CN111187140A - 一种用于脱异丁烷塔的节能方法及装置 - Google Patents

一种用于脱异丁烷塔的节能方法及装置 Download PDF

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Abstract

本发明提供了一种用于脱异丁烷塔的节能方法及装置，所述方法包括使包含烷烃的物料进入脱异丁烷塔进行精馏分离；所述精馏分离的过程中，将脱异丁烷塔提馏段的部分物料从脱异丁烷塔引出，并将由此产生的引出物料经中间再沸器换热后再返回脱异丁烷塔。本发明通过对脱异丁烷操作条件进行优化后，新增中间再沸器，以热媒水作为中间再沸器热源，可降低脱异丁烷塔底再沸器负荷59％左右。本发明为炼油厂新增热阱，利用低温热量节省脱异丁烷塔底蒸汽，为企业带来良好的经济效益和节能效果。

Description

一种用于脱异丁烷塔的节能方法及装置
技术领域
本发明涉及一种用于脱异丁烷塔的节能方法及装置。
背景技术
精馏是能耗较高的单元操作，它采用精馏塔实现轻重组分的分离，塔顶抽出轻组分，塔底抽出重组分。常规的精馏单元操作，仅从塔底不断供入热量，从塔顶不断取出热量。
脱异丁烷塔精馏分离也属高能耗单元操作，研究者也提出了各种优化方案以降低其能耗。目前针对烷基化装置脱异丁烷塔的节能优化方案主要为新增压缩机，对脱异丁烷塔顶蒸汽进行升温升压后，将其作为脱异丁烷塔中间再沸器热源或塔底再沸器热源。
专利申请号201711020870.5的技术特点是新增压缩机，对脱异丁烷塔顶蒸汽进行压缩升温后作为脱异丁烷塔中间再沸器的热源，该法增设压缩机为动设备，控制难度高，设备布置困难，难以用于改造项目，且压缩机消耗能耗较高，投资较大。
专利申请号201711020892.1的技术特点是新增压缩机，对脱异丁烷塔顶蒸汽进行压缩升温后作为脱异丁烷塔底再沸器的热源，该法增设压缩机为动设备，控制难度高，设备布置困难，难以用于改造项目，作为塔底再沸器热源，压缩机所需压缩比较高，压缩机能耗较高，投资较大。
上述两个专利主要存在设备投资大、操作难度高、不易改造的缺点。
发明内容
针对上述现有技术的不足，本发明提供了一种应用于烷基化装置脱异丁烷塔低温热量集成利用的工艺节能方法，所述方法通过将脱异丁烷塔的物料引出，经中间再沸器换热后再返回脱异丁烷塔，具有显著降低该装置能耗的优点，且该措施易于实施，控制难度低，设备投资小。
本发明第一方面提供了一种用于脱异丁烷塔的节能方法，所述方法包括使包含烷烃的物料进入脱异丁烷塔进行精馏分离；所述精馏分离的过程中，将脱异丁烷塔提馏段的部分物料从脱异丁烷塔引出，并将由此产生的引出物料经中间再沸器换热后再返回脱异丁烷塔。
根据本发明的一些实施方式，所述部分物料的引出位置位于所述脱异丁烷塔的第N-13和第N-5块塔板之间，其中N为脱异丁烷塔的塔板数，优选为65-75之间的正整数，例如65、66、67、68、69、70、71、72、73、74和75。
根据本发明的一些实施方式，所述部分物料的引出位置位于所述脱异丁烷塔的第N-8和第N-5块塔板之间。
根据本发明的一些实施方式，所述部分物料的引出位置位于所述脱异丁烷塔的第N-13和第N-5块塔板之间的塔板处。
根据本发明的一些实施方式，所述部分物料的引出位置位于所述脱异丁烷塔的第N-8和第N-5块塔板之间的塔板处。
根据本发明的一些实施方式，所述脱异丁烷塔具有72块塔板，所述部分物料的引出位置位于所述脱异丁烷塔的第59和第67块塔板之间。
根据本发明的一些实施方式，所述脱异丁烷塔具有72块塔板，所述部分物料的引出位置位于所述脱异丁烷塔的第64和第67块塔板之间。
根据本发明的一些实施方式，所述脱异丁烷塔具有72块塔板，所述部分物料的引出位置位于所述脱异丁烷塔的第66块塔板处。
根据本发明的一些实施方式，所述部分物料的返回位置位于所述部分物料的引出位置的上部。
