CN113248348B - 一种用于炔酮反应装置的节能工艺 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种用于炔酮反应装置的节能工艺，包括对炔酮反应器的输出物流依次进行加压精馏和常压精馏，以脱除反应产物中的乙炔和氨，并利用加压精馏塔侧线采出的高压氨气(1.2‑1.5MPaG)引流常压精馏塔产生的低压氨气(100‑2000Pa)，从而使常压精馏塔精馏产生的氨气输入一级压力提升器后，气体压力得到提升。然后再利用一级压力提升器输出的混合氨气引流低压乙炔，使从二级压力提升器输出的乙炔氨混合气压力提升到较高的程度，从而提高压缩机进口压力，大幅降低压缩机压缩比。具体将压缩比从30降低至6‑8，比加压精馏工艺节能高达55％，比闪蒸节能大于80％。

Description

一种用于炔酮反应装置的节能工艺

技术领域

本发明涉及有机化工技术领域，具体涉及一种用于炔酮反应装置的节能工艺。

背景技术

目前，对于炔醇类物质，如甲基丁炔醇、甲基戊炔醇、脱氢芳樟醇、2,5-二甲基-2,5-已炔二醇等，国内外最成熟的制备工艺是采用液氨为溶剂，将乙炔溶解于液氨与丙酮中，加入碱性催化剂进行缩合反应。由于乙炔和氨在常温下是气体，需要加压冷凝成液体，即在一定压力和温度下将乙炔溶解于液氨中形成乙炔氨混合液。进入压缩机时，乙炔氨的混合气体压力不仅决定了压缩机的压缩比(一级或多级)和压缩机数量，而且对于装置能耗对比明显。由于乙炔压缩机的体积流量较小，需要采用多台压缩机，极大提高了生产操作的难度，以及实现安全生产的难度，更为严重的是影响了炔酮生产装置的规模。以甲基丁炔醇为例，单套压缩及反应系统规模仅能达到1000吨/年。即使使用多级压缩机，国内配套压缩机流量一般只能达到200m³/h，最高也只有600m³/h，严重制约了国内炔酮反应装置的发展。

目前，国内用于炔酮合成的反应釜采用一级或两级闪蒸，闪蒸产物进入气柜，再与补充的乙炔进行混合。由于气柜压力一般低(约0.1-3.0KPa)，造成进入压缩机的进口气体压力低，需要采用多级压缩。如将进气压力升压至2.5-3.0MPaG，压缩比需要达到25-30，然后冷凝成液体。这一过程需要消耗大量的电力，并且由于采用多级压缩，压缩机需要选择多台。以活塞式压缩机，以炔醇规模为1万吨/年计算，需要9台压缩机。不仅设备数量多，占地面积大，能耗大，而且压缩机数量过多导致生产的安全性、可靠性大幅降低。因此企业目前只能选择小规模生产装置，制约了单套炔化装置的生产能力，造成生产转化率低、主产品选择性差、原料消耗高、副产物量大。

为此，国内外进行了多年的技术研究，现有技术201610496715.X公开了一种生产甲基丁炔醇初步分离的新工艺，包括将炔化反应系统连续输出物流送入加压精馏蒸塔，将加压精馏塔塔底的物流送入常压脱轻塔，最终将塔顶回收物流溶剂氨送回原料区的混合气柜，此阶段完成了溶剂氨的回收，塔底物流送入下一工序。虽然此工艺采用加压精馏有一定的节能效果，但大部分氨气仍然以低压气流状态进入混合气柜，再与乙炔混合后进入压缩机。因此该工艺仍然需要采用多级压缩机，但与目前部分小型生产装置采用的一次闪蒸工艺(即，将全部液氨和乙炔的混合气物流转化为低压气流后再压缩的方式)相比，能耗降低近40％。然而还需要继续优化炔酮反应装置中压缩机的压缩比和能耗。

鉴于此，特提出本发明。

发明内容

本发明的目的是提供一种用于炔酮反应装置的节能工艺，以及实现该工艺的节能系统。

为实现上述目的，本发明的技术方案如下：

本发明涉及一种用于炔酮反应装置的节能系统，包括炔酮反应器、加压精馏塔、常压精馏塔、一级压力提升器、二级压力提升器、压缩机和全凝器，其中：

所述炔酮反应器的物料出料口与所述加压精馏塔的进料口连接，

所述加压精馏塔的塔顶出料口与所述炔酮反应器的进料口连接，所述加压精馏塔的侧线出料口与所述一级压力提升器的引流气体进料口连接，所述加压精馏塔的塔底出料口与所述常压精馏塔的进料口连接，所述常压精馏塔的塔顶出料口与所述一级压力提升器的低压气体进料口连接；

