CN109675333B - 热泵驱动的苯塔分馏装置及方法 - Google Patents

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Abstract

本发明提供了一种热泵驱动的苯塔分馏装置及方法。所述热泵驱动的苯塔分馏装置包括：苯塔；压缩预热器，通过第一截止阀连通苯塔塔顶；压缩机，连通压缩预热器；热泵再沸器，连通压缩机和压缩预热器，且连通苯塔底部；泄压阀，连通压缩预热器；塔顶余热回收换热器，通过第二截止阀连通泄压阀，通过第三截止阀连通苯塔塔顶；塔顶回流罐，连通塔顶余热回收换热器；塔顶回流泵，连通塔顶回流罐和苯塔顶部；塔底再沸器，连通苯塔底部。本发明利用苯塔将苯和C7‑C9芳烃进行分离，通过提高苯塔操作压力，并设置热泵驱动苯塔，使热泵再沸器分担总再沸负荷的60‑80％，合理降低了苯塔再沸能耗，具有明显的节能降耗优势。

Description

热泵驱动的苯塔分馏装置及方法
技术领域
本发明涉及芳烃分离技术领域，更具体地，涉及一种热泵驱动的苯塔分馏装置及方法。
背景技术
芳烃抽提是石化企业从重整产物中分离芳烃的重要组成装置，在工业生产上广泛应用的是液-液溶剂抽提法和溶剂抽提蒸馏法。其中，国内石化企业多采用抽提蒸馏技术进行芳烃回收，其工作原理是用高选择性的溶剂改变进料组分的相对挥发度。在芳烃和非芳烃共存的混合物中，由于溶剂的作用，非芳烃组分的相对挥发度被提高，这种提升使得非芳组分可在传统的蒸馏塔中被蒸到塔的顶部，同时芳烃在塔底富集。
芳烃精馏部分一般包括白土塔、苯塔和甲苯塔。抽提蒸馏部分的抽出物混合芳烃可能含有痕量的烯烃和其它杂质，会显著地影响到苯和苯产品的酸洗比色指标。为了除去这些痕量杂质，抽出物在分馏前需先经白土处理。从白土塔底出来的混合芳烃与塔进料换热后进入苯塔中部。苯塔进行精馏，苯产品从塔上部抽出。苯塔底产物送至甲苯塔进行分离。甲苯塔塔顶产品为甲苯，甲苯塔塔底C7-C9芳烃产品送至连续重整装置的重整油分馏塔。苯塔再沸器一般以装置工艺物流或1.0MPa蒸汽作为热源。苯塔再沸能耗约占芳烃精馏部分能耗的20-40％，对其开展节能研究，对于芳烃抽提装置、芳烃精馏部分的节能降耗，具有重要意义。
热泵与水泵相仿，从低温热源吸收热量，然后向高温热阱放出热量，相当于将热量从低温转移到高温，故形象地称为热泵。热泵的历史可以追溯到1824年卡诺循环的发表，它奠定了热泵的理论基础。热泵主要由压缩机、冷凝器、膨胀阀和蒸发器四大部件构成。热量的传递由一定的工质完成，在蒸发器中工质在较低的温度下蒸发，吸收热量，本身由液态变为气态，而被冷却的物料温度降低，然后气相工质进入压缩机，压缩到较高压力，压缩后工质的温度升高，遂进入冷凝器在冷凝器中工质放出热量，本身变成液体。液态工质经膨胀阀膨胀到低压后温度降低，再次进入蒸发器，这样就完成了一个热力循环。
热泵循环中的冷凝器和蒸发器均是相对工质而言的。工质在冷凝器中冷凝，于是放出热量，故对物料而言冷凝器实际是相当于加热器的作用，工质在蒸发器中蒸发，本身吸收热量，故对物料而言蒸发器实际是相当于冷却器的作用。热泵应用于精馏塔，塔顶冷凝器对于热泵而言就是蒸发器；塔釜再沸器对于热泵来说就是冷凝器。伴随炼化企业节能降耗工作的逐步深入，热泵技术逐步成为精馏塔节能的技术手段之一。
发明内容
本发明的目的是提供一种热泵驱动的苯塔分馏装置及方法，其能合理降低能耗。
