改進的分離方法
【技術(shù)領(lǐng)域】
[0001]本發(fā)明涉及一種改進的分離方法，具體為一種針對含氣相或氣液兩相的反應(yīng)產(chǎn)物，且經(jīng)冷卻、分離后的液相產(chǎn)物需進行后續(xù)分離的節(jié)能分離方法。
【背景技術(shù)】
[0002]精餾是化工行業(yè)重要的分離操作單元，世界上約95%互溶液體混合物的分離都是用精餾操作的，精餾是利用混合物中各組分揮發(fā)度的不同進行分離的操作單元，直接決定了最終產(chǎn)品的質(zhì)量和收率。精餾又是耗能較高的單元操作，在產(chǎn)品生產(chǎn)成本中占有較大的比重，據(jù)統(tǒng)計，化工過程中40% -70%的能耗用于分離，而精餾能耗又占了其中的95%。因此降低生產(chǎn)過程中的分離能耗是降低產(chǎn)品生產(chǎn)成本、提高產(chǎn)品競爭能力的關(guān)鍵。
[0003]專利CN101429089 B公開了一種用于含乙苯、苯乙烯物料分離的分壁式精餾塔，該方法采用分壁塔解決了現(xiàn)有苯乙烯生產(chǎn)工藝中精餾塔臺數(shù)多、投資大、能耗高等問題。
[0004]專利CN101830830 B公開了一種利用隔離壁精餾塔萃取精餾分離乙腈-甲苯的方法，該方法的設(shè)備投資和能耗與常規(guī)萃取精餾方法相比降低20%以上。
[0005]專利CN102351634 A申請公開了一種雙效精餾與熱集成的苯分離節(jié)能新工藝，該方法在得到合格苯產(chǎn)品的同時降低了分離能耗70%以上。
[0006]專利CN102617262 A申請公開了一種環(huán)己烷-環(huán)己烯-苯分離的節(jié)能工藝方法，該方法將傳統(tǒng)的四塔、兩次萃取精餾工藝變?yōu)橐淮屋腿【s，在實現(xiàn)分離目標的同時，大大降低了分離過程所需的能耗。
[0007]專利CN101602640 A公開了一種乙苯/苯乙稀的節(jié)能分離工藝，該方法采用將乙苯/苯乙烯分離塔由單塔分為雙塔操作，主要解決了現(xiàn)有技術(shù)中乙苯/苯乙烯分離工業(yè)裝置減少苯乙烯聚合損失和降低操作能耗不能兼顧的問題。

【發(fā)明內(nèi)容】

[0008]本發(fā)明要解決的技術(shù)問題為反應(yīng)產(chǎn)物分離流程中的高能量消耗和物料損失問題。本發(fā)明涉及一種改進的分離方法，包括高溫氣液分離罐、低溫氣液分離罐、低壓氣液分離罐、空冷器、水冷器、循環(huán)氣壓縮機、壓力控制閥等。反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)空冷冷卻后進入高溫氣液分離罐，罐頂?shù)玫降臍庀辔锪鹘?jīng)水冷器冷卻后進入低溫氣液分離罐，得到的罐頂氣相物流由壓縮機循環(huán)回反應(yīng)系統(tǒng)，高溫和低溫氣液分離罐得到的液相物流混合后經(jīng)壓力調(diào)節(jié)閥減壓，再送入低壓氣液分離罐回收其中氣相物料，回收的氣相可作為燃料氣或者經(jīng)壓縮機返回反應(yīng)系統(tǒng)，低壓氣液分離罐得到的液相送入后續(xù)分離系統(tǒng)。相比于傳統(tǒng)單級氣液分離工藝，本發(fā)明工藝有以下優(yōu)勢:(I)降低了空冷負荷；(2)減少了后續(xù)分離系統(tǒng)的熱量消耗，提高了能量的利用效率；(3)減少了物料消耗，提高了物料的利用效率。
[0009]在本發(fā)明采用的技術(shù)方案如下:一種改進的分離方法，所述方法包括以下步驟:
[0010]i)由反應(yīng)系統(tǒng)⑴得到的反應(yīng)產(chǎn)物(S.1)進入空冷⑴冷卻，冷卻后物流(S.2)進入高溫氣液分離罐(2)進行一級氣液分離；
