CN103910595B - 含c2、c3、c4、c5和重组分混合物系的分离方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种含C2、C3、C4、C5和重组分混合物系的分离方法，主要解决现有技术存在分离流程复杂，分离纯度不高，投资大，能耗高的问题。本发明通过采用包括以下步骤：以含C2、C3、C4、C5和重组分的混合物为原料，原料首先进入分壁精馏塔的分壁段一侧，经分离，在分壁段的另一侧得含C4的物流，在分壁精馏塔分壁段以下提留段底部得含C5和重组分的物流，在分壁精馏塔分壁段以上精馏段顶部得含C2和C3的物流的技术方案较好地解决了该问题，可以用于前脱丙烷技术路线的乙烯装置中分离含C2、C3、C4、C5和重组分混合物系的工业生产中。

Description

含C2、C3、C4、C5和重组分混合物系的分离方法

技术领域

本发明涉及一种含C2、C3、C4、C5和重组分混合物系的分离方法，特别是涉及一种乙烯装置含C2、C3、C4、C5和重组分混合物系的分离方法。

背景技术

在传统的前脱丙烷乙烯装置分离技术路线中，裂解气混合组份在经过高压脱丙烷塔的对C3组分与C4组分进行模糊切割分离以后，部分C2、C3组分以及全部的氢气、甲烷、C1组分从裂解气混合组分中被从塔顶分离出去，高压脱丙烷塔的塔釜出料不含氢气、甲烷和C1组分，仅含有C2、C3、C4、C5和重组分。对于来自高压脱丙烷塔塔釜的这一组分以及来自丙烯精馏塔的C4组分回流，通常设置低压脱丙烷塔和脱丁烷塔进行后续的分离，低压脱丙烷塔负责对C3组分与C4组分进行清晰切割分离，低压脱丙烷塔塔顶出料中C4组分的含量不能超过1％摩尔分率，塔釜液中C3组分的含量不能超过0.2％摩尔分率。低压脱丙烷塔的塔顶出料去C3加氢系统和丙烯塔进行后续分离，含有的C4组分从丙烯精馏塔返回，作为低压脱丙烷塔的进料进行循环分离；低压脱丙烷塔的塔釜出料主要含有C4、C5和更重组分，去脱丁烷塔进行后续分离，脱丁烷塔的塔顶出料为C4混合组分，塔釜出料为C5及更重组分。因此，现有技术存在分离流程复杂，分离纯度不高，投资大，能耗高的问题。

分壁精馏塔是通过在精馏塔中部设一垂直壁，将塔分成上段、下段、由隔板分开的精馏进料段和精馏采出段四部分的新型结构的完全热集成塔的一种。用分壁精馏塔将三组份混合物分离为纯净产品只需要一个塔、一个重沸器、一个冷凝器及一个回流分配器，能耗和设备投资都可以得以降低。因此，近年来分壁精馏塔的应用越来越多。UOP公司申请了多项采用分壁精馏塔的新工艺，如用于烷基苯生产的分壁精馏塔技术（US6417420）和全馏份汽油脱硫的分壁精馏技术（US6540907和US20030116474）。此外，US20050211541和US20050245037还公开了一种用于分离环氧丙烷生产中所用溶剂的分壁精馏技术；US7132038B2公开了一种采用分壁精馏塔分离从粗1，3丁二烯混合液中提纯1，3丁二烯的方法；江苏省工业学院申请了一种分离裂解汽油中粗苯乙烯的装置与方法(CN101723793A)。目前全球共有约70座以上分壁精馏塔进行了商业运行。尚未见将分壁精馏塔用于乙烯装置C2、C3、C4、C5和重组分分离的报道。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是现有技术存在分离流程复杂，分离纯度不高，投资大，能耗高的问题，提供一种新的含C2、C3、C4、C5和重组分混合物系的分离方法。该方法具有分离流程简单，分离效果好，投资少，能耗低的优点。

为了解决上述技术问题，本发明采用的技术方案如下：一种含C2、C3、C4、C5和重组分混合物系的分离方法，包括以下步骤：以含C2、C3、C4、C5和重组分的混合物为原料，原料首先进入分壁精馏塔的分壁段一侧，经分离，在分壁段的另一侧得含C4的物流，在分壁精馏塔分壁段以下提留段底部得含C5和重组分的物流，在分壁精馏塔分壁段以上精馏段顶部得含C2和C3的物流。

