CN109173596B - 环氧乙烷装置回收压力能量的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种环氧乙烷装置回收压力能量的方法，主要解决现有技术中存在能量回收利用率低，机械易损件多、密封系统故障率高、操作运行噪音大的问题。本发明通过采用一种环氧乙烷装置回收压力能量的方法，在二氧化碳吸收塔与富液解吸塔之间设置在线压力回收器，通过转轴的机械能，将高压富液的压力能直接转换成低压贫液的压力能，而且无物料泄漏，无额外润滑系统的技术方案较好地解决了上述问题，可用于环氧乙烷装置中。

Description

环氧乙烷装置回收压力能量的方法
技术领域
本发明涉及一种环氧乙烷装置回收压力能量的方法，特别是一种环氧乙烷装置脱碳单元回收压力能量的方法，可应用于环氧乙烷装置脱碳单元中。
背景技术
在工业化生产环氧乙烷过程中，采用高纯度乙烯与纯氧氧化反应制备环氧乙烷，环氧乙烷经水吸收、解吸、再吸收、蒸发浓缩精馏，最后制得高纯度环氧乙烷产品。在乙烯氧化生成环氧乙烷过程中，副产一定比例的二氧化碳，必须将其从循环气中脱除，才能保证氧化反应的高选择性和高转化率。
脱碳吸收塔通常在高压低温下吸收，而吸收后的富液则在常压高温下解吸生成贫液，贫液再循环返回吸收塔中。因而需要将再生后的贫液加压至高压后才能进入吸收塔，故而贫液循环泵的扬程较高，电机功率较大，需要消耗大量的电能。而离开吸收塔的富液通常经过减压阀降至较低压力后进入再生系统，这样又造成富液压力能的大量损失。
现有技术中，发明专利申请号CN201510159811.0一种含环氧乙烷的有机废气的再利用方法，公开了以一定浓度的稀硫酸作为吸收剂循环吸收环氧乙烷，实现废气的资源化利用的目的。发明专利申请号CN201610404569.3海水淡化废水压力回收装置，公开了海水淡化废水压力利用和压力回收的方法，达到了节能减排的目的。发明专利申请号201710303433.8商用车串并联混合动力传动装置，公开了混合动力装置布置一个离合器，实现工况切换，能量转化的过程。另外，工业上常用的能量回收方式是采用辅助驱动式布置的能量回收系统，“离心泵-电动机-超越离合器-液力透平”。电动机为离心泵的第一驱动，液力透平为离心泵的第二驱动，只有在液力透平转速高于电动机转速时，超越离合器才耦合，与第一驱动共同带动负载工作，可达到回收部分能量的目的。
现有技术中，发明专利申请号CN201510159811.0仅仅吸收环氧乙烷，无回收压力能量的技术方案；发明专利申请号CN201610404569.3仅仅是压力回收的工艺路线，无具体工程实施的技术方案，无法应用到工业化生产规模的环氧乙烷装置中。而发明专利申请号201710303433.8辅助驱动式布置的能量回收系统，其能量回收一般不超过40％，存在能量回收利用率低，机械易损件多、密封系统故障率高、操作运行噪音大的问题。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是现有技术中存在能量回收利用率低、机械易损件多、密封系统故障率高、操作运行噪音大的问题，提供一种新的环氧乙烷装置回收压力能量的方法，具有能量回收利用率低高、机械易损件少、密封系统故障率低、操作运行噪音小的优点。
