罐1、产品储罐48、制冷装置50和废气炉51，原料液储罐1通过管道与第一换热器2的第一原料进口17相连，第一换热器2的第一原料出口24通过第一调节阀3与第一精馏塔4的第一原料进口27相连，第一精馏塔4顶部的气相出口28通过管道与第二换热器6的第一原料气进口34相连，第二换热器6的第一原料出口38通过管道与气液分离器7的原料进口39相连，气液分离器7的液相出口41通过管道与第一精馏塔4的第二原料进口29相连，第一精馏塔4的塔底液相出口31通过第三调节阀5与第二精馏塔9的第一原料进口46相连，第二精馏塔9的塔顶气相出口42通过管道与第二换热器6的第二原料气进口36相连，第二换热器6的第二原料出口33与第一三通49相连，第一三通49的第二端通过第四调节阀8与第二精馏塔9的第二原料进口47相连，第一三通49的第三端通过第七调节阀10与产品储罐48相连，第二精馏塔9的塔底液相出口44经管道与第一换热器2的第三原料进口18相连，第一换热器2的第三原料出口23通过第九调节阀12与废气炉51相连，气液分离器7的气相出口40通过管道与第一换热器2的第二原料进口19相连，第一换热器2的第二原料出口22通过第八调节阀11与废气炉51相连；制冷装置50的出口与第二三通32相连，第二三通32的第二端通过管道与第一换热器2的第一混合气进口20相连，第一换热器2的第一混合气出口25通过第五调节阀14和第二精馏塔9的再沸器45与第三三通43第一端相连；第二三通32的第三端通过第二调节阀13和第一精馏塔4的再沸器30与第三三通43第二端相连；第三三通43的第三端通过第六调节阀15与第二换热器6的混合液进口37相连，第二换热器6的混合液出口35通过管道与第一换热器2第二混合气进口26相连，第一换热器2第二混合气出口21通过第十调节阀16与制冷装置50的进口相连。
一种采用双塔连续精馏生产5N级高纯丙烷的装置的生产工艺，该生产工艺包括如下步骤：
步骤一：原料液储罐1中的原料液通过第一换热器2的第一原料进口17、第一换热器2的第一原料出口24和第一调节阀3后进入第一精馏塔4的第一原料液进口27，所述的原料液为：85#工业丙烷，所述的原料液组成成份为：丙烷、甲烷、乙烷、二氧化碳、正丁烷、异丁烷、水、乙烯、丙烯、二甲醚、氧、氮；原料液温度为40℃，压力为2.2MPA(绝压)，气相分率为0，丙烷的摩尔分数为85％，经第一换热器2后原料液温度为10℃，经第一调节阀3后原料液温度为：-30℃；
步骤二：使上述步骤一中通过第一精馏塔4的第一原料液进口27的原料液进入第一精馏塔4进行精馏提纯，精馏提纯后的气相通过第一精馏塔4顶部的气相出口28和第二换热器6的第一原料气进口34进入第二换热器6进行换热冷凝，换热冷凝后的原料气通过第二换热器6第一原料出口38进入气液分离器7内进行气液分离，液相通过气液分离器7的液相出口41和第一精馏塔4的第二原料进口29回流至第一精馏塔4内，气相通过气液分离器7的气相出口40和第一换热器2的第二原料进口19进入第一换热器2回收冷量，回收冷量后的尾气通过第一换热器2的第二原料出口22和第八调节阀11输送至废气炉51中进行处理；所述第一精馏塔4顶部的气相出口28的原料气温度为：-35.6℃，第二换热器6第一原料出口38的原料气温度为：-37℃，第一换热器2的第二原料出口22的尾气温度为：1℃；