根据本发明的一些实施方式，所述部分物料的返回位置位于所述部分物料的引出位置的上一塔板处。
根据本发明的一些实施方式，所述脱异丁烷塔具有72块塔板，所述部分物料的引出位置位于所述脱异丁烷塔的第66块塔板处，所述部分物料的返回位置位于第65块塔板处。
根据本发明的一些实施方式，所述引出物料的出塔温度为60-75℃，例如60℃、60.5℃、61℃、61.5℃、62℃、62.2℃、62.4℃、62.5℃、62.8℃、63℃、63.2℃、63.4℃、63.6℃、63.8℃、64.0℃、64.2℃、64.4℃、64.6℃、64.8℃、65℃、65.2℃、65.4℃、65.6℃、65.8℃、66℃、66.0℃、66.2℃、66.4℃、66.6℃、66.8℃、67℃、67.2℃、67.5℃、67.8℃、68℃、68.5℃、69℃、69.8℃、70℃、70.5℃、71℃、71.5℃、72℃、72.5℃、73℃、73.5℃、74℃、74.5℃、75℃以及它们之间的任意值。
根据本发明的一些实施方式，所述引出物料的出塔温度为63-67℃。
根据本发明的一些实施方式，所述引出物料的返塔温度高于所述出塔温度1-4℃，例如1.0℃、1.2℃、1.4℃、1.6℃、1.8℃、2.0℃、2.2℃、2.4℃、2.6℃、2.8℃、3.0℃、3.2℃、3.4℃、3.6℃、3.8℃、4.0℃以及它们之间的任意值。
根据本发明的一些实施方式，所述引出物料的返塔温度高于所述出塔温度1.5-3℃。
根据本发明的一些实施方式，所述引出物料的流量为所述包含烷烃的物料的流量的2-5倍，优选为3-4倍。
根据本发明的一些实施方式，所述包含烷烃的物料包含一种或多种烷烃，优选包含正丁烷、异戊烷、正戊烷、碳六或异丁烷的一种或多种。
根据本发明的一些实施方式，所述包含烷烃的物料包含正丁烷、异戊烷、正戊烷、碳六、异丁烷和虚拟物质(沸点为27-210℃之间)的混合物。
根据本发明的一些实施方式，所述包含烷烃的物料为经脱水脱酸后的包含烷烃的物料。
根据本发明的一些实施方式，所述中间再沸器设置于所述物料的引出位置和返回位置之间。
根据本发明的一些实施方式，所述中间再沸器的热源包括热媒水或与热媒水同等温位的低温热源。
根据本发明的一些实施方式，所述热媒水的上水温度为90-95℃，例如90℃、90.5℃、91℃、91.5℃、92℃、92.5℃、93℃、93.5℃、94.0℃、94.5℃、95℃以及它们之间的任意值。
根据本发明的一些实施方式，所述热媒水的回水温度为70-80℃，例如70℃、71℃、72℃、73℃、74℃、75℃、76℃、77℃、78℃、79℃、80℃以及它们之间的任意值。
根据本发明的一些实施方式，所述热媒水的供水压力为0.8-1.0MPa。
根据本发明的一些实施方式，所述中间再沸器的热负荷为塔底再沸器热负荷的10-150％，例如5％、10％、15％、20％、25％、30％、35％、40％、45％、50％、55％、60％、65％、70％、75％、80％、85％、90％、95％、100％、105％、110％、115％、120％、125％、130％、135％、140％、145％、150％以及它们之间的任意值。
根据本发明的一些实施方式，所述中间再沸器的热负荷为塔底再沸器热负荷的70-130％。
在本发明的一些优选实施方式中，所述中间再沸器的热负荷为塔底再沸器热负荷的100-120％。
根据本发明的一些实施方式，所述脱异丁烷塔的塔顶操作温度为44-60℃，例如44℃、44.5℃、45℃、45.5℃、46℃、46.5℃、47℃、47.5℃、48℃、48.5℃、49℃、49.5℃、50℃、50.5℃、51.5℃、52℃、52.5℃、53℃、53.5℃、54℃、54.5℃、55℃、55.5℃、56℃、56.5℃、57℃、57.5℃、58℃、58.5℃、59℃、59.5℃、60℃以及它们之间的任意值。