为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种环氧乙烷装置回收压力能量的方法，来自环氧乙烷装置脱碳单元的高压贫液进入二氧化碳吸收塔吸收产品气中的二氧化碳形成高压富液，高压富液通入在线压力回收器与从富液解吸塔来的低压贫液进行压力能转换并回收压力能，高压富液压力降低，再进入贫富液热交换器与从富液解吸塔来的低压贫液进行热能交换回收热能，富液温度升高进入富液闪蒸罐闪蒸，闪蒸后的富液进入富液解吸塔，富液解吸塔利用蒸汽对富液汽提再生形成贫液，再生贫液从富液解吸塔塔底部通过前置增压泵增压进入贫富液热交换器与富液换热，贫液温度降低，再进入在线压力回收器进一步增压，增压后的贫液返回进入二氧化碳吸收塔，完成循环并反复使用，此时后置增压泵和富液减压阀关闭，截止阀V-1～V-6打开，截止阀V-7～V-8关闭。
上述技术方案中，优选地，为防止在线压力回收器出现故障，保证环氧乙烷装置稳定运行，在高压富液侧设置有旁路，旁路通过富液减压阀减压；在低压贫液侧同样设置旁路，旁路通过后置增压泵增压；一旦在线压力回收器发生故障停止运行，开启后置增压泵和富液减压阀，截止阀V-1，V-3，V-6～V-8打开，截止阀V-2，V-4～V-5关闭。
上述技术方案中，优选地，二氧化碳吸收塔操作压力范围1.6～2.3MPa，塔顶操作温度优选范围54～70℃，塔底操作温度优选范围58～74℃；采用摩尔分数为12～26％的一乙醇胺MEA为吸收剂。
上述技术方案中，优选地，富液解吸塔操作压力范围0.1～0.8MPa，塔顶操作温度范围100～114℃，塔底操作温度范围104～118℃；用于降低富液分压并提高富液温度的外供直接蒸汽操作压力范围0.2～0.9MPa，操作温度范围140～195℃。
上述技术方案中，优选地，在线压力回收器减压端入口操作压力范围1.6～2.3MPa，出口操作压力范围0.3～1.0MPa；升压端入口操作压力范围0.8～1.5MPa，出口操作压力范围1.9～2.6MPa。
上述技术方案中，优选地，正常操作工况时，前置增压泵开启，入口操作压力范围0.1～0.8MPa，出口操作压力范围0.8～1.5MPa；后置增压泵关闭；故障运行工况时，前置增压泵开启，入口操作压力范围0.1～0.8MPa，出口操作压力范围0.8～1.5MPa；后置增压泵开启，入口操作压力范围0.8～1.5MPa，出口操作压力范围1.9～2.6MPa。
上述技术方案中，优选地，富液与贫液通过贫富液热交换器相互换热，回收能量以降低运行能耗，同时又提高了富液在富液闪蒸罐罐内的闪蒸分离效果。
上述技术方案中，优选地，在线压力回收器在高压富液入口和高压贫液出口设置管口自适应调节滑块，滑块能在一定范围内滑动，根据富液入口压力及贫液出口压力自适应调节管口大小，进而调节进出口流量或压力。
上述技术方案中，优选地，在线压力回收器在同一个泵体上通过转轴将高压侧叶轮与低压侧叶轮直接相连，高压富液通过转轴直接驱动低压侧叶轮转动，由此将高压侧的“压力能”转化为“机械能”再转化为低压侧的“压力能”；由于在线压力回收器中的转轴是唯一运转部件，无轴密封，无物料泄漏；而且采用工艺介质润滑，因此无需另外增加润滑系统。
本发明涉及一种环氧乙烷装置回收压力能量的方法，对于生产规模1000吨/年～40万吨/年环氧乙烷装置来说，在二氧化碳吸收塔与富液解吸塔之间设置在线压力回收器，通过转轴的机械能，将高压富液的压力能直接转换成低压贫液的压力能，能量转换效率达80.11％～89.65％以上，能量回收效率达55.56～65.56％以上；而且无物料泄漏，无额外润滑系统，取得较好的技术效果。
附图说明
图1为本发明所述一种环氧乙烷装置回收压力能量方法工艺流程示意图。
图1中，1为二氧化碳吸收塔，2为富液闪蒸罐，3为富液解吸塔，4为在线压力回收器，5为贫富液热交换器，6为前置增压泵，7为后置增压泵，8为富液减压阀，V-1～V-8为截止阀。
下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。
