CN113398619A - 一种提高蒸馏分离效果的方法及蒸馏系统 - Google Patents

一种提高蒸馏分离效果的方法及蒸馏系统 Download PDF

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Abstract

本发明提供一种提高蒸馏塔分离效果的方法及蒸馏系统。本发明方法包括如下步骤：将待分离的物料送入蒸馏塔进行蒸馏，从蒸馏塔送出的气相组分经N级分凝，其中，N为整数且N≥1；其中，分凝得到的液相物流均回流至蒸馏塔塔顶，第N级分凝得到的气相物流采出。通过这种操作方法，提高了塔顶轻组分浓度，增加蒸馏塔的分离效果，减少蒸馏塔的回流量，进而降低塔底再沸器的负荷，节省蒸馏塔操作费用。

Description

一种提高蒸馏分离效果的方法及蒸馏系统
技术领域
本发明属于化工精馏领域，具体涉及一种提高蒸馏分离效果的方法及蒸馏系统。
背景技术
蒸馏塔是化工生产中应用极为广泛的传质传热分离装置，利用混合物中各个组分挥发度的差异，使得液相中的轻组分(低沸物)转移到气相，而气相中的重组分(高沸物)转移到液相，从而达到分离的目的。分离效果的优劣是评价蒸馏塔的重要指标，而蒸馏塔的分离效果受塔板数、回流比、进料温度、塔顶冷凝温度等诸多因素的综合影响，这些因素之间又有交互的影响，最终的蒸馏设备及操作条件是优化各影响因素得到的结果。即便如此，一般配置的蒸馏塔装置，其分离效果均存在一个瓶颈，拟要些许提高馏分浓度，往往需要较大的能源消耗才能实现。因此如何节能、提高蒸馏塔的分离效果一直是化工领域的重要课题。
环氧丙烷(Propylene oxide,PO)在化工合成中有着重要的地位，主要用于生产聚醚多元醇、丙二醇，其中聚醚多元醇是合成聚氨酯的必备原料，广泛应用于保温材料、家具、弹性体、胶粘剂和涂料等行业，由它衍生出来的下游产品数量庞大且应用广泛。PO通常是通过丙烯与氧化剂在催化剂存在下反应生成的。工业上是将丙烯与有机氢过氧化物(例如乙苯氢过氧化物、过氧化氢异丙苯或叔丁基过氧化氢)在溶解的钼催化剂或二氧化硅担载二氧化钛的多相催化剂存在下反应来制备。此外，PO还可以通过丙烯与过氧化氢在硅酸钛催化剂存在下反应制备。在这些工艺制备的PO中，通常含有少量的水、烃(通常C4-C6烷烃和烯烃)和含氧副产物(例如甲醇、丙酮、甲酸甲酯和醛(乙醛和丙醛)等)等杂质，含有上述杂质的环氧丙烷称为粗环氧丙烷。对于大多数PO应用，尤其是聚合级PO，要求PO纯度高。为了得到符合聚合要求的环氧丙烷，必须将粗环氧丙烷中含有的杂质分离除去，将环氧丙烷含量提纯到99.95wt％以上。
由于甲酸甲酯与环氧丙烷相对挥发度接近于1，乙醛、丙酮与环氧丙烷沸点接近，环氧丙烷与水、甲醇等均形成共沸物等特点，普通精馏的方法已经很难完成环氧丙烷的纯化。
现有技术中公开了萃取精馏的方法。例如，美国专利文献US3578568公开了一种使用乙二醇、丙二醇、乙二醇单甲醚或二乙二醇单甲醚为萃取溶剂，对环氧丙烷进行萃取蒸馏，使之与水、甲醇、丙酮及乙醛分离的方法。
美国专利文献US5354430公开了一种分级提纯粗品PO的方法，具体是使用二醇做萃取剂萃取精馏脱甲醇、醛等含氧杂质，再通过C8烷烃萃取精馏脱烃类杂质，萃取精馏剂经再生后循环套用。但是，粗环氧丙烷使用的萃取精馏剂C8烷烃，比如，异辛烷，使用后的异辛烷萃取剂中含有PO、C4-C6烃类、以及含氧杂质、二乙二醇单甲醚、PO水解产物丙二醇等，需要再生后套用，再生的目的就是通过蒸馏去除C4-C6烃类、含氧杂质和高沸物丙二醇，防止因这些杂质的积累而引起的异辛烷萃取能力的下降。由于塔顶要去除C4-C6烃类，同时塔底要去除丙二醇杂质，这是个很复杂的分离体系，往往需要设置很高的回流比才能实现。