根据本发明的一些实施方式，所述脱异丁烷塔的塔顶操作温度为44-50℃。
在本发明的一些优选实施方式中，所述脱异丁烷塔的塔顶操作温度为44-48℃。
根据本发明的一些实施方式，所述脱异丁烷塔的塔顶操作压力为0.20-0.75MPa，例如0.20MPa、0.22MPa、0.24MPa、0.26MPa、0.30MPa、0.34MPa、0.38MPa、0.40MPa、0.45MPa、0.48MPa、0.50MPa、0.55MPa、0.60MPa、0.64MPa、0.70MPa、0.75MPa以及它们之间的任意值。
根据本发明的一些实施方式，所述脱异丁烷塔的塔顶操作压力为0.25-0.60MPa。
在本发明的一些优选实施方式中，所述脱异丁烷塔的塔顶操作压力为0.30-0.50MPa。
根据本发明的一些实施方式，所述脱异丁烷塔的塔顶回流比为0.7-1.5。
根据本发明的一些实施方式，所述脱异丁烷塔的塔底操作温度为120-150℃，例如120℃、123℃、125℃、127℃、130℃、132℃、136℃、138℃、140℃、142℃、145℃、148℃、150℃以及它们之间的任意值。
根据本发明的一些实施方式，所述脱异丁烷塔的塔底操作温度为120-130℃。
在本发明的一些优选实施方式中，所述脱异丁烷塔的塔底操作温度为120-125℃。
根据本发明的一些实施方式，所述方法包括以下步骤：
S1：将烷基化产物(1)通入脱异丁烷塔(2)进行分离，得塔顶产物(3)和塔底产物；
S2：将脱异丁烷塔的液相物料引出，经中间再沸器(16)换热后再返回脱异丁烷塔；
S3：将塔顶产物(3)经塔顶空冷器(4)后，进入塔顶回流罐(6)进行分离，分离后得到的液相(9)中的一部分回流至塔顶；
S4：将塔底产物的一部分通过塔底再沸器(12)换热后再返回塔底。
在本发明的一些优选实施方式中，所述方法包括以下步骤：
①脱异丁烷塔用于分离反应产物中的异丁烷，异丁烷根据烷基化反应烷烯比要求返回至烷基化反应器，参与烷基化反应，脱异丁烷塔底油进一步通过脱正丁烷塔分离出正丁烷和烷基化油。。
②脱异丁烷塔中部设中间再沸器，自脱异丁烷中部塔板抽出液相，经中间再沸器加热后返塔，加热热源为热媒水，热媒水经中间再沸器释放热量后，返回热媒水系统。
根据本发明的一些实施方式，所述步骤S2中，所述引出的液相物料为进料流量的2-5倍，优选为3-4倍。
根据本发明的一些实施方式，所述步骤S2中，中间再沸器进口物料(17)自脱异丁烷塔(2)中部抽出，经中间再沸器(16)加热后，中间再沸器出口物料(18)返回脱异丁烷塔(2)中部。热媒水上水(19)自低温热系统取热后，自中间再沸器(16)作为热源，热媒水回水(20)返回热媒水系统。
根据本发明的一些实施方式，所述步骤S1中，所述烷基化产物为经脱水脱酸后的烷基化产物。
根据本发明的一些实施方式，所述步骤S1中，塔顶操作温度为44-60℃，优选为44-50℃，更优选为44-48℃。
根据本发明的一些实施方式，所述步骤S1中，塔顶操作压力为0.46-0.75MPa，优选为0.46-0.65MPa，更优选为0.46-0.5MPa。
根据本发明的一些实施方式，所述步骤S1中，塔底操作温度为120-150℃，优选为120-130℃，更优选为120-125℃。
根据本发明的一些实施方式，所述步骤S3中，所述回流的质量比为0.7-1.5。
在本发明的一些优选实施方式中，所述方法还包括塔顶产物(3)出塔后，经脱异丁烷塔顶空冷器(4)冷却后，进入脱异丁烷塔顶回流罐(6)进行汽液水三相分离，干气(8)至高压瓦斯管网作燃料气，污水(7)出装置，回流罐出口液相(9)经回流泵(21)升压后，一路作为脱异丁烷塔顶回流(10)送至脱异丁烷塔(2)顶，一路作为烷基化原料(7)返回烷基化反应器。
