CN101091836A - 一种节能精馏分离方法及设备 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种精馏分离节能方法及设备，由A和B两个精馏塔串联，A塔的底部与再沸器连接，塔底采出口与B塔采入口连接，A塔的顶部采出口与中间再沸器、回流罐、回流泵、A塔的顶部入口连接，中间再沸器与B塔下部连接，调节再沸器一端与B塔底部连接，B塔顶部采出口通过冷凝器、回流罐、回流泵连接B塔顶部，A塔的塔顶撤热冷凝热负荷作为串联的B塔的中间再沸器的供热热负荷，该塔塔顶冷凝的液体，部分回流入塔，其余部分当作产品采出，在B塔，另外部分轻产品从塔顶蒸出，经冷凝器冷凝，部分回流入塔，其余部分作为产品采出，该塔靠冷凝器和中间再沸器供热，并附加热负荷很小的调节再沸器，达到双塔串联，冷凝器，中间再沸器热力耦合的目的，设计合理，节能效果明显。
Description
技术领域：
本发明涉及一种用于精馏分离的节能精馏分离方法及设备。
背景技术：
目前典型的单塔精馏示意流程图见附图1。原料经过精馏塔分离，从塔顶获得塔顶产品，从塔釜获得塔釜产品。
目前典型的串联的两塔精馏示意流程图见附图2。原料进入精馏塔I，由该塔顶获得塔顶产品I，其塔釜液进入精馏塔II，另一种塔顶产品II，由精馏塔II塔顶获得，该塔釜获得塔釜产品。
目前典型的单塔精馏、串联的两塔精馏技术均使用标准的冷凝器、再沸器，没有进行“热力耦合”，需要消耗相应的冷凝器热负荷、再沸器热负荷，因此还有改进的需要和可能。
目前单塔精馏中有使用“中间再沸器”技术的，但其热源均来自其它部分，而不是来该精馏塔***本身，且开工操作也不方便，故需要改进。
目前在单塔精馏中，有使用“双塔双压并联冷凝器/再沸器热力耦合技术”的，但这样作法会带来操作不方便，因为是并联了一个几乎完全一样的塔，使操作复杂化；又因为“热力耦合”，给其中较低压力的“冷凝器/再沸器热力耦合”塔，会带来操作不太方便。
目前在双塔甲醇精馏中，有使用“双塔双压串联冷凝器/再沸器热力耦合”技术的，但不是“冷凝器/中间再沸器热力耦合”技术，而且也不使用“附加调节再沸器”，给其中较低压力的“冷凝器/再沸器热力耦合”塔带来操作不方便。
目前在典型的串联的两塔精馏中，有使用“双塔双压串联冷凝器/再沸器热力耦合”技术的，但没使用“双塔双压串联、冷凝器/中间再沸器热力耦合”技术及“附加调节再沸器”技术。
发明内容：
本发明的目的是设计一种包括有双塔双压串联、冷凝器、中间再沸器热力耦合及附加调节再沸器设备的精馏分离工艺，既发挥“热力耦合”节能、节省操作费用的优点，又有效地克服，因“热力耦合”会给操作带来灵活性变差的缺点，使“热力耦合”操作更趋于完美。
本发明的目的是通过下面工艺方案实现的：
它是由A和B两个精馏塔构成，A塔的底部与一台再沸器连接，塔底采出口与B塔采入口连接，A塔的顶部采出口与中间再沸器连接、中间再沸器与回流罐连接、回流罐通过回流泵与A塔的顶部入口连接，中间再沸器与B塔下部连接，一台调节再沸器一端与B塔底部连接，一端与B塔底部的釜液流出管线连接，B塔顶部采出口通过冷凝器与回流罐连接，在通过回流泵与B塔顶部连接。
全部原料通过入口进入A塔，该塔设置常规的再沸器，通过塔釜采出口进入串联的B塔，部分轻产品在较低的回收率要求下，从塔顶蒸出，并且使A塔的塔顶撤热冷凝热负荷作为串联的B塔的中间再沸器的供热热负荷，从而达到双塔双压串联、冷凝器、中间再沸器热力耦合目的，即实现了撤热冷凝器热负荷和供热中间再沸器热负荷的热力耦合，这种做法既节省了冷凝器的撤热热负荷又节省了中间再沸器加热两份热负荷，因此可以达到降低综合能耗及产品成本目的。由于A塔为粗分离，因此再沸器热负荷远低于原来单塔的热负荷，能达到减少再沸器热负荷目的，该塔塔顶冷凝的液体，部分回流入塔，其余部分当作产品采出。在B塔，另外部分轻质产品从塔顶蒸出，经冷凝器冷凝，部分回流入塔，其余部分也当作产品采出，该塔主要靠冷凝器和中间再沸器供热，该塔也设置常规的冷凝器，但由于该塔处理负荷低于原来单塔，故冷凝热负荷也大大减少，为操作方便，该塔还设置了热负荷很小的附加调节再沸器。
