CN102985145A - 蒸馏方法和多塔热集成蒸馏系统 - Google Patents

蒸馏方法和多塔热集成蒸馏系统 Download PDF

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Abstract

本发明涉及一种在蒸馏系统中分离多组分进料混合物的方法，该蒸馏系统包括具有第一燃烧再沸器的第一蒸馏塔，以及具有第二换热再沸器的至少一个第二蒸馏塔，所述方法包括以下步骤：a)把进料混合物加入第一塔，并分离为至少第一塔顶和第一塔底产品；b)使用第一塔底产品的一部分作为通用流束为第二再沸器提供热量；以及c)将换热之后的所述通用流束的一部分作为主进料加入第二塔以进一步分离。该方法通过减小燃烧再沸器所需的外部加热的数值并省略通常使用的换热器而能够显著地节能。本发明还涉及适合于用本发明的方法分离多组分混合物的蒸馏系统。

Description

蒸馏方法和多塔热集成蒸馏系统
技术领域
本发明涉及一种在蒸馏系统中分离多组分进料混合物的方法，该蒸馏系统包括至少两个各自具有再沸器系统的蒸馏塔。更具体地说，本发明涉及一种在蒸馏系统中分离多组分进料混合物的方法，该蒸馏系统包括具有第一燃烧再沸器的第一蒸馏塔，以及具有第二换热再沸器的至少一个第二蒸馏塔。
本发明还涉及一种包括具有第一燃烧再沸器的第一蒸馏塔，以及具有第二换热再沸器的至少一个第二蒸馏塔的蒸馏系统，该系统适于用本发明的方法分离多组分混合物。
背景技术
蒸馏是化学工业中使用最广泛的分离技术之一。标准蒸馏法典型地将多组分进料(它是具有不同沸点的两种或更多种可混合组分的混合物)加入蒸馏塔，在塔底加热并在塔顶冷却。进料中的不同组分将按照其各自相应的沸点而在塔顶和塔底之间分离。由此获得塔顶和塔底产品，以及选择性地其它中间产品。除了塔内部设计和尺寸外，被分离产品的特性可以通过操作参数(例如压力，温度和流率)而控制。塔进料温度总是低于塔底温度，并可以通过换热器控制。特别感兴趣的是给塔底和进料供热，特别是当组分混合物具有较高的沸点时，例如高级烃和芳香烃。基本上，蒸馏仅需要呈外部输入热量形式的能量。热量典型地利用换热器形式的再沸器单元提供给循环塔底产品，其中在一侧-通常称为通用(utility)侧-施加蒸汽，在那里热传递至换热器的另一侧-通常称为工艺侧-的塔底液体产品，之后，加热的塔底产品回到塔中。当塔需要大量的热输入以加热塔底液体至要求的温度时，可以使用高压蒸汽。然而这样的蒸汽来源可能不能在装置中获得，其生产可能是高成本的，或可能没有足够的热容量以加热塔底循环产品至要求的温度。或者，热量可通过在燃烧加热器而被加热的热油流而在通用侧提供。这样的燃烧加热器可以向超过一个塔底通过它们的换热再沸器提供热油流。
这样的分离过程和蒸馏系统通过US5457277A和US5554264A是已知的。这些出版物公开了一种在蒸馏系统中分离多组分进料混合物的方法，蒸馏系统包括具有第一塔底出口和第一燃烧再沸器的第一蒸馏塔，以及至少一个具有第二塔底出口和第二换热再沸器的第二蒸馏塔，所述方法包括以下步骤：
i)把进料混合物加入第一塔，并分离为至少第一塔顶和第一塔底产品；
ii)使用部分来自第一塔底出口的第一塔底产品作为第二塔的主进料；
ii)在第一再沸器中加热第一塔底产品的其它部分并作为第一循环再沸器流束返回到第一塔；
iv)使用部分第一循环再沸器流束作为通用流束提供热量给第二再沸器，并在换热后再结合所述通用流束和所述第一循环再沸器流束，并回到第一塔。
选择性地，给第二再沸器提供热量的所述部分第一循环再沸器流束可部分地用作第二塔的额外的进料。由于第一循环再沸器流束的温度高于第二蒸馏塔要求的进料温度，这是可能的。
