CN105315132A - 一种在乙二醇装置脱水塔和精制塔之间进行能量利用的系统及方法 - Google Patents

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刘洁
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Abstract

本发明公开一种在乙二醇装置脱水塔和精制塔之间进行能量利用的系统及方法。所述系统包括脱水塔和精制塔,脱水塔和精制塔串联连接,脱水塔和精制塔均设有塔顶冷凝器和塔釜再沸器,脱水塔设有侧线再沸器,侧线再沸器安装在脱水塔进料位置之上,侧线再沸器的壳层入口同精制塔塔顶冷凝器的气相出口通过管线相连接,壳层出口连接凝液罐,侧线再沸器的管层入口和出口通过管线同脱水塔塔体连接。方法包括如下步骤:精制塔塔顶冷凝器的液相物流返回精制塔,气相物流通过管线进入侧线再沸器的壳层为侧线再沸器提供热量使,冷却后的液体进入凝液罐收集。本发明有利于节能降耗,降低装置的运行成本。

Description

一种在乙二醇装置脱水塔和精制塔之间进行能量利用的系统及方法
技术领域
[0001] 本发明涉及石油化工中环氧乙烷/乙二醇(E0/EG)生产领域,更进一步说,涉及一种在乙二醇装置脱水塔和精制塔之间进行能量利用的系统及方法。
背景技术
[0002]目前国内现有乙二醇装置上的乙二醇精制塔,其塔顶汽相都是先经过塔顶冷凝器部分冷凝并副产低压蒸气后,凝液收集在精制塔回流罐内经回流泵用做该塔回流;而另外部分未冷凝的蒸汽,则需要通过精制塔放空冷凝器用循环冷却水冷却后,收集在凝液罐内经泵循环回前部系统,以回收乙二醇。
[0003] 其不足之处在于:尽管精制塔顶汽中的大部分汽相是在塔顶冷凝器内被冷凝下来,并用于发生工艺用蒸汽,但受该塔工艺条件限制,该塔的塔顶汽温度需控制在139〜153°C内,因此发生蒸汽的压力也较低,通常在0.1〜0.2MPaG范围内。如此低的发生蒸汽等级,只能在装置内自平衡,受装置内下游用户用量的限制,大约还有5〜10%左右的精制塔顶汽需要用放空冷凝器冷凝,从而使这部分能量没有被回收的同时,还增加了循环冷却水的消耗。不利于装置的节能降耗,增加了操作成本。
发明内容
[0004] 为解决现有技术中存在的问题,本发明提供了一种在乙二醇装置脱水塔和精制塔之间进行能量利用的系统及方法。考虑到目前乙二醇装置上的脱水塔和精制塔均为串联操作,而脱水塔的塔顶温度基本在50〜60°C,塔釜温度则达到140〜160°C,该塔温度变化范围大,从能量优化角度考虑,脱水塔适合设置侧线再沸器,并利用低能级热源加热从而减少塔釜中压加热蒸汽用量。而精制塔顶大约还有5〜10%左右的精制塔顶汽需要用放空冷凝器冷凝,该部分塔顶汽恰好可以用做脱水塔侧线再沸器的加热蒸汽使用。
[0005] 本发明的目的之一是提供一种在乙二醇装置脱水塔和精制塔之间进行能量利用的系统。
[0006] 一种在乙二醇装置脱水塔和精制塔之间进行能量利用系统,包括脱水塔和精制塔,脱水塔和精制塔串联连接,脱水塔和精制塔均设有塔顶冷凝器和塔釜再沸器,其特征在于:脱水塔设有侧线再沸器,侧线再沸器安装在脱水塔进料位置之上,侧线再沸器的壳层入口同精制塔塔顶冷凝器的气相出口通过管线相连接,壳层出口连接凝液罐,侧线再沸器的管层入口和出口通过管线同脱水塔塔体连接。
