CN104606911A - 一种萃取精馏与闪蒸耦合分离丙烯和丙烷的装置及方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开一种分离丙烯和丙烷的装置，包括萃取精馏塔和闪蒸塔，所述萃取精馏塔上部设有萃取剂进口、下部设有萃取精馏塔原料进口，所述萃取精馏塔的塔顶上设有萃取精馏塔第一出口，塔底设有萃取精馏塔第二出口，所述闪蒸塔的上部设有闪蒸塔原料进口，所述闪蒸塔的顶部设有闪蒸塔第一出口，底部设有闪蒸塔第二出口，所述萃取精馏塔的萃取精馏塔第二出口连接闪蒸塔的闪蒸塔原料进口，所述闪蒸塔底部设有闪蒸塔第二出口连接萃取精馏塔上部的萃取剂进口，本发明通过对丙烯和丙烷采用萃取精馏技术分离出丙烷后，将萃取精馏塔塔釜含萃取剂和丙烯的混合物进行减压降温闪蒸，降低了生产操作过程中的能耗。

Description

一种萃取精馏与闪蒸耦合分离丙烯和丙烷的装置及方法

技术领域

本发明涉及一种萃取精馏与闪蒸耦合分离丙烯和丙烷的装置及方法，具体来讲，涉及的是丙烯和丙烷萃取精馏装置和丙烯精制装置串联，分离提纯丙烯和丙烷的方法，属于石油化工技术领域。

背景技术

丙烯作为重要的化工原料，需求不断增加，其主要来源于蒸气裂解和炼油厂催化裂化，仍有少部分丙烯来源于丙烷脱氢，烯烃歧化和甲醇转化。这些裂解与裂化获得的丙烯混合物均需要进行精制流程，精制工艺中的核心是：丙烷-丙烯的分离。

烯烃/烷烃的分离一直是石油化工行业中最重要的过程之一,工业上传统的分离工艺所需设备投资大、能耗高。由于丙烯和丙烷的沸点相接近（相差5℃），组分间相对挥发度较小，采用常规蒸馏方法时，设计的塔高需要达到90m，理论塔板数需要在200块以上，回流比大于10，还要加压或者低温操作，所以能耗很高。采用高压法时塔顶温度高于45℃，可以直接用冷却水进行冷凝，但是高压法分离需要的塔板数多，且回流比很大。采用低压法，丙烯丙烷相对挥发度增加，可以减少回流比和理论板数，但是塔顶温度太低，不能采用冷凝水直接进行冷凝，需采用其它冷凝剂，这样无疑要增加投资及能耗。因此，大量的烯烃需要高效经济的分离技术加以回收和有效利用。

采用萃取精馏技术将精馏和萃取耦合在一起，利用萃取剂和丙烷、丙烯在萃取精馏塔的逆流流动，在塔内高效规整填料上，萃取剂的选择性吸收丙烯，实现丙烷和丙烯的高效分离，降低萃取剂回收塔的理论板数和回流比，还能在很大程度上降低能耗，得到纯度更高的丙烯。

尽管萃取精馏技术在一定程度上较常规精馏法分离提纯丙烯和丙烷可以降低能耗，但是在萃取剂回收段，仍采用了加压精馏的方法，因而整个工艺的能耗依然较高。

发明内容

发明目的：本发明的目的在于针对现有的分离丙烯和丙烷技术中，整个工艺的能耗较高的缺陷，提供一种萃取精馏与闪蒸耦合分离丙烯和丙烷的装置及方法，通过对丙烯和丙烷采用萃取精馏技术分离出丙烷后，将萃取精馏塔塔釜含萃取剂和丙烯的混合物进行减压降温闪蒸，降低了生产操作过程中的能耗。

技术方案：本发明所述的一种萃取精馏与闪蒸耦合分离丙烯和丙烷的装置，包括萃取精馏塔和闪蒸塔，所述萃取精馏塔上部设有萃取剂进口、下部设有萃取精馏塔原料进口，所述萃取精馏塔的塔顶上设有萃取精馏塔第一出口，塔底设有萃取精馏塔第二出口，所述闪蒸塔的上部设有闪蒸塔原料进口，所述闪蒸塔的顶部设有闪蒸塔第一出口，底部设有闪蒸塔第二出口，所述萃取精馏塔的萃取精馏塔第二出口连接闪蒸塔的闪蒸塔原料进口，所述闪蒸塔底部设有闪蒸塔第二出口连接萃取精馏塔上部的萃取剂进口。