该方法有利地使用唯一的一个燃烧循环再沸器，并利用部分经加热的第一塔底产品作为通用流束以向下游塔的换热型再沸器供热，然后将它主要再循环至第一塔。现有技术的方法使用多个燃烧再沸器，或者分离的热油系统，该热油系统相比于使用所述的多塔热集成蒸馏系统而言，是较低能效的和/或更贵的。
然而，工业中总是需要对方法的能效加以进一步提高。
发明内容
本发明的目的是提供高能效的多塔蒸馏方法。
该目的通过本发明的方法实现，该方法为一种在蒸馏系统中分离多组分进料混合物的方法，蒸馏系统包括具有第一燃烧再沸器的第一蒸馏塔，以及具有第二换热再沸器的至少一个第二蒸馏塔，所述方法包括以下步骤：
a)把进料混合物加入第一塔，并分离为至少第一塔顶和第一塔底产品；
b)使用第一塔底产品的一部分作为通用流束(utility stream)为第二再沸器提供热量；
c)将换热之后的所述通用流束的一部分作为主进料加入第二塔以进一步分离。
本发明的方法使用来自第一塔的塔底产品作为通用流束，通过其换热再沸器间接地加热第二塔，之后也被-优选唯一地-用作第二塔的进料流束；如此，显著地减少了燃烧再沸器所需的外部热量的数量，从而使得方法具有更高的能效。
另外，在所述方法中，可以绝热地调节去往第二塔的进料流束的压力和温度，省略了通常使用的换热器并进一步防止了能量损失。该方法中实现的燃气用量的减少，也将会减少装置的总体CO2排放。相应地，换热之后的所述通用流束的所述一部分的温度和压力二者都可以在供给到第二塔之前绝热地调节。优选地，借助于使换热之后的所述通用流束的所述一部分通过绝热地调节压力和温度的设备，而绝热地调节该流束的温度和压力，最优选地通过膨胀阀来调节。
在本发明的方法中，用作通用流束的第一塔底产品的温度通常高于第二塔要求的进料温度。优选地，所述通用流束的温度为比第二塔要求的进料温度高大约60、70、80或甚至90℃。
在本发明的方法的步骤c)中，主进料是指塔的主要的进料。优选地，该流束构成要被分离的总进料混合物的至少70vol％，更优选构成至少80、90或95vol％的总进料。最优选地，在换热之后的所述通用流束的所述一部分是去往第二塔的唯一进料流束。
本发明的方法可以包括一个额外步骤：将换热之后的所述通用流束的其它部分加入第一再沸器，该其它部分在第一再沸器中被加热并被重新用于工艺中。
在本发明的方法中，对相联合的通用流束/进料流束的压力、温度和/或流率加以调节，可以被用于进一步优化能效。例如，通过调节压力和温度，换热之后的通用流束的较大部分可用作第二塔的进料，由此使得需要回到第一再沸器并加热的余量被最小化。本领域技术人员知道如何控制或改变在方法中的工艺条件。流束的压力优选通过变压泵或减压阀调节。流束的温度可以通过与工艺中可获得的不同温度的流束间接换热而改变，或通过混合不同温度的流束而改变。优选地，可以借助于使流束通过绝热地调节压力和温度的设备，而调节温度和压力，所述设备例如膨胀阀。
在一种优选的操作方式中，本发明的方法包括以下步骤：
a)把进料混合物加入第一塔，并分离为至少第一塔顶和第一塔底产品；
b)使用第一塔底产品的一部分作为通用流束为第二再沸器提供热量；
c)将换热之后的所述通用流束的一部分作为主进料加入第二塔以进一步分离；
d)将换热之后的所述通用流束的其它部分与第一塔底产物的其它部分结合，在第一再沸器中加热，并作为第一循环再沸器流束返回到第一塔。
优选地，在本方法的步骤b)中，第一塔底产品在给第二再沸器提供热量之前，其压力被调节。
本方法优选地还包括一个步骤，其中把来自第一再沸器的被加热的流束的一部分加入步骤b)的通用流束中以调节所述流束的温度。
在本发明的方法中，换热之后的所述通用流束的所述一部分的温度和压力二者可以在供给到第二塔之前绝热地调节。优选地，借助于使换热之后的所述通用流束的所述一部分通过绝热地调节压力和温度的设备，来绝热地调节该流束的温度和压力，最优选地通过膨胀阀来调节。
