一種三餾分精餾分離的節能工藝方法

2023-09-18 18:25:45

專利名稱：一種三餾分精餾分離的節能工藝方法
技術領域：
本發明涉及化工分離工程中的精餾工藝，特別是一種三餾分精餾分離的節能工藝 方法，可普遍應用在各種產品的精餾過程。
背景技術：
精餾是化工分離工程中普遍採用的產品精製方法。對於含有輕餾分A、中間餾分B 和重餾分C的混合原料，若想得到高純度的中間餾分B，採用常規工藝，如圖1所示，需一臺 脫輕塔(Tl)和一臺精餾塔(T2)。由脫輕塔(Tl)塔頂脫除輕組分，然後由精餾塔(T2)塔釜 脫除重組分，由精餾塔(T2)塔頂獲得高純度中間餾分B。分離能耗很高。圖2為一種改進的節能工藝流程圖，利用差壓操作，脫輕塔(Tl)塔頂操作壓力高 於精餾塔(T2)塔頂操作壓力，使得Tl塔頂溫度高於T2塔釜溫度，利用脫輕塔(Tl)塔頂氣 相作為T2塔釜加熱熱源。整個雙塔分離過程中，僅Tl需外部熱源提供能量，T2不用外部 熱源提供能量，降低了操作能耗。圖3為另一種改進的節能工藝流程圖，與圖2相似，不同的是，精餾塔(T2)塔頂操 作壓力高於脫輕塔(Tl)塔頂操作壓力，整個雙塔分離過程中，僅T2需外部熱源提供能量， Tl不用外部熱源提供能量，Tl塔釜由T2塔頂氣相提供能量，降低了操作能耗。對於A、B、C三餾分沸點差較大、熱敏物系、高真空操作等工況下，圖2、圖3所示的 節能流程的應用受到了限制。以圖2所示流程為例，如果A、B、C三餾分沸點差較大，若想實 現Tl塔頂氣相給T2加熱，必需提高Tl塔頂操作壓力，這樣會導致Tl塔釜溫度過高，還會 導致Tl塔釜再沸器加熱困難，或者Tl塔釜物料結焦、聚合損失加大。對於熱敏物系、高真 空操作等工況，圖2、圖3所示的節能流程中，同樣會出現壓力較高塔的塔頂/塔釜操作溫度 升高的不利情形。並且，圖2、圖3所示的節能流程還受到Tl、T2之間能量匹配的限制，如 果Tl、T2兩塔所需分離能耗相差較多時，仍使用圖2、圖3所示的方法，必然導致其中的一 臺塔的設備規格偏大，造成設備投資的浪費。圖4、圖5為兩種等價結構的Petlyuk塔，屬於熱耦合塔。如圖4所示，含有A、B、 C三餾分的混合物料先進入副塔(T3)，全部輕餾分A和全部重餾分C分別從副塔(無冷凝 器和再沸器)(T3)塔頂和塔釜餾出，中間餾分B在T3塔頂、塔釜都有。將T3塔頂、塔釜物 料分別導入主塔(有冷凝器和再沸器)(T4)的合適位置，在T4頂部分離A和B，在T4下部 分離B和C。T4塔頂餾出輕餾分A，T4塔釜餾出重餾分C，中間餾分B由T4中部側線採出。 由於T3的塔頂回流液由T4的上部液相側線提供，T3塔釜加熱由T4下部氣相側線提供，只 有T4有冷凝器和再沸器，因此減少了操作能耗和設備投資。圖4、圖5所示的Petlyuk塔的最大缺陷是T3塔頂、T3塔釜物料引入T4塔的位置 難以確定，並且T4塔頂部液相側線、T4下部氣相側線的引出量難以確定。並且實際操作中， T4塔下部側線採出去T3塔底部的氣相流量很難控制，T4下部側線抽出氣量大小直接影響 T4中部上升氣相流量(T4下部側線抽出氣量+T4中部上升氣相流量=T4底部上升氣量)， 也直接會影響到中部側線——中間餾分B的純度。因此這種Petlyuk熱耦合塔雖然已經提出三十多年，但實際應用一直很少，實際操控問題難以解決。

發明內容