[0007] 本发明所述系统中侧线再沸器的管层入口同脱水塔塔体连接点为脱水塔的侧线液体采出口。脱水塔的侧线液体采出口位于该塔进料口与回流口之间。
[0008] 本发明所述系统中侧线再沸器采用立式安装,侧线再沸器的出口通过管线同脱水塔塔体连接的连接点位于该塔侧线液体采出口与回流口之间。
[0009] 本发明的目的之二是提供一种在乙二醇装置脱水塔和精制塔之间进行能量利用的方法。
[0010] 一种在乙二醇装置脱水塔和精制塔之间进行能量利用的方法,包括如下步骤:
[0011] (1)来自多效蒸发系统的乙二醇水溶液进入脱水塔,通过脱水塔塔底再沸器提供的热量进行脱水,脱水塔塔顶气相物流经塔顶冷凝器冷凝后部分液体回流至脱水塔,塔底液相物流进入精制塔,侧线采出物流在侧线再沸器的管层内经加热后返回脱水塔;
[0012] (2)进入精制塔的液相物流在精制塔塔底再沸器的供热作用下进行蒸馏,侧线得到精制的乙二醇,塔底得到粗乙二醇产品,塔顶物流进入精制塔塔顶冷凝器;
[0013] (3)精制塔塔顶冷凝器的液相物流返回精制塔,气相物流通过管线进入侧线再沸器的壳层为侧线再沸器提供热量使,冷却后的液体进入凝液罐收集。
[0014] 本发明方法中,脱水塔的塔顶温度为50〜60°C,塔顶回流比为0.5〜2,塔顶压力为12〜20kPaA(kPaA为绝对压力单位),塔釜温度为140〜160°C。
[0015] 本发明方法中,精制塔的塔顶温度为139〜153°C,塔顶压力为13〜23kPaA,塔釜温度为160〜165°C。精制塔塔顶冷凝器的气相物流的温度为为130〜146°C,压力为9〜21kPaA0
[0016] 本发明方法中,来自多效蒸发系统的乙二醇水溶液的质量组成如下:水为10〜30wt%,乙二醇为70〜90wt%,精制塔塔底粗乙二醇的质量组成如下:乙二醇(MEG)为40 〜70wt%,二甘醇(DEG) +三甘醇(TEG)为:30 〜60wt%。
[0017] 本发明方法中,凝液罐收集的冷凝液循环回多效蒸发系统,粗乙二醇至后续工段进行进一步分离提纯。
[0018] 与现有技术相比,本发明是一种在乙二醇装置脱水塔和精制塔之间进行能量利用的系统及方法,具有如下优点:采用本发明的系统及方法,精制塔顶的约5〜10%的精制塔顶汽,可不再用放空冷凝器冷凝,而是直接用做脱水塔侧线再沸器的热源。即取消现有的精制塔放空冷凝器,新增加一台脱水塔侧线再沸器,其余流程可基本维持不变,就能达到更优化的节能效果。
附图说明
[0019] 图1为本发明乙二醇装置脱水塔和精制塔之间进行能量利用系统示意图。
[0020] 1脱水塔;2脱水塔冷凝器;3脱水塔回流罐;4脱水塔回流泵;5脱水塔釜出料泵;6脱水塔再沸器;7精制塔;8精制塔冷凝器;9精制塔回流罐;10精制塔回流泵;12凝液罐;13凝液循环泵;14精制塔釜出料泵;15精制塔再沸器;16脱水塔侧线再沸器。
具体实施方式
[0021] 下面结合实施例对本发明乙二醇装置脱水塔和精制塔之间进行能量利用的系统和方法进行进一步的说明,但以下实施例不构成对本发明方法的限制。