对单塔精馏塔而言，本发明由于对A塔采用了粗分措施，即要求轻组分的收率仅为约50％以下，故该塔塔板数、回流量与进料量比值，原则上也可以比B塔减少一半(具体数据取决于压力、组分对相对挥发度的影响)，因此A塔的操作比B塔容易，而B塔操作几乎没有变化，只是增加了冷凝器和中间再沸器。
对串联的两塔精馏情况，不需增加新塔，而只是改动原来两个塔的操作参数，对进料在A塔时或对进料在B塔时，两种情况都是利用A塔的塔顶冷凝热负荷作为另外一个串联的B塔的中间再沸器的供热热负荷，从而达到双塔双压串联、冷凝器和中间再沸器热力耦合目的，即实现了冷凝器热负荷和中间再沸器热负荷的热力耦合，再在B塔，设置附加调节再沸器及塔顶冷凝器，满足B塔的分离要求，串联两塔的每个塔的分离要求完全同原来的要求，没有变化。
此外，对单塔精馏，本发明不仅适用于新设计场合，而且也特别适用于对现有装置进行大规模扩建场合，此时可以在利用原有单塔设备的基础上，只需新串联另外一个粗分离、好操作的A塔，就能够做到，扩大产量目的，从而达到既节省设备投资，又能节省操作费用的效果，因此能有效地降低产品成本。
对串联的两塔精馏而言：本发明既适用于新设计场合，也更适用于已有两塔精馏改造场合，此时只需要核算较高压力塔的设备安全性、适当改动设备，就能很方便组成新流程。
本发明由于采用附加调节再沸器技术，因此特别适用于对原有双塔双压串联冷凝器和再沸器热力耦合技术的装置进行改进场合例如甲醇精馏装置，改进后的装置操作会更加方便。
对单塔精馏而言，适用于进料中轻组分浓度很高场合(一般宜70％以上)。本发明只使用了A塔较小的再沸器热负荷和B塔较小的冷凝器热负荷及“附加调节再沸器”热负荷，因此节约了综合能耗，降低了操作成本。“附加调节再沸器”的使用，使“热力耦合”的操作更为灵活、方便。此外因为A塔的粗分离措施、塔板数少，操作容易。设备费用虽需要增加，固定成本也需要增加，但总的生产成本是降低的。
对串联的两塔精馏而言，只使用了A塔的再沸器热负荷、和B塔较小的冷凝器热负荷及“附加调节再沸器”热负荷，因此节约了综合能耗，降低操作成本。设备费用原则上变化不大，故总的生产成本也是降低的。
本发明适用各种单塔分离场合，只是进料中的轻组分浓度应该大于70％，才会有更好的经济效益。
本发明适用串联的两塔精馏，对原两塔热负荷越接近时越适用，节能效果越明显。
附图说明
图1单塔精馏塔示意流程图。
图2串联的两塔精馏塔示意流程图。
图3单塔精馏塔改为“双塔双压串联、中间再沸器热力耦合”及“附加调节再沸器”流程示意图。
图4双塔精馏塔改为“双塔双压串联、中间再沸器热力耦合”及“附加调节再沸器”流程示意图。
图5双塔精馏塔改为“双塔双压串联、中间再沸器热力耦合”及“附加调节再沸器”流程示意图。
其中：1A塔 2B塔 3再沸器 4中间再沸器 5附加调节再沸器6回流泵 7冷凝器 8回流罐 9回流泵 10回流罐
具体实施方案
实施例1
本实施例是将单塔精馏塔改为双塔双压串联、冷凝器和中间再沸器热力耦合及附加调节再沸器，流程示意图见附图3。
由A和B两个精馏塔构成，A塔(1)的底部与一台再沸器(3)连接，塔底采出口与B塔(2)采入口连接，A塔的顶部采出口与中间再沸器(4)连接、中间再沸器与一台回流罐(8)连接、回流罐通过回流泵(6)与A塔的顶部入口连接，中间再沸器与B塔下部连接，一台调节再沸器(5)一端与B塔底部连接，另一端与B塔底部的釜液流出管线连接，B塔顶部采出口通过冷凝器(7)与回流罐(10)连接，再通过回流泵(9)与B塔顶部连接。