本發明涉及一種三餾分精餾分離的節能工藝方法，可以克服現有技術的缺陷，從 含有輕餾分A、中間餾分B和重餾分C的混合原料中，獲得高純度的中間餾分B的節能工藝 方法，具有顯著的實用性和極其顯著的節能效果，應用前景廣闊。本發明提供的脫除輕重組分的三餾分精餾分離的節能工藝方法包括的步驟(1)至少包括預蒸餾塔(TlOl)、精餾塔(T102)兩臺塔；(2)混合原料進入預蒸餾塔(TlOl)，T101頂部餾出部分輕餾分A，T101塔釜餾出物 只含重餾分C和中間餾分B去T102塔中下部。TlOl側線抽出含有A、B的液相物流去T102 塔中上部；(3)T102塔頂餾出剩餘Α，Τ102塔釜餾出重餾分C，由Τ102側線獲得中間餾分B ；為進一步減低操作能耗，TlOl和Τ102之間可以採用熱集成操作，即提高TlOl塔 頂操作壓力，用TlOl塔頂氣相作為Τ102塔釜再沸器熱源；或者提高Τ102塔頂操作壓力，用 Τ102塔頂氣相作為TlOl塔釜再沸器熱源。按本發明提供的工藝方法，TlOl側線抽出位置一般位於TlOl進料以上。按本發明提供的工藝方法，Τ102塔釜採出物流可去回收塔(Τ103)或其他設備(閃 蒸罐、過熱器、蒸發器等)進一步回收其中含有的中間餾分B。回收的中間餾分B可返回 Τ102塔，也可以單獨出料、不返回Τ102塔。本發明提供的工藝方法只需要一臺冷凝器和兩臺再沸器，與常規兩塔分離工藝相 比，節省了一臺冷凝器。並且，Τ101、Τ102兩塔之間熱集成操作，僅一臺塔需要外部熱源提 供能量，大大降低了操作能耗。此外，兩塔塔內上升蒸汽量由兩塔的塔釜再沸器分別控制， 有效克服了 Petlyuk塔不易操控的缺陷。本發明提供的脫除輕重組分的節能工藝方法可廣泛應用於化工分離中各種蒸餾、 蒸發過程，例如苯乙烯產品精製、乙二醇產品精製、醋酸提濃回收裝置、丁烯-1精製、正己 烷提純等等工況。本發明克服了已有技術的缺點，具有顯著的實用性和極其顯著的節能效果，應用 前景廣闊。


圖1是已有技術採用的兩塔順序分離輕重組分的工藝流程圖。圖2是一種熱集成分離輕重組分的工藝流程圖，Tl氣相為Τ2塔釜提供熱源。圖3是一種熱集成分離輕重組分的工藝流程圖，Τ2塔頂氣相為Tl塔釜提供熱源。圖4是一種典型的Petlyuk塔，物料先進入副塔，由主塔側線抽出產品。圖5是另一種典型的Petlyuk塔，物料先進入主塔，由副塔側線抽出產品。圖6是本發明提供的一種三餾分精餾分離的節能工藝圖。圖7是圖6的等價變形結構。TlOl頂部精餾段和冷凝器移至Τ102頂部。圖8是圖6所示工藝方法的變形結構。圖9是本發明提供的一種典型的脫除輕重組分的節能工藝流程圖，Τ101、Τ102兩塔之間熱集成操作，用TlOl塔頂氣相作為T102塔釜熱源。圖10是本發明提供的另一種典型的脫除輕重組分的節能工藝流程圖，T10UT102 兩塔之間熱集成操作，用T102塔頂氣相作為TlOl塔釜熱源。圖11是T102塔釜中所含中間餾分的一種典型回收工藝流程圖，T102塔釜採出物 流可去回收塔(T103)進一步回收其中含有的中間餾分B。回收的中間餾分B可返回T102 塔，也可以單獨出料、不返回T102塔。