发明内容
本发明提供一种提高蒸馏分离效果的方法，所述方法包括如下步骤：将待分离的物料送入蒸馏塔进行蒸馏，从蒸馏塔送出的气相组分经N级分凝，N为整数且N≥1；
其中，各级分凝得到的液相物流均回流至蒸馏塔塔顶，第N级分凝得到的气相物流采出。
根据本发明，所述方法包括如下步骤：将待分离的物料送入蒸馏塔进行蒸馏，从蒸馏塔送出的气相组分经N级分凝，N为整数且N≥1；
其中，各级分凝得到的液相物流均回流至蒸馏塔塔顶，第N级分凝得到的气相物流直接采出或经冷凝后采出。
根据本发明，所述分凝时的操作压力不超过蒸馏塔的塔顶操作压力。
根据本发明，所述分凝和冷凝的操作温度依次降低；例如，随着分凝级数增加，分凝的操作温度依次降低，且最高级的分凝的操作温度大于冷凝的操作温度。
优选地，所述冷凝的操作温度低于其操作压力下物料露点。
根据本发明，所述分凝的级数N可以为一级、两级、三级、四级或更多级，例如为两级或三级。以三级为例，从蒸馏塔送出的气相组分依次经过第一级分凝、第二级分凝和第三级分凝。
本发明方法可以根据待分离的物料的不同，调整方案中的如下诸多参数。例如，所述待分离的物料可以为环氧丙烷(PO)粗品和/或环氧丙烷粗品使用的萃取精馏剂C8烷烃。例如，所述待分离的物料为异辛烷混合物，其包括如下组分：异辛烷、PO、C4-C6烃类、二乙二醇单甲醚和丙二醇；进一步还可含有含氧杂质。进一步地，所述待分离的物料包括如下质量分数的组分：异辛烷95-99wt％，丙二醇0.1-0.4wt％，二乙二醇单甲醚0.5-1.5wt％，C4-C6烃类0.01-0.03wt％，环氧丙烷0.01-0.03wt％；优选含有如下质量分数的组分：异辛烷98.76wt％，丙二醇0.2wt％，二乙二醇单甲醚1.0wt％，C4-C6烃类0.023wt％，环氧丙烷0.017wt％。
根据本发明，所述待分离的物料进入蒸馏塔时的温度为130-150℃，例如为133-145℃，示例性为130℃、131℃、132℃、133℃、134℃、135℃、136℃、137℃、138℃、139℃、140℃、141℃、142℃、143℃、144℃、145℃、146℃、147℃、148℃、149℃、150℃等。进一步地，所述待分离的物料进入蒸馏塔时的压力为0.3-0.8MPa，例如为0.4-0.7MPa，示例性为0.3、0.35、0.4、0.45、0.5、0.55、0.6、0.65、0.7、0.75、0.8MPa等。
根据本发明，所述蒸馏塔的塔板数为60-100，例如为70-90，示例性为60、70、80、90、100等。
根据本发明，所述待分离的物料自蒸馏塔的后半段塔板进入蒸馏塔，例如自第35-70塔板，优选第50塔板进入蒸馏塔。
根据本发明，所述蒸馏塔的塔顶操作压力为0.1-0.25MPa，例如为0.15-0.2MPa，示例性为0.1MPa、0.12MPa、0.14MPa、0.15MPa、0.17MPa、0.18MPa、0.20MPa、0.22MPa、0.24MPa、0.25MPa等。
根据本发明，所述蒸馏塔的温度为80-100℃，例如为85-95℃，示例性为80℃、85℃、90℃、95℃、100℃等。
根据本发明，所述第一级分凝的操作温度为80-90℃，例如为82-88℃，示例性为80℃、82℃、84℃、85℃、86℃、88℃、89℃、90℃等。其中，所述第一级分凝的操作压力为0.155-0.18MPa，例如为0.16-0.175MPa，示例性为0.155MPa、0.16MPa、0.165MPa、0.17MPa、0.175MPa、0.18MPa等。