作为优选：所述萃取精馏塔为填料塔，所述填料塔内的填料为高效规整填料。

采用上述萃取精馏与闪蒸耦合分离丙烯和丙烷的装置进行分离丙烯和丙烷的方法，包括如下步骤：

1.1、将丙烷和丙烯混合物及萃取剂分别从萃取精馏塔的萃取剂进口、萃取精馏塔原料进口输送至萃取精馏塔内，经过萃取精馏分离后，萃取精馏塔塔顶的萃取精馏塔第一出口采出丙烷，萃取精馏塔塔底的萃取精馏塔第二出口采出萃取剂和丙烯混合物；

1.2、步骤1.1中获得的丙烯和萃取剂的混合物由闪蒸塔上部的闪蒸塔原料进口进入闪蒸塔内，进行闪蒸分离后，闪蒸塔顶部的闪蒸塔第一出口采出丙烯，闪蒸塔底部的闪蒸塔第二出口采出萃取剂；

1.3、步骤1.2中由闪蒸塔底部的闪蒸塔第二出口采出的萃取剂由萃取精馏塔上部的萃取剂进口进入到萃取精馏塔内，循环使用。

进一步完善上述技术方案：所述萃取剂为二甲基甲酰胺（DMF）、N-甲基吡咯烷酮（NMP）、四氢呋喃（THF）、糠醛或含水质量分数为5～40%的含水乙腈（ACN）。

所述萃取精馏塔的操作压力为1.2～2.4 MPa，理论塔板数为30～100，回流比为0.1～20。

丙烷和丙烯的相对挥发度接近于1，传统的精馏塔要求理论塔板数在200块以上。本发明加入萃取剂后形成三元体系，增加丙烷和丙烯的相对挥发度，减少了精馏塔的理论塔板数；同时采用加压操作，提高塔顶温度，避免塔顶需要用深冷装置进行冷却；同时保持合适的回流比，有利于提高丙烯和丙烷的分离产能。

作为优选：所述萃取精馏塔的操作压力为0.2～1.0MPa，理论塔板数为60～80，回流比为1～5。

所述闪蒸塔操作压力为0.01～1.0 MPa，闪蒸温度为-10～50℃。

闪蒸塔设备简单，塔内无需装填填料，节省成本，同时闪蒸过程在低压下完成，对设备要求较低，闪蒸温度通过冰盐水即可满足。

作为优选：所述闪蒸塔操作压力为0.2～1.0MPa，闪蒸温度为10～30℃。

本发明与现有技术相比，其有益效果是： 

1、本发明设备简单、投资少、分离效果好、萃取剂循环使用无二次污染、运行成本低，并且经处理后得到高纯度的丙烷和丙烯，拥有较好的社会效益，实现了丙烷-丙烯的高效分离。

2、采用本发明的方法，萃取精馏塔的理论塔板数为30-100，回流比为0.1-20，操作压力为0.2～1.0MPa，塔顶直接采用冷却水冷却即可，无需采用专用制冷剂，且再沸器热负荷降低，整体能耗降低10%以上。

附图说明

图1为实施例1所述装置的结构示意图。

图中标号为：1-萃取剂进料管线，2-丙烯和丙烷混合物进料管线，3-萃取精馏塔，4-高效规整填料，5-萃取精馏塔塔顶汽相管线，6-萃取精馏塔塔顶冷凝器，7-萃取精馏塔塔顶回流管线，8-丙烷产品出料管线，9-萃取精馏塔塔釜再沸器液相循环管线，10-萃取精馏塔塔釜再沸器，11-萃取精馏塔塔釜再沸器汽相循环管线，12-萃取精馏塔塔釜液相采出管线，13-减压阀，14-闪蒸塔进料管线，15-闪蒸塔，16-闪蒸塔塔顶汽相管线，17-闪蒸塔塔釜液相管线，18-混合器进料泵，19-混合器进料管线，20-新鲜萃取剂进料管线，21-萃取剂混合器。