根据本发明的一些实施方式，所述塔顶回流罐的气相管线阀门在分离过程中处于关闭状态，无气相出塔，只有当需要排出不凝气时，才处于打开状态。
根据本发明的一些实施方式，所述脱异丁烷回流罐液相(9)经回流泵升压后分成两路，回流质量比为0.7-1.5。
根据本发明的一些实施方式，所述步骤S4中，将所述塔底产物的55-65％通过塔底再沸器。
在本发明的一些优选实施方式中，脱异丁烷塔(2)底物流一部分送至脱异丁烷塔底再沸器(12)，经蒸汽(13)加热后，返回脱异丁烷塔(2)底，蒸汽(13)经冷却后，形成凝结水(14)，之后出装置。
本发明的第二方面提供了用于上述第一方面所述的方法的装置，其包括脱异丁烷塔和中间再沸器，所述中间再沸器设置于所述脱异丁烷塔的第N-13和第N-5块塔板之间，其中N为脱异丁烷塔的塔板数，优选为65-75之间的正整数。
本发明的有益效果主要表现在：本发明通过对脱异丁烷操作条件进行优化后，新增中间再沸器，以热媒水作为中间再沸器热源，可降低脱异丁烷塔底再沸器负荷59％左右。本发明为炼油厂新增热阱，利用低温热量节省脱异丁烷塔底蒸汽，为企业带来良好的经济效益和节能效果。
附图说明
图1为脱异丁烷塔新增再沸器的工艺流程图。
图1中：1、脱异丁烷塔进料(烷基化产物脱水脱酸后)；2、脱异丁烷塔；3、脱异丁烷塔顶气相；4、脱异丁烷塔顶空冷器；5、脱异丁烷塔顶空冷后物料；6、脱异丁烷塔顶回流罐；7、污水；8、干气至管网；9、回流罐出口液相；10、脱异丁烷塔顶回流；11、异丁烷；12、脱异丁烷塔底再沸器；13、蒸汽；14、凝结水；15、脱异丁烷塔底油；16、脱异丁烷塔中间再沸器；17、中间再沸器进口物料；18、中间再沸器出口物料；19、热媒水上水；20、热媒水回水；21、回流泵。
图2显示了操作压力对能耗及塔顶温度的影响。
图3显示了中间再沸器热负荷对塔内气液体积流量的影响。
图4显示了中间再沸器热负荷为1500kW时，中段循环抽出塔板位置对塔顶冷凝负荷的影响。
图5显示了中间再沸器热负荷为1500kW时，中段循环抽出塔板位置对塔底再沸器加热负荷的影响。
图6显示了中间再沸器热负荷为1500kW时，中段循环抽出塔板位置对中段抽出和返塔温度的影响。
图7显示了中间再沸器热负荷为2500kW时，中段循环抽出塔板位置对塔顶冷凝负荷的影响。
图8显示了中间再沸器热负荷为2500kW时，中段循环抽出塔板位置对塔底再沸器加热负荷的影响。
图9显示了中间再沸器热负荷为2500kW时，中段循环抽出塔板位置对中段抽出和返塔温度的影响。
图10显示了中间再沸器热负荷为3500kW时，中段循环抽出塔板位置对塔顶冷凝负荷的影响。
图11显示了中间再沸器热负荷为3500kW时，中段循环抽出塔板位置对塔底再沸器加热负荷的影响。
图12显示了中间再沸器热负荷为3500kW时，中段循环抽出塔板位置对中段抽出和返塔温度的影响。
图13显示了中间再沸器热负荷为4500kW时，中段循环抽出塔板位置对塔顶冷凝负荷的影响。
图14显示了中间再沸器热负荷为4500kW时，中段循环抽出塔板位置对塔底再沸器加热负荷的影响。
图15显示了中间再沸器热负荷为4500kW时，中段循环抽出塔板位置对中段抽出和返塔温度的影响。
具体实施方式
下面将结合附图和实施例对本发明作进一步说明，这些实施例仅起说明性作用，并不局限于本发明的应用范围。
具体地，如图1所示，本发明提供了一种应用于烷基化装置脱异丁烷塔低温热量集成利用的工艺节能方法，该方法包括经脱水脱酸后的烷基化产物(1)进入脱异丁烷塔(2)进行精馏分离，塔顶气相物料(3)出塔后，经脱异丁烷塔顶空冷器(4)冷却后，进入脱异丁烷塔顶回流罐(6)进行汽液水三相分离，干气(8)至高压瓦斯管网作燃料气，污水(7)出装置，回流罐出口液相(9)经回流泵(21)升压后，一路作为脱异丁烷塔顶回流(10)送至脱异丁烷塔(2)顶，一路作为烷基化原料(7)返回烷基化反应器。脱异丁烷塔(2)底物流一部分送至脱异丁烷塔底再沸器(12)，经蒸汽(13)加热后，返回脱异丁烷塔(2)底，蒸汽(13)经冷却后，形成凝结水(14)，之后出装置。中间再沸器进口物料(17)自脱异丁烷塔(2)中部抽出，经中间再沸器(16)加热后，中间再沸器出口物料(18)返回脱异丁烷塔(2)中部。热媒水上水(19)自低温热系统取热后，自中间再沸器(16)作为热源，热媒水回水(20)返回热媒水系统。