根据本发明，所述第二级分凝的操作温度为65-75℃，例如为67-73℃，示例性为65℃、67℃、69℃、70℃、71℃、73℃、75℃等。其中，所述第二级分凝的操作压力为0.14-0.16MPa，例如为0.145-0.155MPa，示例性为0.14MPa、0.145MPa、0.15MPa、0.155MPa、0.16MPa等。
根据本发明，所述第三级分凝的操作温度为50-65℃，例如为55-63℃，示例性为50℃、52℃、54℃、55℃、56℃、58℃、60℃、62℃、63℃、65℃等。其中，所述第三级分凝的操作压力为0.11-0.135MPa，例如为0.115-0.13MPa，示例性为0.11MPa、0.115MPa、0.12MPa、0.125MPa、0.13MPa、0.135MPa等。
根据本发明，所述冷凝的操作温度为30-45℃，例如为35-43℃，示例性为30℃、32℃、34℃、35℃、36℃、38℃、40℃、41℃、43℃、45℃等。其中，所述冷凝的操作压力为0.11-0.135MPa，例如为0.115-0.13MPa，示例性为0.11MPa、0.115MPa、0.12MPa、0.125MPa、0.13MPa、0.135MPa等。
根据本发明，蒸馏塔塔釜的操作温度为120-140℃，例如为125-135℃，示例性为120℃、125℃、130℃、135℃、140℃等。其中，蒸馏塔塔釜的操作压力为0.18-0.25MPa，例如为0.19-0.23MPa，示例性为0.18MPa、0.19MPa、0.20MPa、0.21MPa、0.22MPa、0.23MPa、0.24MPa、0.25MPa等。
根据本发明示例性的方案，所述提高蒸馏分离效果的方法包括如下步骤：
将待分离的物料送入蒸馏塔进行蒸馏，从蒸馏塔送出的气相组分经三级分凝；
其中，各级分凝得到的液相物流均回流至蒸馏塔塔顶；最后一级分凝得到的气相物流直接采出或经冷凝后采出；
所述分凝时的操作压力不超过蒸馏塔的塔顶操作压力。
进一步的，第一级分凝、第二级分凝、第三级分凝和冷凝的操作温度依次降低；所述冷凝的操作温度低于其操作压力下物料露点。
根据本发明，所述回流的液相物流可以存储至同一个回流罐中，由回流罐回流至蒸馏塔塔顶。其中，所述回流的回流比可以为0.1-3000，例如为10-1000，又如为350-800，示例性为50、100、200、300、410、450、500、600、700、800、900、1000。
根据本发明，所述冷凝器的液相物流出口与所述回流罐连接和/或直接采出。
本发明还提供一种蒸馏系统，其包括：蒸馏塔和分凝器单元；
所述分凝器单元至少包括一级分凝器；当分凝器数量大于等于2时，各级分凝器之间为串联关系；
所述蒸馏塔的塔顶与所述分凝器单元的第一级分凝器连接；各级分凝器的液相物流出口与所述蒸馏塔连接。
具体的，所述蒸馏系统包括：蒸馏塔、分凝器单元、冷凝器和回流罐；
其中，所述分凝器单元至少包括一级分凝器；当分凝器数量大于等于2时，各级分凝器之间为串联关系，各级分凝器的液相物流出口与所述回流罐连接；
所述蒸馏塔的塔顶与所述分凝器单元的第一级分凝器连接；
所述分凝器单元的最后一级分凝器的气相物流出口与所述冷凝器连接。
根据本发明，所述分凝器单元可以包括一级、两级、三级、四级或更多级分凝器，例如包括二级分凝器或三级分凝器。以三级为例，所述分凝器单元包括第一级分凝器、第二级分凝器和第三级分凝器，各级分凝器串联，各级分凝器的液相物流出口均与所述回流罐连接，第三级分凝器的气相物流出口与所述冷凝器连接和/或直接采出。