[0011]ii)上述經(jīng)高溫氣液分離罐(2)分離后得到的罐頂氣相物流(S.3)經(jīng)水冷(5)進一步冷卻后進入低溫氣液分離罐(3)進行二級氣液分離；
[0012]iii)上述低溫氣液分離罐(3)分離后得到的罐頂氣相物流(S.5)經(jīng)循環(huán)氣壓縮機
(6)壓縮后循環(huán)回反應(yīng)系統(tǒng)(I);
[0013]iv)上述高溫和低溫氣液分離罐分離得到的罐底液相物流(S.6和S.7)混合后經(jīng)壓力調(diào)節(jié)閥減壓后進入低壓氣液分離罐(4);
[0014]V)由上述低壓氣液分離罐(4)得到的氣相物流(S.10)作為燃料氣進入燃料系統(tǒng)
(III)或者由壓縮機(6)增壓后返回反應(yīng)系統(tǒng)⑴；
[0015]vi)上述低壓氣液分離罐(4)得到的液相物流送入后續(xù)分離系統(tǒng)(II)進行分離得到目標產(chǎn)品。
[0016]優(yōu)選地，所述反應(yīng)產(chǎn)物來自氣相參與的反應(yīng)；
[0017]更優(yōu)選地，所述反應(yīng)產(chǎn)物來自加氫反應(yīng)；
[0018]優(yōu)選地，所述反應(yīng)產(chǎn)物為氣相或氣液兩相；
[0019]更優(yōu)選地，所述反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)分離后氣相循環(huán)回反應(yīng)系統(tǒng)；
[0020]優(yōu)選地，所述反應(yīng)產(chǎn)物溫度在150°C以上；
[0021]更優(yōu)選地，所述反應(yīng)產(chǎn)物溫度在200°C以上；
[0022]優(yōu)選地，所述空冷器工藝物流出口溫度在50°C以上；
[0023]更優(yōu)選地，所述空冷器工藝物流出口溫度在100°C以上；
[0024]優(yōu)選地，所述水冷器工藝物流出口溫度在5°C以上；
[0025]更優(yōu)選地，所述水冷器工藝物流出口溫度在30°C以上；
[0026]優(yōu)選地，所述低壓氣液分離罐塔頂氣相可送往燃料氣系統(tǒng)，其壓力需高于燃料氣系統(tǒng)的壓力；
[0027]優(yōu)選地，所述低壓氣液分離罐回收氣體可經(jīng)壓縮機增壓后返回至反應(yīng)系統(tǒng)；
[0028]優(yōu)選地，所述反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)氣液分離后得到的液相產(chǎn)物進入后續(xù)分離系統(tǒng)；
[0029]優(yōu)選地，所述后續(xù)分離系統(tǒng)包括需熱量供給的分離方法；
[0030]更優(yōu)選地，所述后續(xù)分離系統(tǒng)中包括精餾分離等分離方法。
【附圖說明】
[0031]圖1為本發(fā)明方法的工藝流程簡圖。
[0032]圖1中，I為反應(yīng)系統(tǒng)，II為后續(xù)分離系統(tǒng)，III為燃料系統(tǒng)。
[0033]I為反應(yīng)產(chǎn)物空冷器，2為反應(yīng)產(chǎn)物高溫分離罐，3為反應(yīng)產(chǎn)物低溫分離罐，4為反應(yīng)產(chǎn)物低壓分離罐，5為反應(yīng)產(chǎn)物水冷器，6為循環(huán)氣壓縮機，7為壓力控制閥。
[0034]S.1為反應(yīng)產(chǎn)物自反應(yīng)系統(tǒng)，S.2為空冷器出口物流，S.3為高溫氣液分離罐氣相物流，S.4為水冷器出口物流，S.5為低溫氣液分離罐氣相物流，S.6為高溫氣液分離罐液相物流，S.7為低溫氣液分離罐液相物流，S.8為壓縮機出口物流，S.9為高/低溫氣液分離罐液相混合物流減壓后去低壓氣液分離罐，S.10為低壓氣液分離罐汽相去燃料氣系統(tǒng)或者循環(huán)壓縮機入口，S.11為低壓氣液分離罐液相。