具体实施方式

下面结合附图对本发明技术方案进行详细说明，但是本发明的保护范围不局限于所述实施例。

实施例1：如图1所示，一种萃取精馏与闪蒸耦合分离丙烯和丙烷的装置，包括萃取精馏塔3和闪蒸塔15，所述萃取精馏塔3为填料塔，所述填料塔内的填料为高效规整填料4。

所述萃取精馏塔3上部设有萃取剂进口、下部设有萃取精馏塔原料进口，所述萃取剂进口上连接萃取剂进料管线1，所述萃取精馏塔原料进口连接丙烯和丙烷混合物进料管线2。

所述萃取精馏塔塔顶通过萃取精馏塔塔顶汽相管线5与萃取精馏塔塔顶冷凝器6连接，所述萃取精馏塔塔顶冷凝器6的出料口分别连接有萃取精馏塔塔顶回流管线7、丙烷产品出料管线8。

所述萃取精馏塔3的塔底通过萃取精馏塔塔釜再沸器液相循环管线9与萃取精馏塔塔釜再沸器10连接，所述萃取精馏塔塔釜再沸器10顶端通过萃取精馏塔塔釜再沸器汽相循环管线11与萃取精馏塔3连接，所述萃取精馏塔塔釜再沸器10底端连接有萃取精馏塔塔釜液相采出管线12。

所述闪蒸塔15的上部设有闪蒸塔原料进口，所述闪蒸塔原料进口上连接有闪蒸塔进料管线14，所述萃取精馏塔塔釜液相采出管线12通过减压阀13与闪蒸塔进料管线14连接。

所述闪蒸塔15顶部设有闪蒸塔第一出口，所述闪蒸塔第一出口上连接有闪蒸塔塔顶汽相管线16，闪蒸塔底部设有闪蒸塔第二出口，闪蒸塔第二出口上连接有闪蒸塔塔釜液相管线17，闪蒸塔塔釜液相管线17通过混合器进料泵18与混合器进料管线连接19，混合器进料管线19与萃取剂混合器21连接，萃取剂混合器21上还连接有新鲜萃取剂进料管线20，萃取剂混合器21的出料口与萃取剂进料管线1连接。

本实施例，为某炼厂的催化裂化原料气（已脱轻脱重组分），特征为丙烷30%，丙烯为70%（质量分数），萃取剂为二甲基甲酰胺（DMF）。本实施例中的萃取精馏塔3装填高效规整填料4，理论板数76块，回流比14，操作压力1.8MPa，萃取剂与原料的质量比为4.0；闪蒸塔的操作压力0.08 MPa，温度30℃。

将催化裂化原料气以1500kg/h的速率从萃取精馏塔原料进口进入，萃取剂为二甲基甲酰胺（DMF），以6000kg/h的速率从萃取精馏塔3萃取剂进口加入，萃取剂进料为第4块板，丙烷和丙烯进料位置为第60块理论板，萃取精馏塔3塔顶采出质量分数为97%的丙烷，富含丙烯的萃取剂则进入闪蒸塔15，经减压降温，轻组分丙烯以质量分数98.5%的纯度从闪蒸塔顶部采出，闪蒸塔底部采出的质量分数为98.5%的萃取剂后与新鲜萃取剂混合后为萃取剂进料。萃取精馏塔3中丙烷的回收率为98.8%，闪蒸塔采出的丙烯回收率为95.2%。在该工艺过程中，萃取精馏塔塔釜温度148.25℃，所需再沸器的热负荷为1093.56 kW，萃取精馏塔塔顶温度51.68℃，冷凝器所需热负荷为-510.46 kW；闪蒸塔在降温减压过程中，冷却温度30℃，所需冷凝水换热负荷-455.98 kW。故再沸器的总热负荷为1093.56 kW，所需加热蒸汽为低压蒸汽；冷凝器总热负荷-966.44 kW，所需冷凝水为常温冷凝用水或冰盐水。

实施例2：本实施例中采用的萃取精馏与闪蒸耦合分离丙烷和丙烯的装置，与实施例1中的相同。

本实施例，为某炼厂的催化裂化原料气（已脱轻脱重组分），特征为丙烷20%，丙烯为80%（质量分数），萃取剂为N-甲基吡咯烷酮（NMP）。本实施例中的萃取精馏塔3装填高效规整填料4，理论板数82块，回流比5.5，操作压力1.8 MPa，萃取剂与原料的质量比为8.0；闪蒸塔的操作压力0.02 MPa，温度30℃。