新鲜原料首先进入A塔的合适位置，该塔只设置再沸器，采用低的产品回收率，从而克服因压力提高而带来的相对挥发度减少的不利因素，塔顶蒸出部分轻产品，经B塔的冷凝器和中间再沸器撤热、冷凝，进入回流罐缓冲，部分回流返回塔顶，其余部分作产品采出，该塔釜液采出，进入B塔，B塔保持和原分离塔相同的分离要求，从塔顶蒸出部分轻质产品，经过普通冷凝器撤热、冷凝，进入回流罐缓冲，部分回流返回塔顶，其余部分也作产品采出，为了增加操作、调节的灵活性，在B塔塔釜增设附加调节再沸器，用于保证产品质量，适应变化因素的波动。
实施例2
本实施例是将双塔精馏塔改为双塔双压串联、冷凝器和中间再沸器热力耦合及附加调节再沸器，对进料在A塔时，流程示意图见附图4，工艺流程如实施例1，新鲜原料首先进入A塔的，塔顶蒸出产品I，经B塔的冷凝器和中间再沸器撤热、冷凝，进入回流罐缓冲，部分回流返回塔顶，其余部分作产品I采出，该塔设置典型的再沸器，釜液采出，进入B塔的，B塔从塔顶蒸出轻产品II，经典型冷凝器撤热、冷凝，进入回流罐缓冲，部分回流返回塔顶，其余部分也作产品II采出，在B塔塔釜增设附加调节再沸器，用于保证B塔的正常操作，从塔釜采出釜液产品。
实施例3
本实施例是将双塔精馏塔改为双塔双压串联、冷凝器和中间再沸器热力耦合及附加调节再沸器工艺，工艺设备与实施例1相同，进料在B塔时，参见附图5，新鲜原料首先进入B塔的，塔顶蒸出产品I，经B塔典型冷凝器撤热、冷凝，进入回流罐缓冲，部分回流返回塔顶，其余部分作产品I采出，在塔釜增设附加调节再沸器，用于保证B塔的正常操作，该塔釜液采出，进入A塔，A塔从塔顶蒸出轻产品II，经B塔的冷凝器和中间再沸器撤热、冷凝，进入回流罐缓冲，部分回流返回塔顶，其余部分也作产品II采出，该塔设置典型的再沸器，从塔釜采出釜液产品。
实施例4
用实施例1工艺设备进行乙烯精馏
乙烯精馏塔计算数据表
| 项目 | 原单塔方案 | 本发明方案 | 备注 | |
| A塔 | B塔 | |||
| 乙烯回收率％ | 99.87 | 45.50 | 99.76 | |
| 乙烷回收率％ | 99.61 | 99.87 | 99.74 | |
| 塔顶温度(℃) | -36 | -8 | - | |
| 塔底温度(℃) | -13 | - | -14 | |
| 冷凝器热负荷(万仟卡/时) | 1476 | (742)* | 860 | *热力耦合 |
| 再沸器热负荷(万仟卡/时) | 995 | 408 | 20 | |
对某乙烯分离塔而言，B塔的塔顶-40℃的冷量约可以节省42％，A塔的再沸器热负荷(扣除B塔附加调节再沸器热负荷)约可以节省57％，只是因为该塔釜温约为0℃，故再沸器热负荷实质为18℃制冷量，因此节省再沸器热负荷实质是负面效应，抵消了节省塔顶-40℃的冷量的正效应。此外双塔双压串联，塔设备费用会增加(其中新增加A塔，但减小B塔处理量)，仪表费用会增加，故固定成本会稍增加，但节省的塔顶-40℃的冷量的正效应远远大于增加的固定成本，净成本可以节省。
实施例5
用与实施例1相同的工艺设备进行丙烯精馏
丙烯精馏塔计算数据表
| 项目 | 原单塔方案 | 本发明方案 | 备注 | |
| A塔 | B塔 | |||
| 丙烯回收率％ | 98.692 | 45 | 97.62 | |
| 丙烷回收率％ | 95.269 | 97.85 | 97.36 | |
| 塔顶温度(℃) | 38 | 58 | - | |
| 塔底温度(℃) | 48 | - | 48 | |
| 冷凝器热负荷(万仟卡/时) | 2555 | (1386)* | 1493 | *热力耦合 |
| 再沸器热负荷(万仟卡/时) | 2371 | 1399 | 83 | |