具體實施例方式本發明的具體實施方案參照附圖詳細說明如下，但僅作說明而不是限制本發明。如圖9所示，本發明提供了一種典型的脫除輕重組分的節能工藝方法，含有輕餾 分A、中間餾分B和重餾分C的混合原料1先進入預蒸餾塔(TlOl)的中部，TlOl塔頂氣相2 給T102塔釜再沸器加熱後變為自身凝液3，凝液3 —部分作為TlOl回流4返回TlOl塔頂， 另一部分作為TlOl塔頂出料5採出。物流5中主要組分為輕餾分A。TlOl塔釜餾出物7 只含重餾分C和中間餾分B去T102塔中下部。由TlOl上部側線6抽出含有A、B的液相物 流去精餾塔(T102)塔中上部。T102塔頂氣相8經冷凝器冷凝後的凝液9 一部分作為T102 回流10返回T102塔頂，另一部分作為T102塔頂出料11採出(主要組分為進料中TlOl未 採出的剩餘輕餾分A)。T102塔釜餾出13重餾分C，由T102下部側線12獲得中間餾分B。TlOl和T102之間採用熱集成操作，即適當提高TlOl塔頂操作壓力，用TlOl塔頂 氣相作為T102塔釜再沸器熱源。或者如圖10所示，適當提高T102塔頂操作壓力，用T102 塔頂氣相作為TlOl塔釜再沸器熱源。整個分離過程僅一個塔釜再沸器需外部提供熱源，同 時僅一臺冷凝器需外部提供冷量，操作能耗大大降低。某些操作工況下，A、B、C三餾分之間沸點差較大，按圖9或圖10所提供的工藝方 法可能出現塔頂冷凝溫度太低或塔釜再沸器溫度太高等問題，此時TlOl和T102之間可取 消熱集成操作，T101、T102兩塔塔頂分別設置冷凝器，則圖9所提供的一種典型的脫除輕重 組分的節能工藝方法演變為圖8所示的工藝流程。對於大型裝置，採用圖8所示餾出可有 效減小單臺設備規模，降低製造、運輸、安裝困難。還可以僅TlOl設置冷凝器、Τ102不設置 冷凝器；或者僅Τ102設置冷凝器、TlOl不設置冷凝器。則圖8所示的工藝流程進一步演變 為圖6、圖7所示的工藝流程，即將圖8中TlOl和Τ102的頂部精餾段合併。兩塔精餾段合 並後置於TlOl頂部則圖8所示流程演變為圖6所示流程兩塔精餾段合併後置於Τ102頂 部則圖8所示流程演變為圖7所示流程。如圖6所示，本發明提供了一種三餾分精餾分離的節能工藝方法，含有輕餾分Α、 中間餾分B和重餾分C的混合原料1先進入預蒸餾塔TlOl的中部，TlOl塔頂氣相2經冷凝 後變為自身凝液3，一部分作為TlOl回流4返回TlOl塔頂，另一部分作為TlOl塔頂出料5 採出。物流5中主要組分為輕餾分A。TlOl塔釜餾出物7隻含重餾分C和中間餾分B。由 TlOl上部側線6抽出含有Α、Β (不含C)的液相物流去Τ102塔。Τ102塔頂氣相8返回TlOl 上部。Τ102塔釜餾出13重餾分C，由Τ102側線12獲得中間餾分B。由於預蒸餾塔TlOl在脫除輕餾分A的同時也實現了 B和C的初步分離，即TlOl 側線液相6主要為A和B (不含C)，TlOl塔釜物料7主要為C和B (不含Α)。然後物流6、 7分別導入Τ102頂部和下部，在Τ102中繼續分離。因此，雖然圖6所提供的演變工藝流程
5節能效果不如圖9所提供的工藝方法顯著，但TlOl與T102之間有機結合，較常規分離方法 (如圖1所示)仍然具有顯著的優勢。圖6所示的工藝方法節能效果與圖4、圖5所示的 Petlyuk塔相當，但T101、T102兩塔塔內上升蒸汽量均由兩塔的塔釜再沸器分別控制，解決 了 Petlyuk塔氣相引出及其流量控制的難題，有效克服了 Petlyuk塔不易操控的缺陷。應用實施例1 採用圖9提供的一種典型的脫除輕重組分的節能工藝方法進行苯乙烯的精製，粗 苯乙烯原料中含有輕餾分A (苯/甲苯/乙苯等)、中間餾分B (苯乙烯)及重餾分C ( α _甲 基苯乙烯、焦油等重組分)的混合原料先進入TlOl中部，TlOl塔頂乙苯氣相2用於加熱 Τ102塔釜再沸器，物流2的凝液3 —部分作為TlOl塔回流4，另一部分5採出。