具体实施方式
【对比例1】
分别以生产规模1000吨/年环氧乙烷中试装置和10万吨/年～40万吨/年环氧乙烷装置为例，采用现有技术没有考虑通过在线压力回收器回收压力能量，吸收剂增压泵的电力消耗，见表1。
表1吸收剂增压泵电力消耗一览表
生产规模(万吨/年) 0.100 10 20 40
增压泵电机功率(千瓦) 4.5 450 900 1800
年电力消耗(千瓦时) 36000 3600000 7200000 14400000
【实施例1】
一种环氧乙烷装置回收压力能量的方法，如图1所示，以生产规模20万吨/年环氧乙烷装置为例，采用本发明一种环氧乙烷装置回收压力能量的方法，二氧化碳吸收塔1、富液闪蒸罐2和富液解吸塔3，所述的二氧化碳吸收塔1通过管道依次与在线压力回收器4、贫富液热交换器5、富液闪蒸罐2和富液解吸塔3相连；同时设置富液减压旁路，通过富液减压阀8减压。所述的富液解吸塔3通过管道依次与前置增压泵6、贫富液热交换器5、在线压力回收器4和二氧化碳吸收塔1相连，同时设置贫液增压旁路，通过后置增压阀7增压。所述富液闪蒸罐2通过管道与富液解吸塔3相连。
二氧化碳吸收塔1操作压力1.9MPa，塔顶操作温度60℃，塔底操作温度64℃；采用摩尔分数为20.6％的一乙醇胺MEA为吸收剂。富液解吸塔3操作压力0.4MPa，塔顶操作温度103℃，塔底操作温度107℃；用于降低富液分压并提高富液温度的外供直接蒸汽操作压力0.5MPa，操作温度172℃。在线压力回收器4减压端入口操作压力1.9MPa，出口操作压力0.6MPa；升压端入口操作压力1.1MPa，出口操作压力2.2MPa。前置增压泵6开启，入口操作压力0.4MPa，出口操作压力1.1MPa；后置增压泵7关闭。
由此，采用本发明一种环氧乙烷装置回收压力能量的方法，在线压力回收器4能量转换效率84.62％，环氧乙烷装置吸收-解吸系统能量回收效率61.11％，其它取得的技术效果和经济效益，见表2。
【实施例2】
同【实施例1】，生产规模仍然为20万吨/年环氧乙烷装置，仅仅工艺操作参数改变：操作温度62℃，操作压力1.9MPa的高压贫液进入二氧化碳吸收塔1吸收产品气中的二氧化碳形成高压富液，二氧化碳吸收塔1操作温度60℃，操作压力1.9MPa，二氧化碳吸收塔1的高压富液通入在线压力回收器4与从富液解吸塔3来的操作温度60℃，操作压力0.4MPa的低压贫液进行压力能转换回收压力能，在线压力回收器4出口富液压力降低至0.4MPa，然后进入贫富液热交换器5与从富液解吸塔3来的低压贫液进行热量交换回收热能，富液温度升高至95℃进入富液闪蒸罐2闪蒸，富液闪蒸罐2操作压力0.3MPa，闪蒸后的富液进入富液解吸塔3，富液解吸塔3操作温度103℃，操作压力0.2MPa，利用外供直接蒸汽对富液气提再生形成贫液，操作温度106℃，操作压力0.1MPa的再生贫液从富液解吸塔3塔底通过前置增压泵6增压至1.2MPa，进入贫富液热交换器5与富液换热，操作温度降低至62℃，最后进入在线压力回收器4进一步增压至2.5MPa，增压后的贫液进入二氧化碳吸收塔1，完成循环。
由此，采用本发明一种环氧乙烷装置回收压力能量的方法，在线压力回收器4能量转换效率84.23％，环氧乙烷装置吸收-解吸系统能量回收效率60.00％，其它取得的技术效果和经济效益，见表2。
【实施例3】
同【实施例1】，本发明的技术方案和工艺操作参数不变，仅仅生产规模改为1000吨/年环氧乙烷中试装置。
采用本发明一种环氧乙烷装置回收压力能量的方法，在线压力回收器4能量转换效率80.11％，环氧乙烷装置吸收-解吸系统能量回收效率55.56％，其它取得的技术效果和经济效益，见表2。