在进一步优选的操作方式中，本发明的方法包括以下步骤：
a)把进料混合物加入第一塔，并分离为至少第一塔顶和第一塔底产品；
b)在第一再沸器中加热第一塔底产品，并将第一塔底产品的一部分作为第一循环再沸器流束返回到第一塔；
c)使用来自第一再沸器的被加热的流束的其它部分作为通用流束为第二再沸器提供热量，
d)将换热之后的所述通用流束的一部分作为主进料加入第二塔以进一步分离；
e)用步骤b)中的第一塔底产品加热换热之后的所述通用流束的其它部分。
优选地，在本方法中步骤b)包括首先调节第一塔底产品的压力，然后在再沸器中加热。
在本发明的方法中，换热之后的所述通用流束的所述一部分的温度和压力二者可以在提供给第二塔之前绝热地调节。优选地，借助于使换热之后的所述通用流束的所述一部分通过绝热地调节压力和温度的设备，来绝热地调节该流束的温度和压力，最优选通过膨胀阀。
优选地，本发明的方法还包括一个步骤，在该步骤中，将第二塔底产品的一部分在第二再沸器中加热，并作为第二循环再沸器流束返回到第二塔。
本发明的方法还可以包括三个或更多个塔，各个塔具有其自己的换热再沸器和循环再沸器流束，并与联系第二塔所描述的相似；其取决于进料流束的组分和待被分离的组分的数目。
在本发明的方法中，进料混合物优选地是具有较高沸点的组分的混合物，其要求将大量能量加入蒸馏工艺中，尤其通过燃烧再沸器。优选地，进料混合物包括沸点高于100℃的烃类；更优选的是芳香烃的混合物。优选地，在本发明的方法中，用于第二塔进料的烃类的沸点范围为约145至280℃。
在本发明的方法的一个优选实施例中，使用包括8个或更多个碳原子的芳香烃(C8+芳香烃)的进料混合物。这样的混合物例如是由用于生产苯、甲苯和二甲苯(缩写为BTX)的芳香装置所生产的。本方法优选涉及在第一塔中将这样的C8+混合物分离为二甲苯(C8H10异构体)和C9+，并进一步将C9+塔底产品分离为C9和C10塔顶馏分以及C10+塔底馏分(包括二芳香化合物，如萘)。
附图说明
以上论述的方法在图1和2中进一步示出，这些图中提供本发明方法的两个实施例的简化工艺流程图。在这些图中，附图标记的后两位可能具有相同或相似的含义，如下文中将进一步阐明的那样。
图3表示混合芳香烃流在两个温度下的流束焓(H)和压力(p)之间的关系。
图4是流束在两个条件下通过膨胀阀的温差(ΔT)与进口压力(p)的关系的图表。
图5表示重芳烃流(在314℃)的焓H与压力的关系的图表。
图6表示在流束压力下的进料负荷(E)与进料流率(R)的变化。
具体实施方式
在图1中，示意地表示了两-塔蒸馏法，其中为了简化，塔的上部未示出。第一和第二塔110和120各自分别具有集成的再沸器系统140和150。进入第一塔的进料(以未编号的箭头标明)被分离为第一塔底产品，该第一塔底产品通过111离开塔。流束分成流束116和流束112。部分的流束(112)在燃烧再沸器140中加热并作为经加热的流束113(第一循环再沸器流束)循环回到塔。塔110的操作压力和温度通常高于下游塔120的操作压力和温度。塔底产品流束116的压力可通过泵或减压阀170而优化，所述泵或减压阀170产生流束117。可以借助于来自燃烧再沸器140的侧流114，在调节其压力至117的压力后，调节产品流束117的温度。取决于流束117所需的压力和温度，流束116或114可以单独地使用或相结合地使用。流束117进入第二塔120的换热再沸器150，现在作为通用流束。所形成的换热后的流束134分成两个流束。第一流束133通过膨胀阀180以将压力和温度降低到它在塔120中进一步分离所需的水平之后，作为第二塔120的进料流束136。在这种方案中，流束136满足塔设计容量，因而无需其它进料；而代表任何余量的第二流束135回到上游的第一再沸器140。塔120产生第二塔底产品121，该产品的一部分引入到第二再沸器150，在那里被更热的流束117(即通用流束)逆流加热。被加热的产品流束122循环返回到第二塔中以向塔分离过程提供热量(即第二循环再沸器流束)。其余塔底产品流束125可以被进一步处理，例如在第三蒸馏塔中被进一步处理。