物流5主 要為乙苯等輕餾分，約佔TlOl進料中輕餾分的50%。TlOl上部側線6抽出乙苯和苯乙烯 的混合物(基本不含苯/甲苯)進Τ102塔中上部。TlOl塔釜出料7主要為苯乙烯和重組 分(基本不含乙苯等輕組分)去Τ102塔下部。Τ102塔頂乙苯氣相8經冷凝器冷凝後的凝 液9 一部分作為Τ102塔回流10，另一部分11作為Τ102塔頂出料。物流11主要為原料中 TlOl塔頂未採出的乙苯，物流11中基本不含苯/甲苯等輕組分，可直接返回前段乙苯脫氫 制苯乙烯反應工序。由Τ102塔側線12獲得純度99. 8%以上的苯乙烯產品。Τ102塔釜出 料13為苯乙烯及焦油等重組分。如圖11，物流13可以去後續回收塔(Τ103)(或苯乙烯蒸 發器)進一步回收其中的苯乙烯，回收的苯乙烯15可以返回Τ102塔(或者單獨出料、不返 回Τ102塔)，Τ103塔釜物料16為含苯乙烯濃度很低的焦油等重組分。按50萬噸/年苯乙烯產品(操作時數按8000小時/年)生產規模計算，每小時 精苯乙烯產品產量為62. 5Ton/h。粗苯乙烯原料按下列典型苯乙烯原料組成計算。表1 按本發明提供的脫除輕重組分的節能工藝方法(圖9提供的工藝方法)與目前廣 泛採用的常規脫除輕重組分的工藝方法(圖1所示)進行了操作能耗對比，對比操作條件 及節能效果列於表2中。應用實施例2:如圖6所示，採用圖6提供的一種三餾分精餾分離的節能工藝方法進行苯乙烯的 精製，含有苯/甲苯/乙苯等輕組分、苯乙烯及重組分甲基苯乙烯、焦油等)的混合原 料先進入TlOl上部，由TlOl塔頂餾出原料中苯/甲苯/乙苯等輕組分，TlOl中部側線6 抽出乙苯和苯乙烯的混合物(基本不含苯/甲苯)進Τ102塔頂。TlOl塔釜出料7主要為 苯乙烯和重組分(基本不含乙苯等輕組分)去Τ102塔下部。Τ102塔頂乙苯氣相8為乙苯 /苯乙烯混合物，去TlOl側線抽出位置。由Τ102塔側線12獲得純度99. 8%以上的苯乙烯 產品。Τ102塔釜出料13為苯乙烯及焦油等重組分。物流13可以去後續回收塔、或苯乙烯 蒸發器回收其中的苯乙烯，回收的苯乙烯可以返回Τ102塔，或者單獨出料、不返回Τ102塔。按50萬噸/年苯乙烯產品(操作時數按8000小時/年)生產規模計算，每小時 精苯乙烯產品產量為62. 5Ton/h。粗苯乙烯原料同表1。按本發明提供的脫除輕重組分的節能工藝方法(圖6提供的工藝方法)與目前廣 泛採用的常規脫除輕重組分的工藝方法(圖1所示)進行了操作能耗對比，對比操作條件 及節能效果也列於表2中。表 2 由上述對比數據，採用本發明提供的脫除輕重組分的節能工藝方法(如圖6所示) 與採用常規工藝方法(如圖1所示)進行苯乙烯精製相比操作能耗降低了(1. 344-1. 030)/1. 344X100%^ 23%每小時可節省蒸汽84-64. 4 = 19. 6噸。每年可節省蒸汽19. 6X8000 = 156800噸(15. 68萬噸)。按每噸蒸汽150元計算，每年可節省蒸汽費用15. 68萬噸/年X 150元/噸=2352萬元/年。由上述對比數據，採用本發明提供的脫除輕重組分的節能工藝方法(如圖9所示) 與採用常規工藝方法(如圖1所示)進行苯乙烯精製相比操作能耗降低了(1. 344-0. 589)/1. 344X100%^ 56%每小時可節省蒸汽84-36. 8 = 47. 