所述一级压力提升器的混合气体出料口与所述二级压力提升器的引流气体进料口连接，所述二级压力提升器的低压气体进料口与低压气源连接，所述二级压力提升器的混合气体出料口与所述压缩机的进料口连接，所述压缩机的出料口与所述全凝器的进料口连接，所述全凝器的出料口与所述炔酮反应器的进料口连接。

本发明还涉及一种用于炔酮反应装置的节能工艺，所述工艺通过本发明提供的节能系统实现，包括以下步骤：

(1)将炔酮反应器的输出物流送入加压精馏塔，进行加压精馏；

优选地，所述炔酮反应器的输出物流含有作为溶剂的液氨，以及未反应的乙炔、酮和炔醇，所述酮选自丙酮、丁酮、甲基庚烯酮中的至少一种，所述炔醇选自甲基丁炔醇、甲基戊炔醇、脱氢芳樟醇、2,5-二甲基-2,5-已炔二醇中的至少一种。

(2)将加压精馏塔的塔顶输出物流送入炔酮反应器，将加压精馏塔的侧线输出物流送入一级压力提升器，将加压精馏塔的塔底输出物流送入常压精馏塔；

优选地，所述加压精馏塔的操作压力为1.8-2.3MPaG，所述加压精馏塔的塔底输出物流主要含有未反应的酮、产物炔醇、高沸物和水、催化剂等。

优选地，所述加压精馏塔的塔顶输出物流为乙炔和氨的混合气体，其中乙炔与氨的摩尔比为1:(2-3)。加压精馏塔的塔顶输出物流经冷凝后，可送回炔酮反应器内作为反应物。

优选地，所述侧线输出物流中主要含有氨气，不排除含有少量乙炔，其中的氨采出量占炔酮反应器输出物流中的氨的30％-40％，占加压精馏塔塔顶采出后余下氨的60％-90％。所述侧线输出物流的压力为1.2-1.5MPaG。这部分氨以液氨形式从加压精馏塔的侧线采出，由于加压精馏得到的液氨含水量少，此液氨可作为冷凝系统的二级冷凝器的冷媒。本发明优选将侧线输出物流以压力气氨形式采出，直接送入一级压力提升器内，作为常压精馏塔产生的低压氨气的引流动力气源。另外利用加压精馏塔侧线采出的高压氨气(1.2-1.5MPaG)引流常压精馏塔采出的低压氨气(100-3000Pa)，一方面可增加常压精馏塔的闪蒸能力，尽可能提高氨气的脱除率，另一方面混合气体压力提升，淘汰了原传统的低压返回气柜的落后工艺。

(3)将常压精馏塔的塔顶输出物流送入一级压力提升器，实际为常压精馏塔的塔顶蒸出物流被一级压力提升器引流，并在一级压力提升器内与加压精馏塔的侧线输出物料混合，将一级压力提升器的混合气输出物流送入二级压力提升器作为动力气源，同时向二级压力提升器送入低压乙炔气流，将二级压力提升器的混合气输出物流送入压缩机；

由于加压精馏塔的塔底输出物流还含有氨，需将其送入常压精馏塔进行精馏，进一步将氨脱除。优选地，常压精馏塔的塔顶输出物流压力为100-3000PaG，主要含有氨气，这一常压氨气进入一级压力提升器，被从加压精馏塔侧线输出的高压氨气引流混合，然后形成高压氨气并从一级压力提升器输出。一级压力提升器输出物流的压力为0.6-1.0MPaG。

从一级压力提升器输出的氨气进入二级压力提升器作为动力源，此时向二级压力提升器内补充新鲜乙炔，优选乙炔进气压力为100-3000Pa，本发明不排除将乙炔适当提高压力后送入二级压力提升器，压力提高更有利于混合和压力提升。从一级压力提升器输出的氨气作为动力引流乙炔，在二级压力提升器内形成混合乙炔氨，作为二级压力提升器的输出物流。二级压力提升器的输出物流的压力控制在0.4-0.8MPaG；从而确保压缩机进口压力为0.4-0.6MPaG。要达到炔酮反应器内的反应所需压力1.6-3.0MPaG，压缩比仅需要4-8。与传统的0.004MPa闪蒸混合气相比，压缩到1.6-3.0MPaG，压缩比需要16-30倍，前者压缩能耗仅为后者的15％-20％，实现了大幅节能。