图2中示意地表示了类似的两-塔蒸馏法，但做了一些修改。在此，通过211离开塔的第一塔底产品被分成两个流束212和216。流束212进入使用单独的加热器盘管的燃烧再沸器240，产生具有适于塔210条件的压力和温度的流束213，其循环回到塔(第一循环再沸器流束)。流束216首先通过泵或减压阀270以优化其压力(按照流束217的需要)，然后进入燃烧加热器240通过单独的加热盘管独立于流束213调节其温度以供下游操作。流束217然后进入第二塔120的换热再沸器250，现在作为通用流束。换热后的流束234分成两个流束。随后，第一流束233通过膨胀阀280以将压力和温度降低到它在塔220中进一步分离所需的水平之后，作为第二塔220的进料流束236。在该实施例中流束236满足塔设计容量；代表任何余量的第二流束235回到上游的第一再沸器240。塔220产生第二塔底产品221，该产品的一部分引入第二再沸器250，在那里被更热的流束116(即通用流束)逆流加热。经加热的产品流束222循环回到第二塔以向塔分离过程提供热量(第二循环再沸器流束)。其余塔底产品流束225可以被进一步处理，如果需要，则在第三蒸馏塔中被进一步处理。
本发明的方法的工艺参数和条件取决于要被分离的进料流束的组分和其中组分的沸点。对于给定的进料混合物，本领域技术人员可以根据常识、以及本申请的描述和实验，来确定各条件的初始设定值。可以根据模拟或一些实验，进行进一步的优化。
为了分离包括8个或更多个碳原子的组分的芳香化合物的混合物，典型的温度和压力范围是225-320℃和0.07-1MPag(尤其对于二甲苯和重芳烃塔)。
本发明还涉及一种蒸馏系统，该系统包括：具有第一燃烧再沸器的第一蒸馏塔，和具有第二换热再沸器的至少一个第二蒸馏塔，用以调节第一塔底产品压力的泵或减压阀，以及绝热地调节来自第二再沸器的流束的压力和温度以便用于第二塔的进料的设备；该系统适于用本发明的上述方法分离多组分的混合物。
而且，如上述的本发明的方法的优选操作方式所述，本发明涉及蒸馏系统的一些优选实施例。
现在用以下非限定性的实验进一步地阐明本发明。
对比试验1
在生产包括苯、甲苯和二甲苯(BTX)的芳香烃的工业操作装置中，包括用于二甲苯分离的两-塔蒸馏系统。第一塔生产作为塔顶产品以进一步分离的二甲苯，以及主要为C9+芳香烃的塔底产品。使C9+芳香烃流束的一部分通过燃烧再沸器并使热流束在1MPag压力下回到塔底，从而加热塔底。C9+芳香烃产品流束的其它部分在2.1MPag压力下-如表1所示-送往下游，作为第二塔的进料，以便被分离为C9和C10单-芳香烃塔顶产品，以及作为塔底产品的C10+-二-芳香烃(例如萘)。塔顶馏分被送往上游装置以便再加工。第二塔的进料通过小型换热器和减压阀以在进入塔之前降低其温度和压力。第二塔再沸器在通用侧(utility side)上被来自上游的第一再沸器的第一(二甲苯)塔的塔底产品的第二流束(如在传统的蒸馏中那样)在2.1MPag下加热，其被泵加压。来自第二再沸器的出口流束回到第一塔的燃烧再沸器的上游。一些工艺数据在表1中列出。将通用流束再加热到314℃所需的功率(capacity)是2.02，而将进料流束冷却至225℃需要的冷量是0.32MW，总共使用2.34MW用于加热和冷却进料。
实例2