步骤三：使上述步骤二中第一精馏塔4的塔底液相出口31的原料液通过第三调节阀5和第二精馏塔9的第一原料进口46进入第二精馏塔9中进行精馏，精馏后的液相通过第二精馏塔9的塔底液相出口44和第一换热器2的第三原料进口18进入第一换热器2换热后回收冷量，回收冷量后的尾气通过第一换热器2的第三原料出口23和第九调节阀12进入废气炉51内；精馏后的气相经第二精馏塔9的塔顶气相出口42、第二换热器6的第二原料气进口36和第二换热器6的第二原料出口33后分为两股，一股通过第四调节阀8和第二精馏塔9的第二原料进口47进入第二精馏塔9内回流，另一股通过第七调节阀10进入产品储罐48中；所述进入第二精馏塔9的第一原料进口46的原料液温度为：-26℃，压力为：0.18MPa(绝压)；第二精馏塔9的塔顶气相出口42的原料气温度为：-36℃，第二换热器6的第二原料出口33的产品温度为：-37℃，压力：0.13MPa(绝压)、气相分率为0，丙烷的摩尔分数为99.9994％；
步骤四：制冷循环的过程，制冷装置50中的制冷剂分成两股，其中一股经与第一换热器2的第一混合气进口20换热预冷至10℃，再经过第一换热器2的第一混合气出口25、第五调节阀14和第二精馏塔9的再沸器45后进入到第三三通43内，另外一股经第二调节阀13和第一精馏塔4的再沸器30后进入到第三三通43内，之后两股混合液混合之后经第六调节阀15节流降压后，再通过第二换热器6的混合液进口37进入第二换热器6中为其提供冷量，使第一精馏塔4和第二精馏塔9塔顶气体冷凝回流，气化后的混合气经第二换热器6的第三出口35和第一换热器2第二混合气进口26进入第二换热器6中，在第二换热器6中回收冷量之后通过第一换热器2第二混合气出口21和第十调节阀16进入制冷装置50的进口内循环利用。
本发明能够适应工业化规模生产，其主要特点为能耗低且产品的质量高，其能耗为1000KW/吨，产品质量可提高至99.999％电子级级别，其采用的原料为工业级乙烷，对工业级产品进行深度提纯，与传统生产丙烷工艺能耗可比性较低；本发明与传统精馏相比，对精馏过程进行优化，提高精馏冷量利用效率(与传统精馏及制冷相比)，能耗降低约8％～10％左右。
为了更加详细的解释本发明，现结合实施例对本发明做进一步阐述。具体实施例如下：
实施例一
一种采用双塔连续精馏生产5N级高纯丙烷的装置，包括原料液储罐1、产品储罐48制冷装置50和废气炉51，原料液储罐1通过管道与第一换热器2的第一原料进口17相连，第一换热器2的第一原料出口24通过第一调节阀3与第一精馏塔4的第一原料进口27相连，第一精馏塔4顶部的气相出口28通过管道与第二换热器6的第一原料气进口34相连，第二换热器6的第一原料出口38通过管道与气液分离器7的原料进口39相连，气液分离器7的液相出口41通过管道与第一精馏塔4的第二原料进口29相连，第一精馏塔4的塔底液相出口31通过第三调节阀5与第二精馏塔9的第一原料进口46相连，第二精馏塔9的塔顶气相出口42通过管道与第二换热器6的第二原料气进口36相连，第二换热器6的第二原料出口33与第一三通49相连，第一三通49的第二端通过第四调节阀8与第二精馏塔9的第二原料进口47相连，第一三通49的第三端通过第七调节阀10与产品储罐48相连，第二精馏塔9的塔底液相出口44经管道与第一换热器2的第三原料进口18相连，第一换热器2的第三原料出口23通过第九调节阀12与废气炉51相连，气液分离器7的气相出口40通过管道与第一换热器2的第二原料进口19相连，第一换热器2的第二原料出口22通过第八调节阀11与废气炉51相连；制冷装置50的出口与第二三通32相连，第二三通32的第二端通过管道与第一换热器2的第一混合气进口20相连，第一换热器2的第一混合气出口25通过第五调节阀14和第二精馏塔9的再沸器45与第三三通43第一端相连；第二三通32的第三端通过第二调节阀13和第一精馏塔4的再沸器30与第三三通43第二端相连；第三三通43的第三端通过第六调节阀15与第二换热器6的混合液进口37相连，第二换热器6的混合液出口35通过管道与第一换热器2第二混合气进口26相连，第一换热器2第二混合气出口21通过第十调节阀16与制冷装置50的进口相连。