为了更为具体的描述本发明，下面结合具体实施方式进行详细说明。
对比例
以某厂20万吨/年硫酸法烷基化装置为例，脱异丁烷塔进出物料组成见表1-1：
表1-1脱异丁烷塔进出物料的质量分率
项目 脱异丁烷塔进料 脱异丁烷塔底物料 脱异丁烷塔顶物料
Temperature，℃ 50 119.41455 33.497227
Pressure，MPag 0.48 0.484 0.335
Mass Flows，tonne/hr 68 20.003985 47.996015
Mass Fractions
正丁烷 0.0852 0.1063 0.0764
异戊烷 0.0007 0.0022 0.0000
正戊烷 0.0000 0.0001 0.0000
碳六 0.0002 0.0006 0.0000
异丁烷 0.6496 0.0003 0.9203
水 0.0001 0.0002 0.0000
沸点为27℃虚拟组分 0.0249 0.0803 0.0018
沸点为58℃虚拟组分 0.0274 0.0931 0.0000
沸点为73℃虚拟组分 0.0259 0.0881 0.0000
沸点为86℃虚拟组分 0.0293 0.0995 0.0000
沸点为101℃虚拟组分 0.0426 0.1448 0.0000
沸点为114℃虚拟组分 0.0736 0.2501 0.0000
沸点为124℃虚拟组分 0.0152 0.0518 0.0000
沸点为142℃虚拟组分 0.0040 0.0137 0.0000
沸点为156℃虚拟组分 0.0040 0.0135 0.0000
沸点为170℃虚拟组分 0.0041 0.0141 0.0000
沸点为184℃虚拟组分 0.0042 0.0143 0.0000
沸点为198℃虚拟组分 0.0043 0.0145 0.0000
沸点为210℃虚拟组分 0.0037 0.0126 0.0000
脱异丁烷塔的塔顶用空冷来冷却，塔底用蒸汽提供热量，塔冷热负荷见表1-2。
表1-2脱异丁烷塔冷热负荷
Figure BDA0002367107590000091
实施例1
以某厂20万吨/年硫酸法烷基化装置例，脱异丁烷塔进出物料的质量分率同对比例1中的表1-1，抽出塔板位置为第60块塔板，返塔位置为第59块塔板，脱异丁烷塔的操作条件见表1-3：
表1-3脱异丁烷塔的操作条件
项目 脱异丁烷塔
塔顶温度，℃ 43.4
塔底温度，℃ 119.6
塔顶压力，MPag 0.46
塔底压力，MPag 0.48
中间物流抽出温度，℃ 67.6
中间物流返回温度，℃ 70.4
中间物流流量，t/h 255
热媒水上水温度，℃ 95
热媒水回水温度，℃ 80
热媒水流量，t/h 257
实施后脱异丁烷塔负荷见表1-4。
表1-4实施后污水蒸馏塔与回异塔冷热负荷
Figure BDA0002367107590000101
综上述，本发明实施后，20万吨/年硫酸法烷基化装置脱异丁烷塔顶冷负荷增加了409kW，冷凝器能耗增加5.3％，精馏系统塔底蒸汽热负荷降低了4119kW，蒸汽再沸器节能51％。
热媒水来源：热媒水可采用厂内除盐水，或利用现有低温热系统。
低温热源：低温热源可来源于常减压、重整、制氢、催化裂化等装置的95℃以上热物流冷却所产生的热量。
热媒水在装置内循环，仅需少量补充。
热媒水系统主要能耗为热媒水泵电耗。按257t/h热媒水，扬程300kPa，对热媒水泵进行选型，考虑热媒水泵效率70％，电机效率90％，则热媒水泵电耗大约为36kW。