【实施例4】
同【实施例1】，本发明的技术方案和工艺操作参数不变，仅仅生产规模改为10万吨/年环氧乙烷装置。
采用本发明一种环氧乙烷装置回收压力能量的方法，在线压力回收器4能量转换效率84.15％，环氧乙烷装置吸收-解吸系统能量回收效率57.78％，其它取得的技术效果和经济效益，见表2。
【实施例5】
同【实施例1】，本发明的技术方案和工艺操作参数不变，仅仅生产规模改为40万吨/年环氧乙烷装置。
采用本发明一种环氧乙烷装置回收压力能量的方法，在线压力回收器4能量转换效率89.65％，环氧乙烷装置吸收-解吸系统能量回收效率65.56％，其它取得的技术效果和经济效益，见表2。
【实施例6】
同【实施例5】，生产规模仍然为40万吨/年环氧乙烷装置，仅仅工艺操作参数改变：二氧化碳吸收塔1操作压力1.6MPa，塔顶操作温度54℃，塔底操作温度58℃；采用摩尔分数为12％的一乙醇胺MEA为吸收剂。富液解吸塔3操作压力0.1MPa，塔顶操作温度100℃，塔底操作温度104℃；用于降低富液分压并提高富液温度的外供直接蒸汽操作压力0.2MPa，操作温度140℃。在线压力回收器4减压端入口操作压力1.6MPa，出口操作压力0.3MPa；升压端入口操作压力0.8MPa，出口操作压力1.9MPa。前置增压泵6开启，入口操作压力0.1MPa，出口操作压力0.8MPa；后置增压泵7关闭。
采用本发明一种环氧乙烷装置回收压力能量的方法，在线压力回收器4能量转换效率86.35％，环氧乙烷装置吸收-解吸系统能量回收效率63.89％，其它取得的技术效果和经济效益，见表2。
【实施例7】
同【实施例5】，生产规模仍然为40万吨/年环氧乙烷装置，仅仅工艺操作参数改变：二氧化碳吸收塔1操作压力2.3MPa，塔顶操作温度70℃，塔底操作温度74℃；采用摩尔分数为26％的一乙醇胺MEA为吸收剂。富液解吸塔3操作压力0.8MPa，塔顶操作温度114℃，塔底操作温度118℃；用于降低富液分压并提高富液温度的外供直接蒸汽操作压力0.9MPa，操作温度195℃。在线压力回收器4减压端入口操作压力2.3MPa，出口操作压力1.0MPa；升压端入口操作压力1.5MPa，出口操作压力2.6MPa。前置增压泵6开启，入口操作压力0.8MPa，出口操作压力1.5MPa；后置增压泵7关闭。
采用本发明一种环氧乙烷装置回收压力能量的方法，在线压力回收器4能量转换效率86.21％，环氧乙烷装置吸收-解吸系统能量回收效率64.44％，其它取得的技术效果和经济效益，见表2。
表2本发明技术效果和经济效益一览表
本发明 实施例1 实施例2 实施例3 实施例4 实施例5 实施例6 实施例7
生产规模(万吨/年) 20 20 0.100 10 40 40 40
压力装置回收功率(千瓦) 550 540 2.5 260 1180 1150 1160
输送泵电机功率(千瓦) 350 360 2.0 190 620 650 640
年电力消耗(千瓦时) 2800000 2880000 16000 1520000 4960032 5200000 5120000
减少外供电力(千瓦时) 4400000 4320000 20000 2080000 9439968 9200000 9280000
年节省电费(万元) 271 267 1.2 128 582 568 573
能量转换效率(％) 84.62 84.23 80.11 84.15 89.65 86.35 86.21
能量回收效率(％) 61.11 60.00 55.56 57.78 65.56 63.89 64.44

Claims (1)