优选地，所述含C2、C3、C4、C5和重组分的混合物原料来自于乙烯装置高压脱丙烷塔塔釜液和丙烯精馏塔塔釜C4组分循环液。

优选地，以摩尔百分比计，原料中C2的含量为0.01～2％，C3的含量为50～80％，C4的含量为10～40％，C5的含量为1～10％，重组分的含量为1～10％。

优选地，分壁精馏塔共有60～100块理论板；其中，分壁段有30～50块理论板，分壁段以上精馏段有10～30块理论板，分壁段以下提离段有10～30块理论板。

更优选地，分壁段以上精馏段有15～25块理论板，分壁段以下提离段有15～25块理论板。

优选地，分壁精馏塔的操作压力为0.53～0.83MPa，分壁精馏塔塔顶以重量计的回流比为1.0～3.0。

更优选地，分壁精馏塔的操作压力为0.65～0.7MPa，分壁精馏塔塔顶以重量计的回流比为1.5～2.2。

优选地，原料从分壁精馏塔分壁段一侧的中部进料。

优选地，含C4组分的物流出口位置为从分壁精馏塔的底部向上数第30～60块理论板。

更优选地，含C4组分的物流出口位置为从分壁精馏塔的底部向上数第35～45块理论板。

本发明方法中所述的压力是指表压。

本发明方法所用的分壁精馏塔，从上往下依次包括分壁段以上精馏段、分壁段和分壁段以下提留段。物料进口位于分壁段一侧。分壁段以下提离段底部设有C5和重组分的物料出口。分壁段另一侧设置C4组分出口。在分壁段以上精馏段顶部设置C2和C3组分的出口。分壁段设置一块隔板，沿轴向将分壁段隔成至少两个区，这两个区内部都设有塔板。分隔板可以沿着塔中心线安装，也可以偏心安装。

本发明方法所用的含C2、C3、C4、C5和重组分的混合物原料来自于乙烯装置高压脱丙烷塔塔釜液和丙烯精馏塔塔釜C4组分循环液。这两部分可以混合进料，也可以分别从分壁精馏塔的分壁段上进料。优选地，高压脱丙烷塔塔釜液的进料位置为从分壁精馏塔的底部向上数第40～50块理论板，丙烯精馏塔塔釜C4组分循环液的进料位置为从分壁精馏塔的底部向上数第50～60块理论板。

当采用精馏的方法分离三种以上的物质组成的混合物且中间馏份的浓度较大时，无论采用常规的顺序分离流程还是逆序分离流程，都不可避免中间馏份沿塔轴向产生再混合，这在热力学上来讲是不利的，相当于一部分分离功的浪费。分壁精馏塔在热力学上等效于一座完全热集成的精馏塔，不同的是分壁精馏塔只用一个塔壳，通过中间设置绝热隔板来实现精馏过程的完全热集成。进料在隔板段的一侧，进料中的中间馏份一部分随轻组份由隔板的上端进入隔板的另一侧，另一部分则随重组份由隔板的下端进入隔板的另一侧，从而使中间馏份在隔板的另一侧得到富集，避免了中间馏份在塔中的再混合，从而实现节能和提高中间产品纯度的效果。同时，由于分壁精馏塔只采用一个塔壳而实现两座普通精馏的功能，投资也可以大大减少。

采用本发明方法，以一台分壁精馏塔代替原有的低压脱丙烷塔和脱丁烷塔，分壁精馏塔顶采出中的C2、C3组分浓度以摩尔计为99.04％，高于原低压脱丙烷塔的塔顶组分C2、C3组分浓度（99.00％）；分壁精馏塔隔壁一侧采出的C4组分浓度以摩尔计为99.73％，高于原脱丁烷塔的塔顶C4组分出料的浓度（99.46％），并且C3组分摩尔浓度仅为0.03～0.08％，大幅度减少了C3组分的损失（原损失为0.15％）；分壁精馏塔塔釜采出的C5及重组分组分浓度以摩尔计为98.41％，高于原脱丁烷塔的塔釜出料的组分浓度（98.13％）。由此可见采用分壁精馏技术可以更好的完成原低压脱丙烷塔和脱丁烷塔二座塔的分离任务，节约了投资。同时，采用分壁精馏技术与原精馏流程相比，塔釜热负荷和塔顶冷负荷都可以降低15～30％，有较好的节能效果。因此，采用本发明方法取得了较好的技术效果。