一种采用双塔连续精馏生产5N级高纯丙烷的装置的生产工艺，该生产工艺包括如下步骤：
步骤一：原料液储罐1中的原料液通过第一换热器2的第一原料进口17、第一换热器2的第一原料出口24和第一调节阀3后进入第一精馏塔4的第一原料液进口27，所述的原料液为：85#工业丙烷，所述的原料液组成成份为：丙烷、甲烷、乙烷、二氧化碳、正丁烷、异丁烷、水、乙烯、丙烯、二甲醚、氧、氮；原料液温度为40℃，压力为2.2MPA(绝压)，气相分率为0，丙烷的摩尔分数为85％，经第一换热器2后原料液温度为10℃，经第一调节阀3后原料液温度为：-30℃；
步骤二：使上述步骤一中通过第一精馏塔4的第一原料液进口27的原料液进入第一精馏塔4进行精馏提纯，精馏提纯后的气相通过第一精馏塔4顶部的气相出口28和第二换热器6的第一原料气进口34进入第二换热器6进行换热冷凝，换热冷凝后的原料气通过第二换热器6第一原料出口38进入气液分离器7内进行气液分离，液相通过气液分离器7的液相出口41和第一精馏塔4的第二原料进口29回流至第一精馏塔4内，气相通过气液分离器7的气相出口40和第一换热器2的第二原料进口19进入第一换热器2回收冷量，回收冷量后的尾气通过第一换热器2的第二原料出口22和第八调节阀11输送至废气炉51中进行处理；所述第一精馏塔4顶部的气相出口28的原料气温度为：-35.6℃，第二换热器6第一原料出口38的原料气温度为：-37℃，第一换热器2的第二原料出口22的尾气温度为：1℃；
步骤三：使上述步骤二中第一精馏塔4的塔底液相出口31的原料液通过第三调节阀5和第二精馏塔9的第一原料进口46进入第二精馏塔9中进行精馏，精馏后的液相通过第二精馏塔9的塔底液相出口44和第一换热器2的第三原料进口18进入第一换热器2换热后回收冷量，回收冷量后的尾气通过第一换热器2的第三原料出口23和第九调节阀12进入废气炉51内；精馏后的气相经第二精馏塔9的塔顶气相出口42、第二换热器6的第二原料气进口36和第二换热器6的第二原料出口33后分为两股，一股通过第四调节阀8和第二精馏塔9的第二原料进口47进入第二精馏塔9内回流，另一股通过第七调节阀10进入产品储罐48中；所述进入第二精馏塔9的第一原料进口46的原料液温度为：-26℃，压力为：0.18MPa(绝压)；第二精馏塔9的塔顶气相出口42的原料气温度为：-36℃，第二换热器6的第二原料出口33的产品温度为：-37℃，压力：0.13MPa(绝压)、气相分率为0，丙烷的摩尔分数为99.9994％；
步骤四：制冷循环的过程，制冷装置50中的制冷剂分成两股，其中一股经与第一换热器2的第一混合气进口20换热预冷至10℃，再经过第一换热器2的第一混合气出口25、第五调节阀14和第二精馏塔9的再沸器45后进入到第三三通43内，另外一股经第二调节阀13和第一精馏塔4的再沸器30后进入到第三三通43内，之后两股混合液混合之后经第六调节阀15节流降压后，再通过第二换热器6的混合液进口37进入第二换热器6中为其提供冷量，使第一精馏塔4和第二精馏塔9塔顶气体冷凝回流，气化后的混合气经第二换热器6的第三出口35和第一换热器2第二混合气进口26进入第二换热器6中，在第二换热器6中回收冷量之后通过第一换热器2第二混合气出口21和第十调节阀16进入制冷装置50的进口内循环利用。