(4)将压缩机的输出物流送入全凝器，将全凝器的输出物流送入炔酮反应器，形成闭环回路。

优选地，一级压力提升器和二级压力提升器均采用多级串联的气体引流器，即上一级气体引流器的出口与下一级气体引流器的进口连接。本发明采用多级串联的气体引流器，例如2级、3级或者更多的气体引流器串联，能保证混合的氨气压力逐级得到提升。气体引流器可以采用立式、卧式，也可采用文丘里、腔体式等任何可能形式。本发明优选采用3-5级气体引流器串联。

本发明的有益效果：

本发明提供了一种用于炔酮反应装置的节能工艺，其中的炔酮反应包括但不限于甲基丁炔醇、甲基戊炔醇、脱氢芳樟醇、2,5-二甲基-2,5-已炔二醇等产品的炔酮化合成过程中，乙炔氨的循环使用过程上的节能优化工艺。

进一步地，本发明对炔酮反应器的输出物流依次进行加压精馏和常压精馏，以脱除反应产物中的乙炔和氨，并利用加压精馏塔侧线采出的高压氨气(1.2-1.5MPaG)引流常压精馏塔产生的低压氨气(100-2000Pa)，本发明允许常压塔具有较高的压力，常压精馏塔压力提升后，可进一步优化压力提升器的运行，从而使常压精馏塔精馏产生的氨气输入一级压力提升器后，气体压力得到提升；然后再利用一级压力提升器输出的混合氨气引流低压乙炔，使从二级压力提升器输出的乙炔氨混合气压力提升到较高的程度，从而提高压缩机进口压力，大幅减少压缩机压缩比。具体将压缩比从30降低至6-8，比加压精馏工艺节能高达55％，比闪蒸节能大于80％。

上述从加压精馏塔侧线采出的高压氨气压力为1.2-1.5MPaG，部分冷凝后，气体直接与常压精馏塔采出的氨气混合，并进入一级压力提升器，从一级压力提升器输出的氨气压力为0.6-1.0MPaG。从二级压力提升器采出的物流为乙炔和氨的混合气体，依次经过压缩机和全凝器进行压缩和冷凝溶解，得到的乙炔氨液体直接返回炔酮反应器内参与反应。

经上述过程，可以将二级压力提升器的输出物流，即乙炔氨混合气的压力从传统工艺的常压100-3000Pa提升至0.4-0.8MPaG，从而可确保乙炔氨压缩机压缩比6-8，可以选择大流量的高效节能的离心压缩机。避免了原来工艺采用多台活塞压缩机，具有泄漏量大、占地多、能耗高、操作繁杂的缺点，从而运行更为稳定、安全。

进一步地，本发明采用的一级压力提升器和二级压力提升器均为多级气体引流器，即上一级气体引流器的出口与下一级气体引流器的进口连接。采用多级串联的方式，例如2级、3级或者更多的气体引流器串联，确保混合的氨气压力自然提升。每一级的引流皆采用高压的动力气源，形成逐级压力增长，这样可防止高压气流反窜。气体引流器可以采用立式、卧式，也可采用文丘里、腔体式等任何可能形式。

综上所述，本发明首先解决了传统精馏工艺产生的低压氨气较多，需要较多的多级压缩机消耗大量的电力的问题。通过利用加压精馏得到的高压氨气(1.2-1.5MPaG)进行引流，大幅提高了乙炔氨压缩机的进气压力，减少了压缩机的电力消耗，并且利用加压精馏采出的液氨作为装置的二级冷凝的冷媒，不需要另外增加冷冻机组，实现了节能高效。其次由于压缩比大幅降低，压缩机可选择更高效的螺杆压缩机或离心机，单台压缩机流量大，可以实现单台产能规模化。最后由于压缩机数目减少，压缩比降低，操作的稳定性和安全性大幅提升。