根据本发明，所述冷凝器的液相物流出口与所述回流罐连接和/或直接采出。
根据本发明示例性的方案，所述蒸馏系统包括蒸馏塔、分凝器单元、冷凝器和回流罐；
其中，所述蒸馏塔的塔顶与所述分凝器单元的第一级分凝器连接；
所述分凝器单元包括第一级分凝器、第二级分凝器和第三级分凝器，各级分凝器串联；第一级分凝器的气相物流出口与第二分凝器的入口连接，第二分凝器的气相物流出口与第三分凝器的入口连接，第三分凝器的气相物流出口与冷凝器的入口连接；
各级分凝器的液相物流出口均与所述回流罐连接；第三级分凝器的气相物流出口与所述冷凝器连接。
优选地，所述冷凝器的液相物流出口与所述回流罐连接和/或直接采出。
根据本发明，所述回流罐的物料出口与所述蒸馏塔塔顶连接。
根据本发明的一个实施方案，所述蒸馏系统还包括再沸器；所述蒸馏塔的塔釜与再沸器连接，蒸馏塔中的塔釜液经再沸器后返回蒸馏塔的下段。
根据本发明的一个实施方案，所述蒸馏塔的塔釜与物料排出管路连接，直接排出塔釜液。
根据本发明，所述蒸馏塔设置物料入口，物料入口设置在蒸馏塔对应塔板位置处。
根据本发明，所述连接为本领域已知连接方式，如通过管道或管线连接各装置。本领域技术人员能够理解，在各连接管道或管线上，还可以设置阀门和/或输送泵。
优选地，上述提高蒸馏分离效果的方法依赖于上述蒸馏系统实现。
本发明的有益效果：
本发明提供了一种提高蒸馏分离效果的方法和蒸馏系统，通过至少一级的分凝，提高了塔顶轻组分浓度，增加蒸馏分离效果，提高轻组分的分离效果、降低回流比，进而降低塔底再沸器的负荷，节能增效。
附图说明
图1为采用实施例1提供的蒸馏系统以提高蒸馏分离效果方法的流程示意图。
附图标记：A、蒸馏塔，B、第一级分凝器，C、第二级分凝器，D、第三级分凝器，E、冷凝器，F、回流罐，G、再沸器；1、蒸馏塔进料，2、塔顶气相馏分，3、第一级分凝器气相组分，4、第一级分凝器液相组分，5、第二级分凝器气相组分，6、第二级分凝器液相组分，7、第三级分凝器气相组分，8、第三级分凝器液相组分，9、冷凝器液相组分，10、回流液，11、塔釜液，12、再沸器加热后塔釜液，13、塔釜采出液。
具体实施方式
下文将结合具体实施例对本发明的技术方案做更进一步的详细说明。应当理解，下列实施例仅为示例性地说明和解释本发明，而不应被解释为对本发明保护范围的限制。凡基于本发明上述内容所实现的技术均涵盖在本发明旨在保护的范围内。
除非另有说明，以下实施例中使用的原料和试剂均为市售商品，或者可以通过已知方法制备。
实施例1
参照图1的流程图，蒸馏系统包括蒸馏塔A、分凝器单元、冷凝器E和回流罐F；其中，蒸馏塔A的塔顶与分凝器单元连接；
分凝器单元包括第一级分凝器B、第二级分凝器C和第三级分凝器D，各级分凝器串联；第一级分凝器B的气相流出口与第二级分凝器C的入口连接，第二级分凝器C的气相流出口与第三级分凝器D的入口连接，第三级分凝器D的气相流出口与冷凝器E的入口连接；
各级分凝器的液相物流出口均与回流罐F连接；冷凝器凝液9直接采出。
回流罐的物料出口与蒸馏塔塔顶连接。
蒸馏系统还包括再沸器G；蒸馏塔A的塔釜与再沸器G连接，液体经再沸器G后返回蒸馏塔A的下段。或者蒸馏塔A的塔釜与物料排出管路连接，直接排出塔釜液。
蒸馏塔A设置物料入口，蒸馏塔塔板数为70，物料自第50塔板进蒸馏塔A。
采用上述蒸馏系统，按照图1所示的流程图，异辛烷混合物作为蒸馏塔进料1，进料量为32660kg/h，其混合物中含异辛烷98.76wt％，丙二醇0.2wt％，二乙二醇单甲醚1.0wt％，C6 0.023wt％，环氧丙烷0.017wt％，进料温度为138℃，压力为0.5MPa，自第50塔板进蒸馏塔，蒸馏塔塔板数为70，塔顶操作压力0.17MPa，操作温度为90℃。