为了实现上述目的，本发明提供一种热泵驱动的苯塔分馏装置，其包括：苯塔；压缩预热器，通过第一截止阀连通苯塔塔顶；压缩机，连通压缩预热器；热泵再沸器，连通压缩机和压缩预热器，且连通苯塔底部；泄压阀，连通压缩预热器；塔顶余热回收换热器，通过第二截止阀连通泄压阀，通过第三截止阀连通苯塔塔顶；塔顶回流罐，连通塔顶余热回收换热器；塔顶回流泵，连通塔顶回流罐和苯塔顶部；塔底再沸器，连通苯塔底部。
进一步地，所述热泵驱动的苯塔分馏装置还包括苯产品冷却器和/或塔底产品冷却器。
为了实现上述目的，本发明提供一种热泵驱动的苯塔分馏方法，所述热泵驱动的苯塔分馏方法在如上所述的热泵驱动的苯塔分馏装置中进行，该方法包括：含有苯和C7-C9芳烃的进料进入苯塔进行蒸馏采出塔顶气；塔顶气通过第一截止阀进入压缩预热器，塔顶气吸热升温；升温后的塔顶气进入压缩机被压缩，塔顶气进一步升温；进一步升温后的塔顶气进入热泵再沸器换热，塔顶气放热降温，塔顶气放出的热量作为苯塔的一部分再沸物流的再沸热源；降温后的塔顶气返回至压缩预热器，塔顶气放热进一步降温；进一步降温后的塔顶气通过泄压阀进行泄压；泄压后的塔顶气通过第二截止阀进入塔顶余热回收换热器，与换热介质换热，然后进入塔顶回流罐；水从塔顶回流罐中采出，塔顶回流罐中的烃类经由塔顶回流泵返回苯塔；苯产品从苯塔的上部塔板采出；苯塔的塔底物流的一部分作为再沸物流经由塔底再沸器再沸后返回至苯塔，一部分作为再沸物流经由热泵再沸器再沸后返回至苯塔，剩余部分作为C7-C9芳烃产品采出。
进一步地，所述苯塔的进料的温度为100-150℃，优选为120-140℃。
进一步地，所述苯塔提压操作，苯塔的塔顶压力为0.1-0.3MPa，塔底压力为0.15-0.4MPa。
进一步地，所述塔顶气采出温度为100-120℃，预热后进入压缩机温度为130-160℃，经压缩机压缩后温度为180-220℃，经热泵再沸器换热后温度为160-180℃，经压缩预热器换热后温度为130-160℃，经泄压阀泄压后温度为100-120℃，经塔顶余热回收换热器换热后温度为70-90℃。
进一步地，所述塔顶气采出压力为0.1-0.3MPa，预热后进入压缩机压力为0.1-0.3MPa，经压缩机压缩后压力为0.8-1.1MPa，经热泵再沸器、压缩预热器换热后压力为0.7-0.9MPa，经泄压阀泄压后压力为0.1-0.3MPa，经塔顶热输出换热器、塔顶余热回收换热器换热后压力为0.1-0.2MPa。
进一步地，再沸物流的温度为160-170℃，塔底再沸器的热源为1.0MPa 蒸汽。
进一步地，所述热泵再沸器的负荷占总再沸负荷的60-80％，所述塔底再沸器的负荷占总再沸负荷的20-40％。
进一步地，塔顶余热回收换热器的换热介质为70-90℃的热媒水。
本发明的有益效果如下：
本发明利用苯塔将苯和C7-C9芳烃进行分离，通过提高苯塔操作压力，并设置热泵驱动苯塔，使热泵再沸器分担总再沸负荷的60-80％，合理降低了苯塔再沸能耗，避免大量消耗1.0MPa蒸汽，实现单塔系统能耗降低 30-50％，具有明显的节能降耗优势。
本发明的其它特征和优点将在随后具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
通过结合附图对本发明示例性实施方式进行更详细的描述，本发明的上述以及其它目的、特征和优势将变得更加明显，其中，在本发明示例性实施方式中，相同的参考标号通常代表相同部件。
图1示出了根据本发明的一个实施例的热泵驱动的苯塔分馏装置的示意图。
图2示出了现有的苯塔分馏装置的示意图。