对于对比试验1中使用的装置加以，使得流向第二塔的初始进料完全停止，并且除去进料换热器。作为替代，使用第二再沸器出口流束(即来自通用流束)的一部分作为第二塔进料，并在作为进料进入第二塔之前，通过膨胀阀以进一步调节其压力并降低其温度。来自第二再沸器的余量流束被供给到第一(二甲苯)塔的第一燃烧加热器的上游。这种情况与图1中所示的方案类似；使用泵但没有来自第一再沸器的流束114。本发明的上述改变之后的蒸馏操作参数在表1中给出。
这些结果清楚地表明，对于实例2，再加热第二再沸器的余量流束回到其初始温度(即314℃)所需的经计算的燃烧再沸器的能量负荷，减去0.33MW，或者约16％，再加上进料冷却负荷所节约的，使得总体降低了0.65MW或28％，作为热集成的结果。该塔在数个月中令人满意地工作、并处于稳定状态，具有类似的分离效率。
图3中表示了两个温度下具有相同C9+混合芳香烃组分的两个流束的流束焓(H)和压力(p)的关系；用市场可获得的软件计算得出。在固定温度和流率条件下降低压力，使得焓在低于某压力水平下增大，其为流束组成的函数。升高流束温度使得焓随压力改变至较高值。观测的升高起因于低压下汽相的形成，并由此逐渐地增大焓，向本发明提供操作窗口。值得注意的是，压力在焓变化的范围内降低时保持温度恒定，实际要求额外加热，该额外加热必须在最终的热平衡中考虑到。
塔负荷被定义为[通用流束的焓×流束流率]。所以，通过在变化的焓范围中操作，技术人员可以改变再沸器上游的压力而使用不同的流率，同时保持塔负荷恒定。焓的可变范围可以通过如图3所示地改变流束进口温度而被控制。因而，有可能不但符合塔能量负荷的要求，而且符合塔进料流率的要求。
对于含有C9+芳香烃的液体流束，因通过膨胀阀的压降造成的膨胀阀前后的温度变化ΔT可利用商业上可获得的软件加以计算。图4为两个恒定入口温度(288和300℃)的流束的温差和0.07MPag固定出口压力与那个流束的可变进口压力(p)的关系图。如图所示，阀下游的液体的冷却效果由恒定的ΔT保持，同时上游压力直到某一压力水平，低于该水平则出现减小的温度降，因为上游压力接近下游压力。ΔT的水平因而随着膨胀阀上游的温度和压力而变化。
实例3
参考图3，可以看到，虽然对于在314℃温度下的流束，2.1MPag的进口压力位于焓变化的平坦段，可能-见实例2-通过使用再沸器出口流束作为塔进料以及在进入塔之前利用下游的膨胀阀进一步冷却进料并调节其压力，而节约热负荷中的能量并改善塔的分离效率。图中也表明：可以做出进一步的改善，例如借助于对回到上游燃烧再沸器的再沸器流束加以最小化。实例3表示基于实例2并使用商业上可获得的软件的模拟结果。在实例3中，降低流束压力至低于二甲苯塔底压力，这实际上可利用减压阀实现，伴随着额外加热至初始进料进口温度(如图1所示的使用流束114的结构或图2所示的利用流束214的结构)。
对于实例3的情况，图5表示使压力(p)随单位质量进料的焓(H)变化的操作窗口，允许计算要求的流率以满足314℃流束温度的进料流率和塔负荷。其也表明，压力优选在0.4和0.9MPag之间，当满足相同的负荷时可能改变流率。表1表明，初始的加压热流束被冷却两次，一次是在第二再沸器中在与塔底液体换热之后，一次是通过膨胀阀。这可以通过314℃的再沸器进料与304℃的膨胀阀进口温度之间的温差表明。通过膨胀阀可进一步降低至228℃，总体降低86℃，初始流束温度降低约30％并适于作为该塔的进料温度。
图6表示进料负荷(E)和进料流率(R)二者随着流束压力(p)的变化，塔进料流率恒定18m3/h。随着压力从2.1降低至0.8MPag，负荷降低，同时锅炉所需的流率降低。当压力低于0.8MPag时，由于如上述蒸汽相的形成，流束需要额外的加热，负荷再次增加，其可由计算获得。可以看出，在0.6-0.9MPag之间，流率的变化较大，并且因而是有灵活性的(flexible)以满足不同的塔容量。对比试验1中满足同样的塔容量但没有集成所需的负荷也用正方形(■)表示。