附图说明

图1为用于炔酮反应装置的节能系统的结构示意图。

图2为多级气体引流器的结构示意图。

其中，1-炔酮反应器、2-加压精馏塔、3-常压精馏塔、4-一级压力提升器、5-二级压力提升器、6-压缩机、7全凝器；

1a-一级气体引流器、1b-二级气体引流器、1c-三级气体引流器。

具体实施方式

为使本发明的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将对本发明的技术方案进行详细的描述。显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动的前提下所得到的所有其它实施方式，都属于本发明所保护的范围。

本发明实施例用于炔酮反应装置的节能系统的示意图如图1所示，该系统包括炔酮反应器1、加压精馏塔2、常压精馏塔3、一级压力提升器4、二级压力提升器5、压缩机6和全凝器7。其中：

炔酮反应器1的物料出料口与加压精馏塔2的进料口连接，

加压精馏塔2的塔顶出料口与炔酮反应器1的进料口连接，加压精馏塔2的侧线出料口与一级压力提升器4的引流气体进料口连接，从加压精馏塔2输出的压力氨气作为从常压精馏塔3输出常压氨气的引流气体。加压精馏塔2的塔底出料口与常压精馏塔3的进料口连接，常压精馏塔3的塔顶出料口与一级压力提升器4的低压气体进料口连接。

一级压力提升器4的混合气体出料口与二级压力提升器5的引流气体进料口连接，从加压精馏塔2和常压精馏塔3输入的氨气在一级压力提升器4内混合后，从一级压力提升器4的混合气体出料口输出，输出的混合氨气送入二级压力提升器5，作为乙炔的引流气体。二级压力提升器5的低压气体进料口与乙炔低压气源(图中未示出)连接，乙炔与氨气在二级压力提升器5内混合后输出，二级压力提升器5的混合气体出料口与压缩机6的进料口连接，压缩机6的出料口与全凝器7的进料口连接，全凝器7的出料口与炔酮反应器1的进料口连接。

实施例1-3的一级压力提升器4和二级压力提升器5均采用三级气体引流器串联得到，上述压力提升器的工作原理如图2所示。以二级压力提升器为例，一级气体引流器1a的低压气体进料口与低压侧气源(乙炔气源)连接，在一级气体引流器1a上还设有引流气体进料口，用于与动力气源连接(即一级压力提升器输入的混合氨气)。一级气体引流器1a的混合气体出料口与二级气体引流器1b的低压气体进料口连接，同时二级气体引流器1b的引流气体进料口与前述的动力气源连接。二级气体引流器1b的混合气体出料口与三级气体引流器1c的低压气体进料口连接，同时三级气体引流器1c的引流气体进料口与前述的动力气源连接。乙炔与氨气依次在一级气体引流器1a、二级气体引流器1b和三级气体引流器1c内混合后输出。三级气体引流器1c的混合气出料口，即二级压力提升器5的混合气体出料口与压缩机6的进料口连接。本发明利用动力气源实现多级提压，使每级压力提升得到有效控制，确保了每级引流器的喷咀流速不要过高，从而可确保压力得到逐渐提升，压力呈现梯级升高。

实施例1

(1)从炔酮反应器输出的液相物流中含乙炔745kg和液氨2500kg，将其送入加压精馏塔进行加压精馏。

(2)从加压精馏塔塔顶采出的乙炔氨混合液中含乙炔745kg和液氨1460kg。从加压精馏塔侧线采出液氨800kg，压力1.2MPaG。将加压精馏塔的塔底输出物流送入常压精馏塔，从常压精馏塔闪蒸出氨气238kg，压力1000PaG。

(3)将常压精馏塔的输出物流送入一级压力提升器，从加压精馏塔侧线采出的液氨作为动力气源，将常压精馏塔的输出物流(蒸出氨气)被引流混合。从一级压力提升器输出的氨气压力为0.8MPaG。这些氨气进入二级压力提升器，作为乙炔的动力气源，并向二级压力提升器送入低压的乙炔(400PaG)。在二级压力提升器内混合后，输出的乙炔氨混合气压力达到0.6MPaG。这些混合气进入压缩机前压力达到0.5MPaG。压缩机选择单台离心机，流量为2000Nm³/h，压缩比为6，出口压力为3.0MPaG。