[0022] 如图1所示,一种在乙二醇装置脱水塔和精制塔之间进行能量利用系统,包括脱水塔1和精制塔7,脱水塔1和精制塔7串联连接,脱水塔1塔底设有脱水塔再沸器6、脱水塔釜出料泵7,脱水塔1塔顶依次设有通过管线连接的脱水塔冷凝器2、脱水塔回流罐3及脱水塔回流泵4 ;精制塔7塔顶设有通过管线连接的精制塔冷凝器8、精制塔回流罐9、精制塔回流泵10 ;塔底设有精制塔釜出料泵14、精制塔再沸器15 ;所述脱水塔1设有脱水塔侧线再沸器16,侧线再沸器安装在脱水塔1进料位置之上,侧线再沸器的壳层入口同精制塔塔顶冷凝器的气相出口通过管线相连接,壳层出口连接凝液罐12,凝液罐12同凝液循环泵13连接,侧线再沸器的管层入口和出口通过管线同脱水塔塔体连接。上述脱水塔侧线再沸器16的管层入口同脱水塔1塔体连接点为脱水塔1的侧线液体采出口。脱水塔1的侧线液体采出口位于该塔进料口与回流口之间。脱水塔侧线再沸器16采用立式安装,脱水塔侧线再沸器16的出口通过管线同脱水塔塔体连接的连接点位于该塔侧线液体采出口与回流口之间。
[0023] 实施例1
[0024] 来自多效蒸发系统的乙二醇水溶液组成如下:水约占10wt%,乙二醇约占90wt%,进入脱水塔,脱水塔为常规的填料塔(或板式塔),理论塔板数为10块,脱水塔的塔顶温度为60°C,塔顶回流比为0.5,塔顶压力为20kPaA,塔釜温度为160°C ;侧线采出物流在侧线再沸器的管层内经加热后返回脱水塔;塔底液相物流进入精制塔,精制塔为常规的填料塔,理论塔板数为15块,精制塔的塔顶温度为139°C,塔顶回流比为27,塔顶压力为13kPaA,塔釜温度为165°C,精制塔塔顶冷凝器的气相物流的温度为130°C,压力为9kPaA。精制塔侧线得到精制的乙二醇,塔底得到粗乙二醇产品重量组成如下:MEG为40wt %,DEG+TEG为60wt%,塔顶物流进入精制塔塔顶冷凝器;精制塔塔顶冷凝器的液相物流返回精制塔,气相物流通过管线进入侧线再沸器的壳层为侧线再沸器提供热量使,冷却后的液体进入凝液罐收集。凝液罐收集的冷凝液循环回多效蒸发系统,粗乙二醇至后续工段进行进一步分离提纯。
[0025] 实施例2
[0026] 来自多效蒸发系统的乙二醇水溶液组成如下:水约占30wt%,乙二醇约占70wt%,进入脱水塔,脱水塔为常规的填料塔(或板式塔),理论塔板数为14块,脱水塔的塔顶温度为50°C,塔顶回流比为2,塔顶压力为12kPaA,塔釜温度为140°C;侧线采出物流在侧线再沸器的管层内经加热后返回脱水塔;塔底液相物流进入精制塔,精制塔为常规的填料塔,理论塔板数为23块,精制塔的塔塔顶温度为153°C,顶回流比为13,塔顶压力为23kPaA,塔釜温度为160°C,精制塔塔顶冷凝器的气相物流的温度为146°C,压力为21kPaA。精制塔侧线得到精制的乙二醇,塔底得到粗乙二醇产品重量组成如下:MEG为70wt%,DEG+TEG为30wt%,塔顶物流进入精制塔塔顶冷凝器;精制塔塔顶冷凝器的液相物流返回精制塔,气相物流通过管线进入侧线再沸器的壳层为侧线再沸器提供热量使,冷却后的液体进入凝液罐收集。凝液罐收集的冷凝液循环回多效蒸发系统,粗乙二醇至后续工段进行进一步分离提纯。
[0027] 比较例1
[0028] 采用无脱水塔侧线再沸器的常规流程,精制塔塔顶冷凝器的气相物流经精制塔放空冷凝器进行进一步冷却,此时若想达到同实施例1相同的分离效果,脱水塔的再沸器加热负荷需要相应增加。