电价按0.5724元/度，则每小时耗电36kW·h，新增操作费用为20.6元/h。
蒸汽价格按138元/t，则每小时节省蒸汽约6.585t蒸汽，节省蒸汽费用908.85元/h。
综上分析可知，该技术每小时可增效888.25元。
实施例2
以某厂20万吨/年硫酸法烷基化装置例，脱异丁烷塔进出物料的质量分率同对比例1中的表1-1，抽出塔板位置为第66块塔板，返塔位置为第65块塔板，脱异丁烷塔的操作条件见下表：
表1-5脱异丁烷塔的操作条件
项目 脱异丁烷塔
塔顶温度，℃ 43
塔底温度，℃ 119.1
塔顶压力，MPag 0.46
塔底压力，MPag 0.48
中间物流抽出温度，℃ 69.2
中间物流返回温度，℃ 72.2
中间物流流量，t/h 253
热媒水上水温度，℃ 95
热媒水回水温度，℃ 80
热媒水流量，t/h 257
实施后脱异丁烷塔负荷见表1-6。
表1-6实施后污水蒸馏塔与回异塔冷热负荷
Figure BDA0002367107590000111
综上述，本发明实施后，20万吨/年硫酸法烷基化装置脱异丁烷塔顶冷负荷增加了275kW，冷凝器能耗增加3.6％，精馏系统塔底蒸汽热负荷降低了4245kW，蒸汽再沸器节能52.5％。
热媒水来源：热媒水可采用厂内除盐水，或利用现有低温热系统。
低温热源：低温热源可来源于常减压、重整、制氢、催化裂化等装置的95℃以上热物流冷却所产生的热量。
热媒水在装置内循环，仅需少量补充。
热媒水系统主要能耗为热媒水泵电耗。按257t/h热媒水，扬程300kPa，对热媒水泵进行选型，考虑热媒水泵效率70％，电机效率90％，则热媒水泵电耗大约为36kW。
电价按0.5724元/度，则每小时耗电36kW·h，新增操作费用为20.6元/h。
蒸汽价格按138元/t，则每小时节省蒸汽约6.7894t蒸汽，节省蒸汽费用936.94元/h。
综上分析可知，该技术每小时可增效916.34元。
实施例3
操作压力的影响
以下为操作压力(回流罐)对能耗及塔顶温度的影响。脱异丁烷塔进出物料的质量分率同对比例1中的表1-1，抽出塔板位置为第66块塔板，返塔位置为第65块塔板，具体的结果列于表1-7中。
表1-7操作压力对能耗及塔顶温度的影响
Figure BDA0002367107590000121
从上述表格和图2可以看出，随着操作压力的降低，塔顶冷凝负荷、塔底再沸器热负荷及塔顶温度呈下降趋势。低压操作有利于降低装置能耗，但同时塔顶温度降低可能导致塔顶冷凝器换热负荷不足。因此，只有在塔顶冷凝器换热能力富裕的情况下才可实施降压操作。考虑一定的传热温差，夏季可在0.46MPag，冬季操作压力在0.33MPag。
实施例4
中间循环物流抽出位置的影响
以下分别为保持精馏塔分离精度一定的前提下，中段循环抽出塔板位置对塔顶冷凝负荷，塔底再沸器加热负荷、中段抽出温度和返塔温度的影响。脱异丁烷塔进出物料的质量分率同对比例1中的表1-1，具体的列于表1-8至表1-11中。
表1-8抽出位置的影响(中间再沸器热负荷为1500kW)
Figure BDA0002367107590000131
表1-9抽出位置的影响(中间再沸器热负荷为2500kW)
Figure BDA0002367107590000132
表1-10抽出位置的影响(中间再沸器热负荷为3500kW)
Figure BDA0002367107590000141
表1-11抽出位置的影响(中间再沸器热负荷为4500kW)
Figure BDA0002367107590000142
从表1-8至表1-11和图3-15中可以看出，中间再沸器加热负荷越高则塔底再沸器加热负荷节能量越大，但抽出位置下方汽液体积流量下降。当再沸器热负荷过大时，易导致抽出位置以下塔板水力学性能无法满足要求，造成漏液等现象。因此，中间再沸器热负荷不宜过大，其上限主要由塔板水力学性能决定，在本申请中优选采用的中间再沸器加热负荷为4500KW，大约占塔底再沸器加热负荷的110-120％。