附图说明

图1是现有的乙烯装置C2、C3、C4、C5和重组分精馏工艺典型流程示意图（前脱丙烷技术路线）。

图2是本发明方法流程示意图。

图1中，1为来自丙烯精馏塔的塔釜循环液，2为来自高压脱丙烷塔的塔釜液，3为含C2和C3组分的物流，4为含C4、C5和重组分的物流，5为含C4组分的物流，6为含C5和重组分的物流，7为低压脱丙烷塔，8为脱丁烷塔。

图2中，1为来自丙烯精馏塔的塔釜循环液，2为来自高压脱丙烷塔的塔釜液，3为含C2和C3组分的物流，5为含C4组分的物流，6为含C5和重组分的物流，9为分壁精馏塔，10为分壁板。

图1中，物流1是来自丙烯精馏塔的塔釜循环液，物流2是来自高压脱丙烷塔的塔釜液，其典型的物流组成见表1。物流1和物流2进入低压脱丙烷塔7，分离后，塔顶得到含C2和C3组分的物流3，主要为乙炔、乙烯、乙烷、丙炔、丙二烯、丙烯、丙烷；塔釜得到含C4、C5和重组分的物流4。物流4进入脱丁烷塔8，分离后，塔顶得到含C4组分的物流5，主要为1，3丁二烯、1-丁烯、异丁烯、顺、反-2-丁烯、异丁烷、丁烷；塔釜得到含C5和重组分的物流6，主要为环戊二烯、异戊二烯、苯、甲苯、邻二甲苯等。

图2中，物流1是来自丙烯精馏塔的塔釜循环液，与图1中的物流1组分相同；物流2是来自高压脱丙烷塔的塔釜液，与图1中的物流2组分相同。物流1和物流2进入分壁精馏塔9的分壁段一侧，经分离，在分壁段的另一侧得含C4的物流5，在分壁精馏塔分壁段以下提留段底部得含C5和重组分的物流6，在分壁精馏塔分壁段以上精馏段顶部得含C2和C3的物流3。图2中省略了分壁板上部的液相再分配器和分壁板下部的再沸器返回气的气相再分配器。虽然图中未画出，但并不表示分壁精馏塔中不需要。

以下结合附图对本发明做详细说明。

图1中，来自丙烯精馏塔的进料1和来自高压脱丙烷塔的进料2分别从第7块理论板和第14块理论板进入低压脱丙烷塔，低压脱丙烷塔的理论塔板数为58块，塔顶压力为0.68MPaG，回流比为1.24，塔顶分离出物流3（C2、C3组份），塔釜得到物流4（C4、C5及重组分），其中考虑到控制C3组分的损失，要求塔釜出料中C3组分的摩尔浓度不超过0.2％。脱丁烷塔共有42块理论板，回流比为0.5，塔顶压力为0.39MPaG。物流4进入脱丁烷塔的第24块理论板做进一步分离，由塔顶采出流5（C4组份），塔釜采出物流6（C5及重组份）。

图2中，组成与图1中物流1相同的原料液进入分壁精馏塔的中部隔板一侧，分壁精馏塔共有60～100块理论板，隔板两侧各有30～50块理论板。分壁精馏塔的隔板区以上有10～30块理论板，优选的有15～25块理论板；分壁精馏塔的隔板区以下有10～30块理论板，优选的有15～25块理论板；分壁塔的操作压力范围为0.53～0.83MPa，优选的操作压力为0.65～0.7MPa。分壁精馏塔的回流为1.0～3.0，优选的操作回流比为1.5～2.2。由分壁精馏塔顶采出C2、C3组分（含乙炔、乙烯、乙烷、丙炔、丙二烯、丙烯、丙烷），其组分浓度以摩尔计为99.04％；由分壁精馏塔隔壁一侧采出C4组分（含1，3丁二烯、1-丁烯、异丁烯、顺、反-2-丁烯、异丁烷、丁烷），其浓度以摩尔计为99.73％，高于原脱丁烷塔的塔顶C4组分出料的浓度，并且C3组分摩尔浓度仅为0.03～0.08％，大幅度减少了C3组分的损失（原损失为0.15％）；由分壁精馏塔塔釜采出的C5及重组分（含环戊二烯、异戊二烯、异庚烷、苯、甲苯、邻二甲苯等），其中组分浓度以摩尔计为98.41％，高于原脱丁烷塔的塔釜出料的组分浓度。