实施例2

(1)从炔酮反应器输出的液相物流中含乙炔75kg和液氨260kg，将其送入加压精馏塔进行加压精馏。

(2)从加压精馏塔塔顶采出的乙炔氨混合液中含乙炔75kg和液氨125kg。从加压精馏塔侧线采出液氨110kg，压力1.3MPaG。将加压精馏塔的塔底输出物流送入常压精馏塔，从常压精馏塔闪蒸出氨气25kg，压力1000PaG。

(3)将常压精馏塔的输出物流送入一级压力提升器，从加压精馏塔侧线采出的液氨作为动力气源，将常压精馏塔的输出物流(蒸出氨气)被引流混合。从一级压力提升器输出的氨气压力为1.0MPaG。这些氨气进入二级压力提升器，作为乙炔的动力气源，并向二级压力提升器送入低压的乙炔(3000PaG)。在二级压力提升器内混合后，输出的乙炔氨混合气压力达到0.6MPaG。这些混合气进入压缩机前压力达到0.6MPaG。压缩机选择单台离心机，流量为250Nm³/h，压缩比为5，出口压力为3.0MPaG。

实施例3

(1)从炔酮反应器输出的液相物流中含乙炔150kg和液氨550kg，将其送入加压精馏塔进行加压精馏。

(2)从加压精馏塔塔顶采出的乙炔氨混合液中含乙炔150kg和液氨260kg。从加压精馏塔侧线采出液氨220kg，压力1.5MPaG。将加压精馏塔的塔底输出物流送入常压精馏塔，从常压精馏塔闪蒸出氨气70kg，压力2000PaG。

(3)将常压精馏塔的输出物流送入一级压力提升器，从加压精馏塔侧线采出的液氨作为动力气源，将常压精馏塔的输出物流(蒸出氨气)被引流混合。从一级压力提升器输出的氨气压力为1.0MPaG。这些氨气进入二级压力提升器，作为乙炔的动力气源，并向二级压力提升器送入低压的乙炔(4000PaG)。在二级压力提升器内混合后，输出的乙炔氨混合气压力达到0.6MPaG。这些混合气进入压缩机前压力达到0.6MPaG。压缩机选择单台离心机，流量为500Nm³/h，压缩比为8，出口压力为3.0MPaG。

实施例1-3的一级压力提升器和二级压力提升器均采用三级气体引流器串联得到。可以看到与现有技术25-30的压缩比相比，采用本发明提供的节能工艺，压缩比仅为5-8，极大降低了反应能耗。

以上所述，仅为本发明的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，任何熟悉本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，可轻易想到变化或替换，都应涵盖在本发明的保护范围之内。因此，本发明的保护范围应以所述权利要求的保护范围为准。

Claims (3)

1.一种用于炔酮反应装置的节能工艺，其特征在于，包括以下步骤：

(1)将炔酮反应器的输出物流送入加压精馏塔，进行加压精馏；

(2)将所述加压精馏塔的塔顶输出物流送入炔酮反应器，所述加压精馏塔的操作压力为1.8-2.3MPaG；将加压精馏塔的侧线输出物流送入一级压力提升器，所述加压精馏塔的侧线输出物流压力为1.2-1.5MPaG；将所述加压精馏塔的塔底输出物流送入常压精馏塔；

(3)将所述常压精馏塔的塔顶输出物流送入一级压力提升器，所述常压精馏塔的塔顶输出物流压力为100-3000PaG；将一级压力提升器的混合气输出物流送入二级压力提升器作为动力气源，所述一级压力提升器输出物流的压力为0.6-1.0MPaG；同时向所述二级压力提升器送入低压乙炔气流，所述低压乙炔气流的进气压力为100-3000Pa；将所述二级压力提升器的混合气输出物流送入压缩机，所述二级压力提升器的输出物流的压力为0.4-0.8MPaG，所述压缩机进口压力为0.4-0.6MPaG；

(4)将所述压缩机的输出物流送入全凝器，将所述全凝器的输出物流送入所述炔酮反应器，形成闭环回路；

其中，当所述压缩机的压缩比为4-8时，能将所述炔酮反应器内的反应压力控制在1.6-3.0MPaG。

2.根据权利要求1所述的用于炔酮反应装置的节能工艺，其特征在于，步骤(3)中，所述一级压力提升器和二级压力提升器均采用多级串联的气体引流器。

3.根据权利要求2所述的用于炔酮反应装置的节能工艺，其特征在于，步骤(3)中，所述一级压力提升器和二级压力提升器均采用3-5级气体引流器串联。