附图标记说明
1苯塔、2塔顶余热回收换热器、3塔顶回流罐、4塔顶回流泵、5塔底再沸器、6塔底产品冷却器、7苯产品冷却器、8第一截止阀、9压缩预热器、10压缩机、11热泵再沸器、12泄压阀、13第二截止阀、14第三截止阀、15进料、16塔顶气、17余热回收后的塔顶气、18塔顶回流、19水、 20冷却前的苯产品、21冷却后的苯产品、22抽出的塔底再沸器再沸物流、 23返塔的塔底再沸器再沸物流、24冷却前的C7-C9芳烃产品、25冷却后的C7-C9芳烃产品、26预热塔顶气、27压缩塔顶气、28热泵换热后的塔顶气、29预热换热后的塔顶气、30泄压后的塔顶气、31抽出的热泵再沸器再沸物流、32返塔的热泵再沸器再沸物流、33换热前的热媒水、34换热后的热媒水。
具体实施方式
下面将参照附图更详细地描述本发明的优选实施方式。虽然附图中显示了本发明的优选实施方式，然而应该理解，可以以各种形式实现本发明而不应被这里阐述的实施方式所限制。
参照图1，根据本发明的热泵驱动的苯塔分馏装置包括：苯塔1；压缩预热器9 ，通过第一截止阀连通苯塔塔顶；压缩机10，连通压缩预热器9 ；热泵再沸器11，连通压缩机10和压缩预热器9 ，且连通苯塔底部；泄压阀12，连通压缩预热器9；塔顶余热回收换热器2，通过第二截止阀连通泄压阀12，通过第三截止阀连通苯塔塔顶；塔顶回流罐3，连通塔顶余热回收换热器2；塔顶回流泵4，连通塔顶回流罐3和苯塔顶部；塔底再沸器5，连通苯塔底部。正常工况下，第一截止阀8与第二截止阀13开启，第三截止阀14关闭；非正常工况下，第一截止阀8与第二截止阀13关闭，第三截止阀14开启。
在根据本发明的热泵驱动的苯塔分馏装置的一实施例中，参照图1，所述热泵驱动的苯塔分馏装置还包括：塔底产品冷却器6，连通苯塔塔底，对苯塔塔底流出的塔底产品进行冷却；苯产品冷却器7，连通苯塔的上部，对苯塔的上部流出的苯产品进行冷却。
参照图1，根据本发明的苯塔分馏方法包括：含有苯和C7-C9芳烃的进料进入苯塔进行蒸馏采出塔顶气；塔顶气通过第一截止阀进入压缩预热器9，塔顶气吸热升温；升温后的塔顶气进入压缩机10被压缩，塔顶气进一步升温；进一步升温后的塔顶气进入热泵再沸器11换热，塔顶气放热降温，塔顶气放出的热量作为苯塔1的一部分再沸物流的再沸热源；降温后的塔顶气返回至压缩预热器9，塔顶气放热进一步降温；进一步降温后的塔顶气通过泄压阀12进行泄压；泄压后的塔顶气通过第二截止阀进入塔顶余热回收换热器2，与换热介质换热，然后进入塔顶回流罐3；水从塔顶回流罐3中采出，塔顶回流罐3中的烃类经由塔顶回流泵4返回苯塔1；苯产品从苯塔1的上部塔板采出；苯塔1的塔底物流的一部分作为再沸物流经由塔底再沸器5再沸后返回至苯塔1，一部分作为再沸物流经由热泵再沸器 11再沸后返回至苯塔1，剩余部分作为C7-C9芳烃产品采出。
在根据本发明的苯塔分馏方法中，所述苯塔1可以是石油化工企业芳烃抽提装置芳烃精馏部分中的常规选择。所述进料15指芳烃抽提装置芳烃精馏部分的苯塔塔底产品，其主要组成是苯及C7-C9芳烃。装置与装置之间的连通采用相应管线。
在根据本发明的苯塔分馏方法中，从苯塔1的上部塔板采出的苯产品进入苯产品冷却器7冷却；塔底采出的C7-C9芳烃产品进入塔底产品冷却器6冷却。
在根据本发明的苯塔分馏方法中，所述苯塔1的进料的温度为 100-150℃，优选为120-140℃。
在根据本发明的苯塔分馏方法中，所述苯塔1提压操作，苯塔1的塔顶压力为0.1-0.3MPa，塔底压力为0.2-0.4MPa。