下面通过实施例对本发明作进一步的阐述。在所有比较例和实施例中所用的原料组成如表1所示。

表1含C2、C3、C4、C5和重组分的进料组成

序号	组分	物流1(mol％)	物流2(mol％)
				1	乙炔	0.000％	0.005％
2	乙烯	0.000％	0.023％
				3	乙烷	0.000％	0.066％
4	丙炔	0.000％	2.119％
				5	丙二烯	0.000％	1.885％
6	丙烯	1.977％	32.830％
				7	丙烷	86.313％	6.696％
8	1，3-丁二烯	0.000％	17.426％
				9	1-丁烯	4.053％	4.172％
10	异丁烯	3.085％	8.103％
				11	顺-2-丁烯	0.380％	1.214％
12	反-2-丁烯	0.405％	1.493％
				13	异丁烷	1.907％	1.453％
14	丁烷	0.133％	2.195％

15	环戊二烯	0.000％	4.166％
				16	异戊二烯	0.000％	4.285％
17	异庚烷	1.455％	2.850％
				18	苯	0.000％	7.353％
19	甲苯	0.000％	1.587％
				20	邻二甲苯	0.000％	0.080％
21	C9-200	0.292％	0.000％
					合计	100％	100％

具体实施方式

【比较例】

采用图1所示的流程，以前脱丙烷工艺路线的80万吨/年乙烯装置（丙/乙比0.52）为基准，对原料摩尔百分组成如表1所示的物料进行分离，各塔的操作条件和分离结果都列于表2中。表中塔顶热负荷是塔顶冷凝器的冷负荷，塔釜热负荷是塔釜再沸器的热负荷。

表2原低压脱丙烷塔和脱丙烷塔操作条件/分离结果汇总

图1中的设备号	低压脱丙烷塔	脱丁烷塔
			塔顶操作压力，MPaG	0.68	0.39
理论塔板总数	58	42
			进料1位置（板号）	9
进料2位置（板号）	18
			进料4位置（板号）		24
回流比	1.24	0.5
			塔顶C3和轻组分浓度，摩尔％	99.00％
塔顶C4组分浓度，摩尔％		99.46％
			塔釜C5和重组分浓度，摩尔％		98.13％
塔顶热负荷，千瓦	8059	6183
			塔釜热负荷，千瓦	8591	5847

其中，低压脱丙烷塔和塔8脱丁烷塔的塔顶总换热负荷为14242千瓦，塔釜总热负荷为14438千瓦。对应的详细组分分离效果见表3。

表3原低压脱丙烷塔和脱丙烷塔分离结果详细表

【实施例1】

采用图2所示流程，以前脱丙烷工艺路线的80万吨/年乙烯装置（丙/乙比0.52）为基准，对原料摩尔百分组成如表1所示的物料进行分离。采用的分壁精馏塔有80块理论板，分壁段隔板两侧各有40块理论板，隔板下部分分离段有20个理论板，操作压力为0.68MPa，塔顶回流比为1.7。为了便于比较，操作条件和分离结果列于表4中。对应的详细组分分离效果见表5。

【实施例2】

采用图2所示流程，其他条件同【实施例1】，改变分壁精馏塔的总理论板数、隔板两侧的理论板数、操作压力和回流比。总理论板数变为60块，分壁段隔板两侧的理论板数改变为30，操作压力为0.53MPaG，回流比为2.1，为了便于比较，操作条件和分离结果也列于表4中。组分的详细分离效果见表6。

【实施例3】

采用图2所示流程，其他条件同【实施例1】，改变分壁精馏塔的总理论板数、隔板两侧的理论板数、操作压力和回流比。总理论板数变为100块，分壁段隔板两侧的理论板数改变为50，操作压力为0.83MPaG，回流比为1.9，为了便于比较，操作条件和分离结果也列于表4中。组分的详细分离效果见表7。