将催化裂化原料气以1500kg/h的速率从萃取精馏塔原料进口进入，萃取剂为N-甲基吡咯烷酮（NMP），混合萃取剂以12000kg/h的速率从萃取精馏塔3萃取剂进口加入，萃取剂进料为第6块板，丙烷和丙烯进料位置为第40块理论板，萃取精馏塔3塔顶采出质量分数为96.9%的丙烷，富含丙烯的萃取剂则进入闪蒸塔15，经减压降温，轻组分丙烯以质量分数98.8%的纯度从闪蒸塔顶部采出，闪蒸塔底部采出的质量分数为99.5%的萃取剂后与新鲜萃取剂混合最为萃取剂进料。萃取精馏塔3中丙烷的回收率为99.0%，闪蒸塔采出的丙烯回收率为96.4%。在该工艺过程中，萃取精馏塔塔釜温度283.39 ℃，所需再沸器的热负荷为2197.01 kW，萃取精馏塔塔顶温度51.66 ℃，冷凝器所需热负荷为-234.35 kW；闪蒸塔在降温减压过程中，冷却温度30℃，所需冷凝水换热负荷-1827.80 kW。故再沸器的总热负荷为2197.01 kW，所需加热蒸汽为低压蒸汽；冷凝器总热负荷-2062.15 kW，所需冷凝水为常温冷凝用水或冰盐水。

实施例3：本实施例中采用的萃取精馏与闪蒸耦合分离丙烷和丙烯的装置，与实施例1中的相同。

本实施例，为某炼厂的催化裂化原料气（已脱轻脱重组分），特征为丙烷25%，丙烯为75%（质量分数），萃取剂为四氢呋喃（THF）。本实施例中的萃取精馏塔3装填高效规整填料4，理论板数90块，回流比1.72，操作压力1.8 MPa，萃取剂与原料的质量比为9.0；闪蒸塔的操作压力0.015 MPa，温度30℃。

将催化裂化原料气以1500 kg/h的速率从萃取精馏塔原料进口进入，萃取剂为四氢呋喃（THF），混合萃取剂以13500 kg/h的速率从萃取精馏塔3萃取剂进口加入，萃取剂进料为第4块板，丙烷和丙烯进料位置为第45块理论板，萃取精馏塔3塔顶采出质量分数为97.2%的丙烷，富含丙烯的萃取剂则进入闪蒸塔15，经减压降温，轻组分丙烯以质量分数98.7%的纯度从闪蒸塔顶部采出，闪蒸塔底部采出的质量分数为99.7%的萃取剂后与新鲜萃取剂混合最为萃取剂进料。萃取精馏塔3中丙烷的回收率为99.4%，闪蒸塔采出的丙烯回收率为96.0%。在该工艺过程中，萃取精馏塔塔釜温度294.69℃，所需再沸器的热负荷为2400.46 kW，萃取精馏塔塔顶温度51.72 ℃，冷凝器所需热负荷为-97.82 kW；闪蒸塔在降温减压过程中，冷却温度30℃，所需冷凝水换热负荷-2163.93 kW。故再沸器的总热负荷为2400.46 kW，所需加热蒸汽为低压蒸汽；冷凝器总热负荷-2261.75 kW，所需冷凝水为常温冷凝用水或冰盐水。

对比实施例：

某炼厂的催化裂化原料气（已脱轻脱重组分），特征为丙烷30%，丙烯为70%，萃取剂为二甲基甲酰胺（DMF）。本实施例中的萃取精馏塔3装填高效规整填料4，理论板数76块，回流比14，操作压力1.8 MPa，萃取剂与原料的质量比为4.0；萃取剂回收精馏塔内部装设高效规整填料4，理论板数30块，回流比0.9，操作压力1.6 MPa。