在根据本发明的苯塔分馏方法中，所述塔顶气采出温度为 100-120℃，预热后进入压缩机10温度为130-160℃，经压缩机10压缩后温度为180-220℃，经热泵再沸器11换热后温度为160-180℃，经压缩预热器9换热后温度为130-160℃，经泄压阀12泄压后温度为100-120℃，经塔顶余热回收换热器2换热后温度为70-90℃。
在根据本发明的苯塔分馏方法中，所述塔顶气采出压力为 0.1-0.3Mpa，优选为0.1-0.2MPa。预热后进入压缩机压力为0.1-0.3MPa，优选为0.1-0.2MPa。经压缩机压缩后压力为0.8-1.1MPa，优选为 0.9-1.0MPa。经热泵再沸器、压缩预热器换热后压力为0.7-0.9MPa。经泄压阀泄压后压力为为0.1-0.3MPa，优选为0.1-0.2MPa。经塔顶热输出换热器、塔顶余热回收换热器换热后压力为0.1-0.2MPa。
在根据本发明的苯塔分馏方法中，在塔底再沸器5和热泵再沸器11 中，再沸物流的温度为160-170℃，塔底再沸器5的热源为1.0MPa蒸汽。
所述热泵再沸器11的负荷占总再沸负荷的比率为60-80％，优选为 70-80％，所述塔底再沸器5的负荷占总再沸负荷的比率为20-40％，优选为 20-30％。
在根据本发明的苯塔分馏方法中，塔顶余热回收换热器2的换热介质为水。所述苯塔1通过设置塔顶余热回收换热器2回收塔顶气余热，塔顶余热回收换热器2利用热媒水回收剩余热量，热媒水70℃进入塔顶余热回收换热器，换热后温度为90℃。
在根据本发明的苯塔分馏方法中，参照图1，所述热泵驱动工况下，第一截止阀8与第二截止阀13开启，第三截止阀14关闭；所述热泵驱动的非正常工况下，第一截止阀8与第二截止阀13关闭，第三截止阀14开启，塔顶气经塔顶余热回收换热器2换热后进入塔顶回流罐3。
本发明利用苯塔将苯和C7-C9芳烃进行分离，通过提高苯塔操作压力，并设置热泵驱动苯塔，使热泵再沸器分担总再沸负荷的60-80％，合理降低了苯塔再沸能耗，避免大量消耗1.0MPa蒸汽，实现单塔系统能耗降低 30-50％，具有明显的节能降耗优势。
下面通过实施例详细说明本发明，但本发明不受实施例的限制。
本发明中，所述“基准工况”是指芳烃抽提装置芳烃精馏部分现有的苯塔工艺的工况。图2示出了现有的苯塔分馏装置的示意图。现有的苯塔分馏方法如下：
含有苯和C7-C9芳烃的进料15进入苯塔1进行蒸馏采出塔顶气16，塔顶气16先经塔顶余热回收换热器2换热成为流体后，进入塔顶回流罐 3；塔顶回流泵4泵送塔顶回流罐3内含烃类的塔顶回流18返回至苯塔1 内，其中换热前的热媒水33进入塔顶余热回收换热器2换热后成为换热后的热媒水34并引出,水19从塔顶回流罐3中采出。冷却前的苯产品20从苯塔上部的塔板采出并经过苯产品冷却器7后成为冷却后苯产品21；塔底物流分成两部分，一部分为抽出的塔底再沸器再沸物流22经塔底再沸器6 再沸后成为返塔的塔底再沸器再沸物流23返回至苯塔1，剩余部分为冷却前的C7-C9芳烃产品24经塔底产品冷却器6冷却后，成为冷却后的C7-C9 芳烃产品25采出。
图1示出了根据本发明的一个实施例的热泵驱动的苯塔分馏装置的示意图。本实施例的苯塔分馏方法如下：