[0035]圖2為常規(guī)的反應(yīng)產(chǎn)物分離工藝流程簡圖。
圖2中，I為反應(yīng)系統(tǒng)，II為后續(xù)分離系統(tǒng)。
[0036]I為反應(yīng)產(chǎn)物分離罐，2為反應(yīng)產(chǎn)物空冷器，3為反應(yīng)產(chǎn)物水冷器，4為循環(huán)氣壓縮機。
[0037]S.1為反應(yīng)產(chǎn)物自反應(yīng)系統(tǒng)，S.2為空冷器出口物流，S.3為水冷器出口物流，S.4為分離罐氣相物流，S.5為壓縮機出口物流，S.6為分離罐液相物流。
[0038]下面通過實施例對本發(fā)明作進一步的闡述。
【具體實施方式】
[0039]【實施例1】
[0040]下面結(jié)合圖1對實施例1進行描述。
[0041]以芳烴聯(lián)合裝置歧化單元為例，工藝流程如圖1所示，歧化反應(yīng)產(chǎn)物質(zhì)量流量為200t/h，經(jīng)空冷冷卻后溫度為140°C，經(jīng)高溫氣液分離罐分離后得到氣相物流約80t/h，經(jīng)水冷冷卻后溫度為40°C，再經(jīng)低溫氣液分離罐分離后得到循環(huán)氫物流約15t/h，由高溫和低溫氣液分離罐得到的液相混合物流溫度為120°C，壓力為0.9MPag，經(jīng)壓力控制閥減壓至
0.4MPag后回收燃料氣量為200kg/h，主要組分為反應(yīng)產(chǎn)物中的氫氣、甲烷、乙烷等，可作為燃料氣進入燃料氣管網(wǎng)。低壓氣液分離罐得到的液相進入后續(xù)分離系統(tǒng)進行分離。
[0042]經(jīng)核算，該工藝流程空冷負荷約為70麗，水冷負荷約為10麗，后續(xù)分離系統(tǒng)能耗(不包括白土塔后續(xù)的分離)約為11MW。
[0043]【對比例I】
[0044]下面結(jié)合圖2對對比例I進行描述。
[0045]同樣以芳烴聯(lián)合裝置歧化單元為例，部分工藝流程如圖2所示，歧化反應(yīng)產(chǎn)物質(zhì)量流量為200t/h，經(jīng)空冷冷卻后溫度為55°C，再經(jīng)水冷冷卻后溫度為40°C，由氣液分離罐分離后得到循環(huán)氫物流約15t/h，由氣液分離罐得到的液相物流溫度為40°C，進入后續(xù)分離系統(tǒng)進行分離。
[0046]經(jīng)核算，該工藝流程空冷負荷約為98麗，水冷負荷約為6麗，后續(xù)分離系統(tǒng)能耗(不包括白土塔后續(xù)的分離)約為35MW。
[0047]由上述實施例與對比例比較可知，與單級氣液分離方法相比，采用本發(fā)明方法后可節(jié)約空冷負荷約29%，可節(jié)約后續(xù)分離能耗約69%，并可回收約1.5%的氣相物料。
[0048]【實施例2】
[0049]下面結(jié)合圖1對實施例2進行描述。
[0050]以醋酸酯加氫裝置為例，部分工藝流程如圖1所示，加氫反應(yīng)產(chǎn)物質(zhì)量流量為200t/h，經(jīng)空冷冷卻后溫度為100°C，經(jīng)高溫氣液分離罐分離后得到氣相物流約90t/h，經(jīng)水冷冷卻后溫度為20°C，再經(jīng)低溫氣液分離罐分離后得到循環(huán)氫物流約20t/h，由高溫和低溫氣液分離罐得到的液相混合物流溫度為85°C，壓力為2.9MPag，經(jīng)壓力控制閥減壓至
0.8MPag后回收燃料氣量為50kg/h，主要組分為反應(yīng)產(chǎn)物中的乙醛等輕烴，可作為燃料氣進入燃料氣管網(wǎng)。低壓氣液分離罐得到的液相進入后續(xù)分離系統(tǒng)進行分離。