2噸。每年可節省蒸汽47. 2 X 8000 = 377600噸(37. 76萬噸)。按每噸蒸汽150元計算，每年可節省蒸汽費用37. 76萬噸/年X 150元/噸=5664萬元/年。本發明提供的一種三餾分精餾分離的節能工藝方法，具有極其顯著經濟效益。結 合實施例加以具體說明，相關領域的人員完全可以根據本發明提供的方法進行適當改動或 變更與組合，來實現該技術。需要特別說明的是，所有這些通過對本發明提供的工藝流程進 行相類似的改動或變更與重新組合，對本領域技術人員來說是顯而易見的，都被視為在本 發明的精神、範圍和內容中。
權利要求
一種三餾分精餾分離的節能工藝方法，該工藝方法是從含有輕餾分A、中間餾分B和重餾分C的混合原料中獲得高純度的中間餾分B，其特徵在於該工藝方法包括(1)至少包括預蒸餾塔T101、精餾塔T102兩臺塔；(2)混合原料進入預蒸餾塔T101，T101頂部餾出部分輕餾分A，T101塔釜餾出物只含重餾分C和中間餾分B去T102塔中下部；T101側線抽出含有輕餾分A、中間餾分B的液相物流去T102塔中上部；(3)精餾塔T102塔頂餾出剩餘輕餾分A，T102塔釜餾出重餾分C，由T102側線獲得中間餾分B。
2.按照權利要求1所說的工藝方法，其特徵在於所說的預蒸餾塔TlOl和精餾塔T102 之間採用熱集成操作，用預蒸餾塔TlOl塔頂氣相作為精餾塔T102塔釜再沸器熱源；或者用 精餾塔T102塔頂氣相作為預蒸餾塔TlOl塔釜再沸器熱源。
3.按照權利要求1所說的工藝方法，其特徵在於所說的預蒸餾塔TlOl側線抽出位置位 於預蒸餾塔TlOl進料以上。
4.按照權利要求1或2所說的工藝方法，其特徵在於當原料中輕餾分A、中間餾分B、重 餾分C三組分之間沸點差較大時，預蒸餾塔TlOl和精餾塔T102之間取消熱集成操作，預蒸 餾塔T101、精餾塔T102兩塔塔頂分別設置冷凝器；或者僅預蒸餾塔TlOl設置冷凝器、精餾 塔T102不設置冷凝器；或者僅精餾塔T102設置冷凝器、預蒸餾塔TlOl不設置冷凝器。
5.按照權利要求1所說的工藝方法，其特徵在於所說的精餾塔T102塔釜採出物流可去 回收塔T103，或其他設備進一步回收其中含有的中間餾分B，回收的中間餾分B可返回精餾 塔T102塔，或不返回精餾塔T102塔。
全文摘要
本發明涉及一種三餾分精餾分離的節能工藝方法，從含有輕餾分A、中間餾分B和重餾分C的混合原料中獲得高純度的中間餾分B。至少包括預蒸餾塔(T101)、精餾塔(T102)兩臺塔，混合原料進入預蒸餾塔(T101)，由T101頂部餾出部分輕餾分A，T101塔釜餾出物只含重餾分C和中間餾分B去T102塔中下部。T101側線抽出含有A、B的液相物流去T102塔中上部；T102塔頂餾出剩餘A，T102塔釜餾出重餾分C，由T102側線獲得高純度中間餾分B。為進一步降低操作能耗，T101和T102之間採用熱集成操作，即適當提高T101塔頂操作壓力，用T101塔頂氣相作為T102塔釜再沸器熱源；或者適當提高T102塔頂操作壓力，用T102塔頂氣相作為T101塔釜再沸器熱源。本發明克服了已有技術的缺點，具有顯著的實用性和極其顯著的節能效果。
文檔編號B01D3/42GK101890249SQ201010233648
公開日2010年11月24日 申請日期2010年7月22日 優先權日2010年7月22日
發明者藍仁水, 黃貴明 申請人:藍仁水;黃貴明