含有苯和C7-C9芳烃的进料15进入苯塔1进行蒸馏采出塔顶气16；塔顶气16经第一截止阀8进入压缩预热器9预热，吸热升温，得到预热塔顶气26；所述预热塔顶气26经压缩机10压缩，进一步升温，得到压缩塔顶气27；所述压缩塔顶气27进入热泵再沸器11加热抽出的热泵再沸器再沸物流31，放热降温，得到热泵换热后的塔顶气28；所述热泵换热后的塔顶气28返回至预热器9，与经第一截止阀8进入压缩预热器9的塔顶气16 换热，放热进一步降温，得到预热换热后的塔顶气29；所述预热换热后的塔顶气29通过泄压阀12进行泄压，得到泄压后的塔顶气30；所述泄压后的塔顶气30通过第二截止阀13进入塔顶余热回收换热器2，被换热前的热媒水33冷却，得到余热回收后的塔顶气17，换热前的热媒水33换热后成为换热后的热媒水34并引出；余热回收后的塔顶气17进入塔顶回流罐3，其中塔顶回流罐3中分离的水19由塔顶回流罐3引出，富含烃类的塔顶回流18经由塔顶回流泵4泵回所述苯塔1；温度较高的冷却前的苯产品20从所述苯塔1的上部塔板采出，经由苯产品冷却器7冷却，成为冷却后的苯产品21；所述苯塔1的塔底物流分成三部分，一部分为抽出的塔底再沸器再沸物流22经塔底再沸器6再沸后成为返塔的塔底再沸器再沸物流23，之后返回至苯塔1；一部分为热泵再沸器抽出的热泵再沸器再沸物流31经热泵再沸器11加热再沸后成为返塔的热泵再沸器再沸物流32，之后返回至苯塔1；第三部分冷却前的C7-C9芳烃产品24，经由塔底产品冷却器6冷却后采出，成为冷却后的C7-C9芳烃产品25。
以下实施例用于说明本发明的热泵驱动的苯塔分馏方法。以下实施例中，采用某石化企业芳烃抽提装置芳烃精馏部分中公称设计能力180万吨/ 年的苯塔进行核算，原料组成主要为苯和其他C7-C9芳烃，流量为212.0 t/h，其组成见表1。苯塔理论塔板数为36。
工艺质量控制指标为：苯产品中苯含量≥99.5mol％，塔底C7-C9芳烃产品中C7-C9芳烃≥90.0mol％。
为了说明实施例的效果，以该石化企业芳烃抽提装置芳烃精馏部分现有的苯塔工艺流程(示意图如图2所示)为对比，具体工况(工况一)如表2所示。实施例的具体工况(工况二)如表2所示。
表1 进料组成
组成 含量mol％
苯 19
甲苯 48
对二苯 6
间二苯 13
对二苯 6
C7-C9烃类 8
合计 100
表2 本发明的方法与现有的方法的工况
参数 单位 工况一 工况二
进料温度 ℃ 130 130
进料压力 MPa 0.3 0.3
塔顶气采出温度 ℃ 90 110
塔顶气采出压力 MPa 0.04 0.14
塔顶气预热温度 ℃ / 140
塔顶气压缩后温度 ℃ / 205
塔顶气压缩后压力 MPa / 1.0
再沸物流温度 ℃ 145-150 160-165
塔底压力 MPa 0.09 0.19
塔顶气泄压后温度 ℃ / 110
塔顶气泄压后压力 MPa / 0.14
塔底再沸器负荷 MW 26.0 8.0
热泵再沸器负荷 MW / 23.0
低温余热热量 MW 8.0 8.0
压缩预热器负荷 MW / 4.0
1.0MPa蒸汽消耗量 t/h 52 16
电消耗量 kWh 100 5500
苯塔单塔能耗 kgEO/t 17.1 10.1
节能比率 ％ / 41.0
相比于该石化企业芳烃抽提装置芳烃精馏部分现有的苯塔工艺的工况一，实施例的工况二的工程改动内容包括：新增第一截止阀8、压缩预热器9、压缩机10、热泵再沸器11、泄压阀12、第二截止阀13、第三截止阀 14及相应管线。
以上结果表明，本发明通过苯塔提压操作，并设置热泵驱动苯塔，热泵再沸器分担总再沸负荷的60-80％，实现单塔系统能耗降低30％-50％，因此，该工艺系统具有明显的节能降耗优势。