在本发明的描述中，需要理解的是，术语“上部”、“底部”、“中部”、“顶部”等等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。在本发明的描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“设”、“安装”、“装”、“相连”等等应做广义理解，例如，可以是固定连接，一体地连接，也可以是可拆卸连接；也可以是两个元件内部的连通；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，对于本领域的普通技术人员而言，可以根据具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。需要指出的是在本文中，“第一”、“第二”等仅用于彼此的区分，而非表示它们的重要程度及顺序等。上文的详细说明仅仅是针对本发明的可行性实施方式的具体说明，它们并非用以限制本发明的保护范围，凡未脱离本发明技艺精神所作的等效实施方式、变更和改造均应包含在本发明的保护范围之内。

Claims (1)

1.一种采用双塔连续精馏生产5N级高纯丙烷的装置的生产工艺，其特征在于：该生产工艺包括如下步骤：
步骤一：原料液储罐(1)中的原料液通过第一换热器(2)的第一原料进口(17)、第一换热器(2)的第一原料出口(24)和第一调节阀(3)后进入第一精馏塔(4)的第一原料液进口(27)，所述的原料液为：85#工业丙烷，所述的原料液组成成份为：丙烷、甲烷、乙烷、二氧化碳、正丁烷、异丁烷、水、乙烯、丙烯、二甲醚、氧、氮；原料液温度为40℃，压力为2.2MPA(绝压)，气相分率为0，丙烷的摩尔分数为85％，经第一换热器(2)后原料液温度为10℃，经第一调节阀(3)后原料液温度为：-30℃；
步骤二：使上述步骤一中通过第一精馏塔(4)的第一原料液进口(27)的原料液进入第一精馏塔(4)进行精馏提纯，精馏提纯后的气相通过第一精馏塔(4)顶部的气相出口(28)和第二换热器(6)的第一原料气进口(34)进入第二换热器(6)进行换热冷凝，换热冷凝后的原料气通过第二换热器(6)第一原料出口(38)进入气液分离器(7)内进行气液分离，液相通过气液分离器(7)的液相出口(41)和第一精馏塔(4)的第二原料进口(29)回流至第一精馏塔(4)内，气相通过气液分离器(7)的气相出口(40)和第一换热器(2)的第二原料进口(19)进入第一换热器(2)回收冷量，回收冷量后的尾气通过第一换热器(2)的第二原料出口(22)和第八调节阀(11)输送至废气炉(51)中进行处理；所述第一精馏塔(4)顶部的气相出口(28)的原料气温度为：-35.6℃，第二换热器(6)第一原料出口(38)的原料气温度为：-37℃，第一换热器(2)的第二原料出口(22)的尾气温度为：1℃；
步骤三：使上述步骤二中第一精馏塔(4)的塔底液相出口(31)的原料液通过第三调节阀(5)和第二精馏塔(9)的第一原料进口(46)进入第二精馏塔(9)中进行精馏，精馏后的液相通过第二精馏塔(9)的塔底液相出口(44)和第一换热器(2)的第三原料进口(18)进入第一换热器(2)换热后回收冷量，回收冷量后的尾气通过第一换热器(2)的第三原料出口(23)和第九调节阀(12)进入废气炉(51)内；精馏后的气相经第二精馏塔(9)的塔顶气相出口(42)、第二换热器(6)的第二原料气进口(36)和第二换热器(6)的第二原料出口(33)后分为两股，一股通过第四调节阀(8)和第二精馏塔(9)的第二原料进口(47)进入第二精馏塔(9)内回流，另一股通过第七调节阀(10)进入产品储罐(48)中；所述进入第二精馏塔(9)的第一原料进口(46)的原料液温度为：-26℃，压力为：0.18MPa(绝压)；第二精馏塔(9)的塔顶气相出口(42)的原料气温度为：-36℃，第二换热器(6)的第二原料出口(33)的产品温度为：-37℃，压力：0.13MPa(绝压)、气相分率为0，丙烷的摩尔分数为99.9994％；