[0051]經(jīng)核算，該工藝流程空冷負荷約為50麗，水冷負荷約為8麗，后續(xù)分離系統(tǒng)能耗(包括甲醇/乙醇分離、甲醇提純與乙醇提純)約為103MW。
[0052]【對比例2】
[0053]下面結(jié)合圖2對對比例2進行描述。
[0054]同樣以醋酸酯加氫裝置為例，部分工藝流程如圖2所示，加氫反應(yīng)產(chǎn)物質(zhì)量流量為200t/h，經(jīng)空冷冷卻后溫度為55°C，再經(jīng)水冷冷卻后溫度為20°C，由氣液分離罐分離后得到循環(huán)氫物流約20t/h，由氣液分離罐得到的液相物流溫度為20°C，進入后續(xù)分離系統(tǒng)進行分離。
[0055]經(jīng)核算，該工藝流程空冷負荷約為60麗，水冷負荷約為5麗，后續(xù)分離系統(tǒng)能耗(包括甲醇/乙醇分離、甲醇提純與乙醇提純)約為110MW。
[0056]由上述實施例與對比例比較可知，與單級氣液分離方法相比，采用本發(fā)明方法后可節(jié)約空冷負荷約17%，可節(jié)約后續(xù)分離能耗約6%，并可回收約0.4%的氣相物料。
[0057]【實施例3】
[0058]下面結(jié)合圖1對實施例3進行描述。
[0059]以草酸酯加氫裝置為例，部分工藝流程如圖1所示，加氫反應(yīng)產(chǎn)物質(zhì)量流量為200t/h，經(jīng)空冷冷卻后溫度為130°C，經(jīng)高溫氣液分離罐分離后得到氣相物流約83t/h，經(jīng)水冷冷卻后溫度為15°C，再經(jīng)低溫氣液分離罐分離后得到循環(huán)氫物流約25t/h，由高溫和低溫氣液分離罐得到的液相混合物流溫度為87V，壓力為2.9MPag，經(jīng)壓力控制閥減壓至
0.5MPag后回收燃料氣量為60kg/h，主要組分為反應(yīng)產(chǎn)物中的氫氣、輕烴，可作為燃料氣進入燃料氣管網(wǎng)。低壓氣液分離罐得到的液相進入后續(xù)分離系統(tǒng)進行分離。
[0060]經(jīng)核算，該工藝流程空冷負荷約為46麗，水冷負荷約為12麗，后續(xù)分離系統(tǒng)能耗約為85麗。
[0061]【對比例3】
[0062]下面結(jié)合圖2對對比例3進行描述。
[0063]同樣以草酸酯加氫裝置為例，部分工藝流程如圖2所示，加氫反應(yīng)產(chǎn)物質(zhì)量流量為200t/h，經(jīng)空冷冷卻后溫度為55°C，再經(jīng)水冷冷卻后溫度為15°C，由氣液分離罐分離后得到循環(huán)氫物流約24t/h，由氣液分離罐得到的液相物流溫度為15°C，進入后續(xù)分離系統(tǒng)進行分離。
[0064]經(jīng)核算，該工藝流程空冷負荷約為55麗，水冷負荷約為8麗，后續(xù)分離系統(tǒng)能耗(包括甲醇/乙醇分離、甲醇提純與乙醇提純)約為92MW。
[0065]由上述實施例與對比例比較可知，與單級氣液分離方法相比，采用本發(fā)明方法后可節(jié)約空冷負荷約16%，可節(jié)約后續(xù)分離能耗約8%，并可回收約0.5%的氣相物料。
【主權(quán)項】
1.一種改進的分離方法，所述方法包括以下步驟: i)由反應(yīng)系統(tǒng)⑴得到的反應(yīng)產(chǎn)物(S.1)進入空冷⑴冷卻，冷卻后物流(S.2)進入高溫氣液分離罐(2)進行一級氣液分離； ?)