表4分壁精馏塔实施例操作条件、分离结果汇总表

实施例	1	2	3
				主塔板数	80	60	100
隔板区理论板数	40	30	50
				操作压力，MPa	0.68	0.53	0.83
进料1位置	29	19	39
				进料2位置	37	26	46
C4组分采出位置	40	30	54
				回流比	1.7	2.1	1.9
塔顶C3组分浓度，摩尔％	99.04％	99.05％	99.07％
				侧线C4组分浓度，摩尔％	99.73％	99.72％	99.7％
塔釜C5及重组分浓度，摩尔％	98.41％	98.34％	98.25％
				塔顶热负荷，千瓦	9712	11535	10097
塔釜热负荷，千瓦	10839	12083	11742
				总热负荷，千瓦	20551	23618	21839

表5分壁式精馏塔分离结果详细表（实施例1）

表6分壁式精馏塔分离结果详细表（实施例2）

表7分壁式精馏塔分离结果详细表（实施例3）

【实施例1】为优选工况。采用分壁精馏塔相当于将原工艺中的低压脱丙烷塔和脱丁烷塔合成了一个塔，节省投资；在优化操作条件的情况下，塔顶可节能31.8％，塔釜可节能24.9％；同时，在实施例所示的任一操作条件下，塔顶C2、C3组分的纯度均高于99％，塔侧线C4组分的纯度均高于99.7％，塔釜C5和重组分的纯度均高于98.25％，分离效果均好于原工艺流程。

Claims (10)

1.一种含C2、C3、C4、C5和重组分混合物系的分离方法，包括以下步骤：以含C2、C3、C4、C5和重组分的混合物为原料，原料首先进入分壁精馏塔的分壁段一侧，经分离，在分壁段的另一侧得含C4的物流，在分壁精馏塔分壁段以下提留段底部得含C5和重组分的物流，在分壁精馏塔分壁段以上精馏段顶部得含C2和C3的物流。

2.根据权利要求1所述的含C2、C3、C4、C5和重组分混合物系的分离方法，其特征在于所述含C2、C3、C4、C5和重组分的混合物原料来自于乙烯装置高压脱丙烷塔塔釜液和丙烯精馏塔塔釜C4组分循环液。

3.根据权利要求1所述的含C2、C3、C4、C5和重组分混合物系的分离方法，其特征在于以摩尔百分比计，原料中C2的含量为0.01～2％，C3的含量为50～80％，C4的含量为10～40％，C5的含量为1～10％，重组分的含量为1～10％。

4.根据权利要求1所述的含C2、C3、C4、C5和重组分混合物系的分离方法，其特征在于分壁精馏塔共有60～100块理论板；其中，分壁段有30～50块理论板，分壁段以上精馏段有10～30块理论板，分壁段以下提留段有10～30块理论板。

5.根据权利要求4所述的含C2、C3、C4、C5和重组分混合物系的分离方法，其特征在于分壁段以上精馏段有15～25块理论板，分壁段以下提留段有15～25块理论板。

6.根据权利要求1所述的含C2、C3、C4、C5和重组分混合物系的分离方法，其特征在于分壁精馏塔的操作压力为0.53～0.83MPa，分壁精馏塔塔顶以重量计的回流比为1.0～3.0。

7.根据权利要求6所述的含C2、C3、C4、C5和重组分混合物系的分离方法，其特征在于分壁精馏塔的操作压力为0.65～0.7MPa，分壁精馏塔塔顶以重量计的回流比为1.5～2.2。

8.根据权利要求1所述的含C2、C3、C4、C5和重组分混合物系的分离方法，其特征在于原料从分壁精馏塔分壁段一侧的中部进料。

9.根据权利要求1所述的含C2、C3、C4、C5和重组分混合物系的分离方法，其特征在于含C4组分的物流出口位置为从分壁精馏塔的底部向上数第30～60块理论板。

10.根据权利要求9所述的含C2、C3、C4、C5和重组分混合物系的分离方法，其特征在于含C4组分的物流出口位置为从分壁精馏塔的底部向上数第35～45块理论板。