1.一种环氧乙烷装置回收压力能量的方法，来自环氧乙烷装置脱碳单元的高压贫液进入二氧化碳吸收塔吸收产品气中的二氧化碳形成高压富液，高压富液通入在线压力回收器与从贫富液热交换器来的低压贫液进行压力能转换并回收压力能，高压富液压力降低，再进入贫富液热交换器与从富液解吸塔来的低压贫液进行热能交换回收热能，富液温度升高进入富液闪蒸罐闪蒸，闪蒸后的富液进入富液解吸塔，富液解吸塔利用蒸汽对富液汽提再生形成再生贫液，再生贫液从富液解吸塔塔底部通过前置增压泵增压进入贫富液热交换器与从在线压力回收器来的压力降低后的高压富液换热，再生贫液温度降低，再进入在线压力回收器进一步增压，增压后的贫液返回进入二氧化碳吸收塔，完成循环并反复使用；从富液解吸塔塔底部来的再生贫液经贫富液热交换器换热后，一路经过截止阀V-4进入在线压力回收器，另一路设置旁路管线A，旁路管线A上依次设有截止阀V-7、后置增压泵、截止阀V-8；从二氧化碳吸收塔底部来的高压富液一路经截止阀V-2后进入在线压力回收器，另一路设置旁路管线B，旁路管线B上设有富液减压阀；从贫富液热交换器来的升高温度后的富液进入富液闪蒸罐的管线上设有截止阀V-3；闪蒸后的富液进入富液解吸塔的管线上设有截止阀V-1；从在线压力回收器来的增压后的贫液管线上设有截止阀V-5、截止阀V-6，截止阀V-8出口管线与截止阀V-5、截止阀V-6之间的管线相连；正常工况时后置增压泵和富液减压阀关闭，截止阀V-1～V-6打开，截止阀V-7～V-8关闭；为防止在线压力回收器出现故障，保证环氧乙烷装置稳定运行，在高压富液侧设置有旁路管线B，旁路管线B通过富液减压阀减压；在低压贫液侧同样设置旁路管线A，旁路管线A通过后置增压泵增压；一旦在线压力回收器发生故障停止运行，开启后置增压泵和富液减压阀，截止阀V-1、V-3、V-6～V-8打开，截止阀V-2、V-4～V-5关闭；二氧化碳吸收塔操作压力范围1.6～2.3MPa，塔顶操作温度范围54～70℃，塔底操作温度范围58～74℃；采用摩尔分数为12～26%的一乙醇胺MEA为吸收剂；富液解吸塔操作压力范围0.1～0.8MPa，塔顶操作温度范围100～114℃，塔底操作温度范围104～118℃；用于降低富液分压并提高富液温度的外供蒸汽操作压力范围0.2～0.9MPa，操作温度范围140～195℃；在线压力回收器减压端入口操作压力范围1.6～2.3MPa，出口操作压力范围0.3～1.0MPa；升压端入口操作压力范围0.8～1.5MPa，出口操作压力范围1.9～2.6MPa；正常操作工况时，前置增压泵开启，入口操作压力范围0.1～0.8MPa，出口操作压力范围0.8～1.5MPa；后置增压泵关闭；故障运行工况时，前置增压泵开启，入口操作压力范围0.1～0.8MPa，出口操作压力范围0.8～1.5MPa；后置增压泵开启，入口操作压力范围0.8～1.5MPa，出口操作压力范围1.9～2.6MPa；富液与贫液通过贫富液热交换器相互换热，回收能量以降低运行能耗，同时又提高了富液在富液闪蒸罐罐内的闪蒸分离效果；在线压力回收器在高压富液入口和高压贫液出口设置管口自适应调节滑块，滑块能在一定范围内滑动，根据富液入口压力及贫液出口压力自适应调节管口大小，进而调节进出口流量或压力；在线压力回收器在同一个泵体上通过转轴将高压侧叶轮与低压侧叶轮直接相连，高压富液通过转轴直接驱动低压侧叶轮转动，由此将高压侧的“压力能”转化为“机械能”再转化为低压侧的“压力能”；由于在线压力回收器中的转轴是唯一运转部件，无轴密封，无物料泄漏；而且采用工艺介质润滑，因此无需另外增加润滑系统。
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