[0029] 现有工业装置中,以一个年产40万吨乙二醇的生产装置为例,假设按照较保守的约5%的精制塔顶汽(温度按照从130°C冷却到100°C考虑)需要用放空冷凝器冷凝,冷却负荷约2.5MW,冷却水消耗215吨/小时(基于10°C温升),按照年操作时数8000小时计算,每年可节省冷却水消耗172万吨/年,每吨冷却水的成本按0.25元考虑,则每年可节约费用43万元。此外该股蒸汽又用于脱水塔侧线再沸器的热源,因此也节省了脱水塔再沸器所需的中压加热蒸汽用量。扔按上述参数测算,脱水塔再沸器可减少加热负荷约2.25MW(考虑10%的热损失),每小时节省中压蒸汽4.24吨/小时,按照年操作时数8000小时计算,每年可节省中压蒸汽消耗3.4万吨/年,每吨中压蒸汽成本按130元考虑,则每年可节约费用442万元。以上冷却水和中压蒸汽合计可节省操作费用485万元/年。

Claims (10)

1.一种在乙二醇装置脱水塔和精制塔之间进行能量利用的系统,所述系统包括脱水塔和精制塔,脱水塔和精制塔串联连接,脱水塔和精制塔均设有塔顶冷凝器和塔釜再沸器,其特征在于:脱水塔设有侧线再沸器,侧线再沸器安装在脱水塔进料位置之上,侧线再沸器的壳层入口同精制塔塔顶冷凝器的气相出口通过管线相连接,壳层出口连接凝液罐,侧线再沸器的管层入口和出口通过管线同脱水塔塔体连接。
2.根据权利要求1所述的系统,其特征在于:侧线再沸器的管层入口同脱水塔塔体连接点为脱水塔的侧线液体采出口。
3.根据权利要求2所述的系统,其特征在于:脱水塔的侧线液体采出口位于该塔进料口与回流口之间。
4.根据权利要求1所述的系统,其特征在于:侧线再沸器采用立式安装,侧线再沸器的出口通过管线同脱水塔塔体连接的连接点位于该塔侧线液体采出口与回流口之间。
5.一种采用权利要求1至4任一所述系统进行能量利用的方法,其特征在于包括如下步骤: (1)来自多效蒸发系统的乙二醇水溶液进入脱水塔,通过脱水塔塔底再沸器提供的热量进行脱水,脱水塔塔顶气相物流经塔顶冷凝器冷凝后部分液体回流至脱水塔,塔底液相物流进入精制塔,侧线采出物流在侧线再沸器的管层内经加热后返回脱水塔; (2)进入精制塔的液相物流在精制塔塔底再沸器的供热作用下进行蒸馏,侧线得到精制的乙二醇,塔底得到粗乙二醇产品,塔顶物流进入精制塔塔顶冷凝器; (3)精制塔塔顶冷凝器的液相物流返回精制塔,气相物流通过管线进入侧线再沸器的壳层为侧线再沸器提供热量使,冷却后的液体进入凝液罐收集。
6.根据权利要求5所述的方法,其特征在于:脱水塔的塔顶温度为50〜60°C,塔顶回流比为0.5〜2,塔顶压力为12〜20kPaA,塔釜温度为140〜160°C。
7.根据权利要求5所述的方法,其特征在于:精制塔的塔顶温度为139〜153°C,塔顶压力为13〜23kPaA,塔釜温度为160〜165°C。
8.根据权利要求5所述的方法,其特征在于:精制塔塔顶冷凝器的气相物流的温度为130 〜146°C,压力为 9 〜21kPaA。
9.根据权利要求5所述的方法,其特征在于:来自多效蒸发系统的乙二醇水溶液的质量组成如下:水为10〜30wt%,乙二醇为70〜90wt%,精制塔塔底粗乙二醇的质量组成如下:MEG 为 40 〜70wt %,DEG+TEG 为:30 〜60wt %。
10.根据权利要求5所述的方法,其特征在于:凝液罐收集的冷凝液循环回多效蒸发系统,粗乙二醇至后续工段进行进一步分离提纯。
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