以上已经描述了本发明的各实施例，上述说明是示例性的，并非穷尽性的，并且也不限于所披露的各实施例。在不偏离所说明的各实施例的范围和精神的情况下，对于本技术领域的普通技术人员来说许多修改和变更都是显而易见的。

Claims (7)

1.一种热泵驱动的苯塔分馏方法，其特征在于，所述热泵驱动的苯塔分馏方法在热泵驱动的苯塔分馏装置中进行，
所述热泵驱动的苯塔分馏装置包括：
苯塔；
压缩预热器，通过第一截止阀连通苯塔塔顶；
压缩机，连通压缩预热器；
热泵再沸器，连通压缩机和压缩预热器，且连通苯塔底部；
泄压阀，连通压缩预热器；
塔顶余热回收换热器，通过第二截止阀连通泄压阀，通过第三截止阀连通苯塔塔顶；
塔顶回流罐，连通塔顶余热回收换热器；
塔顶回流泵，连通塔顶回流罐和苯塔顶部；
塔底再沸器，连通苯塔底部；
所述热泵驱动的苯塔分馏装置还包括苯产品冷却器和/或塔底产品冷却器；
该方法包括：
含有苯和C7-C9芳烃的进料进入苯塔进行蒸馏，采出塔顶气；
塔顶气通过第一截止阀进入压缩预热器，塔顶气吸热升温；
升温后的塔顶气进入压缩机被压缩，塔顶气进一步升温；
进一步升温后的塔顶气进入热泵再沸器换热，塔顶气放热降温，塔顶气放出的热量作为苯塔的一部分再沸物流的再沸热源；
降温后的塔顶气返回至压缩预热器，塔顶气放热进一步降温；
进一步降温后的塔顶气通过泄压阀进行泄压；
泄压后的塔顶气通过第二截止阀进入塔顶余热回收换热器，与换热介质换热，然后进入塔顶回流罐；
水从塔顶回流罐中采出，塔顶回流罐中的烃类经由塔顶回流泵返回苯塔；
苯产品从苯塔的上部塔板采出；
苯塔的塔底物流的一部分作为再沸物流经由塔底再沸器再沸后返回至苯塔，一部分作为再沸物流经由热泵再沸器再沸后返回至苯塔，剩余部分作为C7-C9芳烃产品采出；
苯塔提压操作，苯塔的塔顶压力为0.1-0.3MPa，塔底压力为0.15-0.4MPa；
所述热泵再沸器的负荷占总再沸负荷的60-80％，所述塔底再沸器的负荷占总再沸负荷的20-40％。
2.根据权利要求1所述的热泵驱动的苯塔分馏方法，其特征在于，所述苯塔的进料的温度为100-150℃。
3.根据权利要求2所述的热泵驱动的苯塔分馏方法，其特征在于，所述苯塔的进料的温度为120-140℃。
4.根据权利要求1所述的热泵驱动的苯塔分馏方法，其特征在于，所述塔顶气采出温度为100-120℃，预热后进入压缩机温度为130-160℃，经压缩机压缩后温度为180-220℃，经热泵再沸器换热后温度为160-180℃，经压缩预热器换热后温度为130-160℃，经泄压阀泄压后温度为100-120℃，经塔顶余热回收换热器换热后温度为70-90℃。
5.根据权利要求1所述的热泵驱动的苯塔分馏方法，其特征在于，所述塔顶气采出压力为0.1-0.3MPa，预热后进入压缩机压力为0.1-0.3MPa，经压缩机压缩后压力为0.8-1.1MPa，经热泵再沸器、压缩预热器换热后压力为0.7-0.9MPa，经泄压阀泄压后压力为0.1-0.3MPa，经塔顶热输出换热器、塔顶余热回收换热器换热后压力为0.1-0.2MPa。
6.根据权利要求1所述的热泵驱动的苯塔分馏方法，其特征在于，所述再沸物流的温度为160-170℃，塔底再沸器的热源为1.0MPa蒸汽。
7.根据权利要求1所述的热泵驱动的苯塔分馏方法，其特征在于，所述塔顶余热回收换热器的换热介质为70-90℃的热媒水。
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