将催化裂化原料气以1500kg/h的速率从萃取精馏塔原料进口进入，萃取剂为二甲基甲酰胺（DMF），混合萃取剂以6000kg/h的速率从萃取精馏塔3萃取剂进口加入，萃取剂进料为第4块板，丙烷和丙烯进料位置为第60块理论板，萃取精馏塔3塔顶采出质量分数为97%的丙烷，富含丙烯的萃取剂则进入萃取剂回收精馏塔，进料位置为第8块板，萃取剂回收精馏塔顶采出质量分数为98.5%的丙烯，萃取剂回收精馏塔底采出的洁净的萃取剂后与新鲜萃取剂混合最为萃取剂进料。萃取精馏塔3中丙烷的回收率为98.8%，萃取剂回收精馏塔塔顶采出的丙烯回收率为98.6%。在该工艺过程中，萃取精馏塔塔釜温度148.25℃，所需再沸器的热负荷为1093.56 kW，萃取精馏塔塔顶温度51.68℃，所需冷凝器热负荷为-510.46 kW；萃取剂回收精馏塔塔釜温度294.36℃，所需再沸器的热负荷为755.03 kW，萃取剂回收精馏塔塔顶温度38.30℃，所需冷凝器热负荷为-169.15 kW。故再沸器的总热负荷为1848.59kW，所需加热蒸汽为低压蒸汽（1093.56 kW）和高压蒸汽（755.03 kW）；冷凝器总热负荷-679.61 kW，所需冷凝水为常温冷凝用水或冰盐水。

将实施例1和对比实施例进行比较，实施例1中再沸器热负荷降低40.84%，冷凝器热负荷增大29.7%，整体能耗降低10%以上。且对比实施例中增加的再沸器所需加热蒸汽为高压蒸汽，进一步增加了成本。

如上所述，尽管参照特定的优选实施例已经表示和表述了本发明，但其不得解释为对本发明自身的限制。在不脱离所附权利要求定义的本发明的精神和范围前提下，可对其在形式上和细节上作出各种变化。

Claims (6)

1.一种萃取精馏与闪蒸耦合分离丙烯和丙烷的装置，其特征在于：包括萃取精馏塔和闪蒸塔，所述萃取精馏塔上部设有萃取剂进口、下部设有萃取精馏塔原料进口，所述萃取精馏塔的塔顶上设有萃取精馏塔第一出口，塔底设有萃取精馏塔第二出口，所述闪蒸塔的上部设有闪蒸塔原料进口，所述闪蒸塔的顶部设有闪蒸塔第一出口，底部设有闪蒸塔第二出口，所述萃取精馏塔的萃取精馏塔第二出口连接闪蒸塔的闪蒸塔原料进口，所述闪蒸塔底部设有闪蒸塔第二出口连接萃取精馏塔上部的萃取剂进口。

2.根据权利要求1所述的一种萃取精馏与闪蒸耦合分离丙烯和丙烷的装置，其特征在于：所述萃取精馏塔为填料塔，所述填料塔内的填料为高效规整填料。

3.采用权利要求1或2所述的萃取精馏与闪蒸耦合分离丙烯和丙烷的装置进行分离丙烯和丙烷的方法，其特征在于：包括如下步骤：

1.1、将丙烷和丙烯混合物及萃取剂分别从萃取精馏塔原料进口、萃取精馏塔萃取剂进口输送至萃取精馏塔内，经过萃取精馏分离后，萃取精馏塔塔顶的萃取精馏塔第一出口采出丙烷，萃取精馏塔塔底的萃取精馏塔第二出口采出萃取剂和丙烯混合物；

1.2、步骤1.1中获得的丙烯和萃取剂混合物由闪蒸塔上部的闪蒸塔原料进口进入闪蒸塔内，进行闪蒸分离后，闪蒸塔顶部的闪蒸塔第一出口采出丙烯，闪蒸塔底部的闪蒸塔第二出口采出萃取剂；

1.3、步骤1.2中由闪蒸塔底部的闪蒸塔第二出口采出的萃取剂由萃取精馏塔上部的萃取剂进口进入到萃取精馏塔内，循环使用。

4.根据权利要求3所述的分离丙烯和丙烷的方法，其特征在于：所述萃取剂为二甲基甲酰胺（DMF）、N-甲基吡咯烷酮（NMP）、四氢呋喃（THF）、糠醛或含水质量分数为5～40%的含水乙腈（ACN）。

5.根据权利要求3所述的分离丙烯和丙烷的方法，其特征在于：所述萃取精馏塔的操作压力为1.2～2.4 MPa，理论塔板数为30～100，回流比为0.1～20。

6.根据权利要求3所述的分离丙烯和丙烷的方法，其特征在于：所述闪蒸塔操作压力为0.01～1.0 MPa，闪蒸温度为-10～50℃。