对某丙烯分离塔而言，B塔的塔顶循环水的冷负荷约可以节省42％；A塔的再沸器热负荷(扣除B塔附加调节再沸器热负荷)约可以节省38％。此外双塔双压串联，塔设备费用会增加(其中新增加A塔，但减小B塔处理量)，仪表费用会增加，故固定成本会稍稍增加，但节省的塔顶的循环水的冷负荷和相对高的压力塔的再沸器热负荷的正效应远远大于增加的固定成本，净成本可以节省。
实施例6
用与实施例1相同的工艺设备进行苯、甲苯分离
苯、甲苯分离精馏塔计算数据表
| 项目 | 原单塔方案 | 本发明方案 | 备注 | |
| A塔 | B塔 | |||
| 苯回收率％ | 99.9 | 40 | 99.9 | |
| 甲苯回收率％ | 99.9 | 99.9 | 99.9 | |
| 塔顶温度(℃) | 96 | 137 | - | |
| 塔底温度(℃) | 135 | - | 123 | |
| 冷凝器热负荷(万仟卡/时) | 145 | (67) | 96 | *热力耦合 |
| 再沸器热负荷(万仟卡/时) | 158 | 95 | 14 | |
对某苯、甲苯预分离塔而言，塔顶冷凝器循环水的冷负荷约可以节省34％；塔釜再沸器热负荷(扣除B塔附加调节再沸器热负荷)约可以节省31％。此外双塔双压串联，塔设备费用会增加(其中新增加A塔，但减小B塔处理量)，仪表费用会增加，故固定成本会稍稍增加，但节省的塔顶的循环水的冷负荷和相对高的压力塔的再沸器热负荷的正效应远大于增加的固定成本，净成本可以节省。
实施例7
用与实施例1相同的工艺设备进行苯、甲苯预分离
苯、甲苯预分离精馏塔计算数据表
| 项目 | 原单塔方案 | 本发明方案 | 备注 | |
| A塔 | B塔 | |||
| 甲苯回收率％ | 99.9 | 45* | 99.9 | *指苯、甲苯 |
| 重组分回收率％ | 99.9 | 99.9 | 99.9 | |
| 塔顶温度(℃) | 109 | 163 | - | |
| 塔底温度(℃) | 168 | - | 151 | |
| 冷凝器热负荷(万仟卡/时) | 159 | (63)* | 97 | *热力耦合 |
| 再沸器热负荷(万仟卡/时) | 181 | 116 | 10 | |
对某苯、甲苯分离塔而言，塔顶冷凝器循环水的冷负荷约可以节省40％；塔釜再沸器热负荷(扣除B塔附加调节再沸器热负荷)约可以节省31％。此外双塔双压串联，塔设备费用会增加(其中新增加A塔，但减小B塔处理量)，仪表费用会增加，故固定成本会稍稍增加，但节省的塔顶的循环水的冷负荷和相对高的压力塔的再沸器热负荷的正效应远大于增加的固定成本，净成本可以节省。
实施例8
用与实施例1相同的工艺设备进行邻二甲苯分离
邻二甲苯分离精馏塔计算数据表
| 项目 | 原单塔方案 | 本发明方案 | 备注 | |
| A塔 | B塔 | |||
| 甲苯回收率％ | 99.8 | 43 | 99.8 | |
| 重组分回收率％ | 97.3 | 97.3 | 97.3 | |
| 塔顶温度(℃) | 138 | 166 | - | |
| 塔底温度(℃) | 165 | - | 144 | |
| 冷凝器热负荷(万仟卡/时) | 68 | (34)* | 38 | *热力耦合 |
| 再沸器热负荷(万仟卡/时) | 71 | 39 | 2 | |
对某邻二甲苯分离塔而言，塔顶冷凝器循环水的冷负荷约可以节省44％；塔釜再沸器热负荷(扣除B塔附加调节再沸器热负荷)约可以节省42％。此外双塔双压串联，塔设备费用会增加(其中新增加A塔，但减小B塔处理量)，仪表费用会增加，故固定成本会稍稍增加，但节省的塔顶的循环水的冷负荷和相对高的压力塔的再沸器热负荷的正效应远大于增加的固定成本，净成本可以节省。
实施例9
用与实施例1相同的工艺设备进行1-丁烯两塔精馏
1-丁烯精馏塔计算数据表
| 项目 | 原方案 | 本发明方案 | ||