抽出塔板位置越靠塔底则塔顶冷凝负荷和塔底再沸器加热负荷均越低，但中段抽出和返塔温度越高，当抽出塔板位置大于66块时，中段抽出和返塔温度显著上升，造成中间再沸器传热温差减小，换热器面积增大。因此，最优塔板位置取66块为宜。
应当注意的是，以上所述的实施例仅用于解释本发明，并不构成对本发明的任何限制。通过参照典型实施例对本发明进行了描述，但应当理解为其中所用的词语为描述性和解释性词汇，而不是限定性词汇。可以按规定在本发明权利要求的范围内对本发明作出修改，以及在不背离本发明的范围和精神内对本发明进行修订。尽管其中描述的本发明涉及特定的方法、材料和实施例，但是并不意味着本发明限于其中公开的特定例，相反，本发明可扩展至其他所有具有相同功能的方法和应用。

Claims (10)

1.一种用于脱异丁烷塔的节能方法，包括：
使包含烷烃的物料进入脱异丁烷塔进行精馏分离；
所述精馏分离的过程中，将脱异丁烷塔提馏段的部分物料从脱异丁烷塔引出，并将由此产生的引出物料经中间再沸器换热后再返回脱异丁烷塔。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述部分物料的引出位置位于所述脱异丁烷塔的第N-13和第N-5块塔板之间，优选地所述部分物料的引出位置位于所述脱异丁烷塔的第N-8和第N-5块塔板之间，其中N为脱异丁烷塔的塔板数，优选为65-75之间的正整数。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其特征在于，所述部分物料的返回位置位于所述部分物料的引出位置的上部，优选所述部分物料的返回位置位于所述部分物料的引出位置的上一塔板处。
4.根据权利要求1-3中任意一项所述的方法，其特征在于，所述引出物料的出塔温度为60-75℃，优选为63-67℃，所述引出物料的返塔温度高于所述引出物料的出塔温度1-4℃，优选低于1.5-3℃。
5.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其特征在于，所述引出物料的流量为所述包含烷烃的物料的流量的2-5倍，优选为3-4倍。
6.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其特征在于，所述中间再沸器设置于所述部分物料的引出位置和返回位置之间；
和/或所述中间再沸器的热源包括热媒水或与热媒水同等温位的低温热源，优选地，所述热媒水的上水温度为90-95℃，回水温度为70-80℃，供水压力为0.8-1.0MPa。
7.根据权利要求1-6中任意一项所述的方法，其特征在于，所述中间再沸器的热负荷为塔底再沸器热负荷的10-150％，优选70-130％，更优选100-120％。
8.根据权利要求1-7中任意一项所述的方法，其特征在于，所述脱异丁烷塔的塔顶操作温度为44-60℃，优选为44-50℃，更优选为44-48℃；塔顶操作压力为0.20-0.75MPa，优选为0.25-0.60MPa，更优选为0.30-0.50MPa；塔顶回流比为0.7-1.5。
9.根据权利要求1-8中任意一项所述的方法，其特征在于，所述脱异丁烷塔的塔底操作温度为120-150℃，优选为120-130℃，更优选为120-125℃。
10.一种用于权利要求1-9中任意一项所述方法的装置，包括脱异丁烷塔和中间再沸器，所述中间再沸器设置于所述脱异丁烷塔的第N-13和第N-5块塔板之间，其中N为脱异丁烷塔的塔板数，优选为65-75之间的正整数。
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