模拟结果如表1所示。实例3中，通过使用进口压力为0.8MPag并且温度为314℃的通用流束去往第二再沸器，可以显著地降低回到再沸器流束的流率；亦即，到65m3/h。这导致比实例2中更高的节能效果；并相比于对比试验1，再沸器回流的热负荷降低19％。在该情况下，导致在将压力从1MPag降低至0.8MPag之后将进料再加热至314℃所需的负荷。另外，进一步的节约是在无换热器的情况下冷却进料，实现总节能30％。
实例4和对比试验5
在该实例中，利用模拟使塔的进料流率从18m3/h变化至25m3/h(见表1)，表示通过热集成维持节能时，塔进料是有灵活性的。在这种情况下，进料流束在没有热集成的进料条件下的总热负荷为2.02MW(表1中作为对比试验5列出)。在这种情况下热集成使得因此节约58％。
表1
Figure BPA00001657700800111

Claims (12)

1.一种在蒸馏系统中分离多组分进料混合物的方法，所述蒸馏系统包括：具有第一燃烧再沸器的第一蒸馏塔，以及具有第二换热再沸器的至少一个第二蒸馏塔，所述方法包括以下步骤：
a)把进料混合物加入第一塔，并分离为至少第一塔顶和第一塔底产品；
b)使用第一塔底产品的一部分作为通用流束为第二再沸器提供热量；
c)将换热之后的所述通用流束的一部分作为主进料加入第二塔以进一步分离。
2.如权利要求1所述的方法，还包括步骤d)，在该步骤中，将换热之后的所述通用流束的其它部分供给至第一再沸器。
3.如权利要求1或2所述的方法，其中，步骤c)中通用流束的所述一部分是去往第二塔的唯一进料流束。
4.如权利要求1所述的方法，包括如下步骤：
a)把进料混合物加入第一塔，并分离为至少第一塔顶和第一塔底产品；
b)使用第一塔底产品的一部分，调节压力，并作为通用流束为第二再沸器提供热量；
c)将换热之后的所述通用流束的一部分作为主进料加入第二塔以进一步分离；
d)将换热之后的所述通用流束的其它部分与第一塔底产物的其它部分结合，在第一再沸器中加热，并作为第一循环再沸器流束返回到第一塔。
5.如权利要求4所述的方法，其中，来自步骤d)的第一再沸器的被加热的流束的一部分加入步骤b)的通用流束中以调节所述流束的温度。
6.如权利要求1所述的方法，包括如下步骤：
a)把进料混合物加入第一塔，并分离为至少第一塔顶和第一塔底产品；
b)调节第一塔底产品的压力，在第一再沸器中加热，并将该第一塔底产品的一部分作为第一循环再沸器流束返回到第一塔；
c)使用来自第一再沸器的被加热的流束的其它部分作为通用流束为第二再沸器提供热量，
d)将换热之后的所述通用流束的一部分作为主进料加入第二塔以进一步分离；
e)用步骤b)中的第一塔底产品加热换热之后的所述通用流束的其它部分。
7.如权利要求1-6中的任一项所述的方法，其中，在供给到第二塔之前，所述通用流束的所述一部分的温度和压力被绝热地调节。
8.如权利要求1-7中的任一项所述的方法，还包括下述步骤：将第二塔底产品的一部分在第二再沸器中加热，并作为第二循环再沸器流束返回到第二塔。
9.如权利要求1-8中的任一项所述的方法，其中，进料混合物包括沸点高于145℃的烃类。
10.如权利要求1-9中的任一项所述的方法，其中，进料混合物包括8个或更多个碳原子的芳香烃。
11.一种蒸馏系统，包括：具有第一燃烧再沸器的第一蒸馏塔，和具有第二换热再沸器的至少一个第二蒸馏塔，以及用以对来自第二再沸器的、作为第二塔进料的流束的压力和温度加以绝热调节的设备。
12.如权利要求11所述的蒸馏系统，所述蒸馏系统还包括用以调节第一塔底产品压力的设备。
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