| A塔 | B塔 | B塔 | A塔 | |
| 轻组分回收率％ | 99.67 | 96.55 | 99.67 | 96.65 |
| 重组分同收率％ | 93.98 | 99.79 | 93.98 | 99.79 |
| 塔顶温度(℃) | 43 | 46 | - | 66 |
| 塔底温度(℃) | 55 | 57 | 55 | - |
| 冷凝器热负荷(万仟卡/时) | 209 | 111 | 209 | (127)* |
| 再沸器热负荷(万仟卡/时) | 214 | 110 | 88 | 129 |
*热力耦合
对某1-丁烯分离塔，塔顶冷凝器循环水的冷负荷约可以节省35％；塔釜再沸器热负荷约可以节省33％，固定成本变动不大，1-丁烯净成本可以节省。
实施例10
用与实施例1相同的工艺设备进行偏三甲苯两塔精馏
某偏三甲苯精馏塔计算数据表
| 项目 | 原方案 | 本发明方案 | ||
| A塔 | B塔 | B塔 | A塔 | |
| 轻组分同收率％ | 98.56 | 77.92 | 98.56 | 77.92 |
| 重组分回收率％ | 89.85 | 94.41 | 89.85 | 94.41 |
| 塔顶温度(℃) | 163 | 169 | - | 207 |
| 塔底温度(℃) | 190 | 193 | 190 | - |
| 冷凝器热负荷(万仟卡/时) | 73 | 27 | 73 | (30)* |
| 再沸器热负荷(万仟卡/时) | 80 | 26 | 50 | 31 |
*热力耦合
对某偏三甲苯分离塔而言，塔顶冷凝器循环水的冷负荷约可以节省
27％；塔釜再沸器热负荷约可以节省24％，固定成本暂按不变，偏三甲苯净成本可以节省。
对单塔而言，理论上可以比原有流程节省约一半的再沸器热负荷、一半的冷凝器热负荷，实际上因为设置“附加调节再沸器”等原因，会少一些。
对单塔而言，原则上进料轻组分浓度高(例如≥70％)的场合都适用，且轻组分浓度越高，节能效果越好。如乙烯分离塔；丙烯分离塔； 苯、甲苯分离塔；苯、甲苯预分离塔；邻二甲苯塔；甲醇精馏塔；多数重组分少的脱重组分塔；多数轻组分多的脱轻组分塔。
对串联的两塔精馏，对原两塔热负荷越接近时越适用，节能效果越明显。如1-丁烯分离塔；偏三甲苯分离塔；多数两塔精馏中，热负荷接近或比较接近的串联的两塔精馏。
Claims (2)
1.一种节能精馏分离设备，其特征在于：它是由A和B两个精馏塔构成，A塔的底部与一台再沸器连接，塔底采出口与B塔采入口连接，A塔的顶部采出口与中间再沸器连接、中间再沸器与回流罐连接、回流罐通过回流泵与A塔的顶部入口连接，中间再沸器与B塔下部连接，一台调节再沸器一端与B塔底部连接，一端与B塔底部的釜液流出管线连接，B塔顶部采出口通过冷凝器与回流罐连接，在通过回流泵与B塔顶部连接。
2.一种节能精馏分离方法，其特征在于：用权利要求1所述的设备精馏分离，全部原料从入口进入A塔，A塔只设置了再沸器，通过塔采出口进入串联的B塔，收率为50％的部分轻产品，从A塔顶蒸出，作为串联的B塔的中间再沸器的供热热负荷，冷凝的液体，一部分回流入塔，一部分作为产品采出；在B塔，另外部分轻产品从塔顶蒸出，经冷凝器冷凝，部分回流入塔，其余部分作为产品采出，该塔靠冷凝器和中间再沸器供热，并附加热负荷很小的调节再沸器。
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|---|---|---|---|
| CNB2006100900034A CN100486662C (zh) | 2006-06-23 | 2006-06-23 | 一种节能精馏分离方法及设备 |
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