步骤四：制冷循环的过程，制冷装置(50)中的制冷剂分成两股，其中一股经与第一换热器(2)的第一混合气进口(20)换热预冷至10℃，再经过第一换热器(2)的第一混合气出口(25)、第五调节阀(14)和第二精馏塔(9)的再沸器(45)后进入到第三三通(43)内，另外一股经第二调节阀(13)和第一精馏塔(4)的再沸器(30)后进入到第三三通(43)内，之后两股混合液混合之后经第六调节阀(15)节流降压后，再通过第二换热器(6)的混合液进口(37)进入第二换热器(6)中为其提供冷量，使第一精馏塔(4)和第二精馏塔(9)塔顶气体冷凝回流，气化后的混合气经第二换热器(6)的第三出口(35)和第一换热器(2)第二混合气进口(26)进入第二换热器(6)中，在第二换热器(6)中回收冷量之后通过第一换热器(2)第二混合气出口(21)和第十调节阀(16)进入制冷装置(50)的进口内循环利用；
双塔连续精馏生产5N级高纯丙烷的装置包括原料液储罐(1)、产品储罐(48)、制冷装置(50)和废气炉(51)，原料液储罐(1)通过管道与第一换热器(2)的第一原料进口(17)相连，第一换热器(2)的第一原料出口(24)通过第一调节阀(3)与第一精馏塔(4)的第一原料液进口(27)相连，第一精馏塔(4)顶部的气相出口(28)通过管道与第二换热器(6)的第一原料气进口(34)相连，第二换热器(6)的第一原料出口(38)通过管道与气液分离器(7)的原料进口(39)相连，气液分离器(7)的液相出口(41)通过管道与第一精馏塔(4)的第二原料进口(29)相连，第一精馏塔(4)的塔底液相出口(31)通过第三调节阀(5)与第二精馏塔(9)的第一原料进口(46)相连，第二精馏塔(9)的塔顶气相出口(42)通过管道与第二换热器(6)的第二原料气进口(36)相连，第二换热器(6)的第二原料出口(33)与第一三通(49)相连，第一三通(49)的第二端通过第四调节阀(8)与第二精馏塔(9)的第二原料进口(47)相连，第一三通(49)的第三端通过第七调节阀(10)与产品储罐(48)相连，第二精馏塔(9)的塔底液相出口(44)经管道与第一换热器(2)的第三原料进口(18)相连，第一换热器(2)的第三原料出口(23)通过第九调节阀(12)与废气炉(51)相连，气液分离器(7)的气相出口(40)通过管道与第一换热器(2)的第二原料进口(19)相连，第一换热器(2)的第二原料出口(22)通过第八调节阀(11)与废气炉(51)相连；
制冷装置(50)的出口与第二三通(32)相连，第二三通(32)的第二端通过管道与第一换热器(2)的第一混合气进口(20)相连，第一换热器(2)的第一混合气出口(25)通过第五调节阀(14)和第二精馏塔(9)的再沸器(45)与第三三通(43)第一端相连；第二三通(32)的第三端通过第二调节阀(13)和第一精馏塔(4)的再沸器(30)与第三三通(43)第二端相连；第三三通(43)的第三端通过第六调节阀(15)与第二换热器(6)的混合液进口(37)相连，第二换热器(6)的第三出口(35)通过管道与第一换热器(2)第二混合气进口(26)相连，第一换热器(2)第二混合气出口(21)通过第十调节阀(16)与制冷装置(50)的进口相连。
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