上述經(jīng)高溫氣液分離罐(2)分離后得到的罐頂氣相物流(S.3)經(jīng)水冷(5)進一步冷卻后進入低溫氣液分離罐(3)進行二級氣液分離； iii)上述低溫氣液分離罐(3)分離后得到的罐頂氣相物流(S.5)經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(6)壓縮后循環(huán)回反應(yīng)系統(tǒng)(I); iv)上述高溫和低溫氣液分離罐分離得到的罐底液相物流(S.6和S.7)混合后經(jīng)壓力調(diào)節(jié)閥減壓后進入低壓氣液分離罐(4); V)由上述低壓氣液分離罐(4)得到的氣相物流(S.10)作為燃料氣進入燃料系統(tǒng)(III)或者由壓縮機(6)增壓后返回反應(yīng)系統(tǒng)⑴； vi)上述低壓氣液分離罐(4)得到的液相物流送入后續(xù)分離系統(tǒng)(II)進行分離得到目標產(chǎn)品。2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于所述反應(yīng)為有氣相參與的反應(yīng)，且反應(yīng)產(chǎn)物為氣相或氣液兩相。3.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于由反應(yīng)系統(tǒng)得到的反應(yīng)產(chǎn)物溫度為150°C以上。4.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于空冷(I)出口溫度為50°C以上。5.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于水冷(5)出口溫度為5°C以上。6.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于低壓氣液分離罐回收氣體可進入燃料氣系統(tǒng)，其壓力高于燃料氣系統(tǒng)的壓力。7.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于低壓氣液分離罐回收氣體可經(jīng)壓縮機(6)增壓后返回至反應(yīng)系統(tǒng)(I)。8.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于Sll進入后續(xù)分離系統(tǒng)(II)。9.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于后續(xù)分離系統(tǒng)(II)包括需熱量供給的分離方法。
【專利摘要】本發(fā)明涉及一種改進的分離方法，包括高溫氣液分離罐、低溫氣液分離罐、低壓氣液分離罐、空冷器、水冷器、循環(huán)氣壓縮機、壓力控制閥等。反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)空冷冷卻后進入高溫氣液分離罐，罐頂?shù)玫降臍庀辔锪鹘?jīng)水冷器冷卻后進入低溫氣液分離罐，得到的罐頂氣相物流由壓縮機循環(huán)回反應(yīng)系統(tǒng)，高溫和低溫氣液分離罐得到的液相物流混合后經(jīng)壓力調(diào)節(jié)閥減壓，再送入低壓氣液分離罐回收其中氣相物料，回收的氣相可作為燃料氣或者經(jīng)壓縮機返回反應(yīng)系統(tǒng)，低壓氣液分離罐得到的液相送入后續(xù)分離系統(tǒng)。相比于傳統(tǒng)單級氣液分離工藝，本發(fā)明工藝有以下優(yōu)勢：(1)降低了空冷負荷；(2)減少了后續(xù)分離系統(tǒng)的熱量消耗，提高了能量的利用效率；(3)減少了物料消耗，提高了物料的利用效率。
【IPC分類】C07C31/04, C07B63/00, C07C31/08, C07C29/76
【公開號】CN105712814
【申請?zhí)枴緾N201410736766
【發(fā)明人】曹君, 賀來賓, 楊衛(wèi)勝
【申請人】中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司上海石油化工研究院