塔顶气相馏分2依次进入第一级分凝器、第二级分凝器、第三级分凝器和冷凝器，第一级分凝器气相组分3进入第二级分凝器，第二级分凝器气相组分5进入第三级分凝器，第三级分凝器气相组分7进入冷凝器。第一级分凝器液相组分4、第二级分凝器液相组分6和第三级分凝器液相组分8作为回流液10返回蒸馏塔塔顶；第三级分凝器气相组分进入冷凝器，冷凝器液相组分9直接采出。
各级分凝器和冷凝器的操作温度和操作压力见表1。
蒸馏塔的塔釜液11部分进入再沸器，得到的再沸器加热后塔釜液12返回塔釜，部分塔釜液直接采出，得到塔釜采出液13。塔釜操作温度130℃，操作压力0.22MPa。
表1.分凝器和冷凝器的操作压力和温度
Figure BDA0002415010750000091
回流比800，第三级分凝器气相经冷凝后采出20kg/h，其中C6含量32.67wt％。
实施例2
将回流比改为410，其余条件同实施例1，第三级分凝器气相经冷凝后采出25kg/h，其中C6含量25.6wt％。
本实施例说明，虽然降低回流比会使第三级分凝器气相经冷凝后采出馏分中C6含量有所下降，但仍然可以达到较好的分离效果。
对比例1
蒸馏塔操作条件同实施例1，塔顶不设置分凝器，只有冷凝器，冷凝器的操作温度为40℃，操作压力为0.17MPa，回流比800，塔顶采出25kg/h，馏分中C6含量26.1wt％。
对比例2
将对比例1中回流比改为410，塔顶采出42.9kg/h，馏分中C6含量15.24wt％。
经对比可见，蒸馏塔塔顶增加三级分凝器，将回流比较本领域常规设置降低约50％，仍然可以达到较好的分离效果。降低回流比，有效地降低了蒸馏塔的能耗。
以上，对本发明的实施方式进行了说明。但是，本发明不限定于上述实施方式。凡在本发明的精神和原则之内，所做的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。

Claims (10)

1.一种提高蒸馏分离效果的方法，其特征在于，所述方法包括如下步骤：将待分离的物料送入蒸馏塔进行蒸馏，从蒸馏塔送出的气相组分经N级分凝，N为整数且N≥1；
其中，各级分凝得到的液相物流均回流至蒸馏塔塔顶，第N级分凝得到的气相物流采出。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述方法包括如下步骤：将待分离的物料送入蒸馏塔进行蒸馏，从蒸馏塔送出的气相组分经N级分凝，N为整数且N≥1；
其中，各级分凝得到的液相物流均回流至蒸馏塔塔顶，第N级分凝得到的气相物流直接采出或经冷凝后采出。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其特征在于，所述分凝时的操作压力不超过蒸馏塔的塔顶操作压力；
优选地，所述分凝和冷凝的操作温度依次降低；优选地，随着分凝级数增加，分凝操作温度依次降低，且最高级的分凝的操作温度大于冷凝的操作温度。
4.根据权利要求1-3任一项所述的方法，其特征在于，所述冷凝的操作温度低于其操作压力下物料露点。
5.根据权利要求1-4任一项所述的方法，其特征在于，所述分凝的级数N为一级、两级、三级、四级或更多级。
6.一种蒸馏系统，其特征在于，所述蒸馏系统包括：蒸馏塔和分凝器单元；
所述分凝器单元至少包括一级分凝器；当分凝器数量大于等于2时，各级分凝器之间为串联关系；
所述蒸馏塔的塔顶与所述分凝器单元的第一级分凝器连接；各级分凝器的液相物流出口与所述蒸馏塔连接。
7.根据权利要求6所述的系统，其特征在于，所述蒸馏系统包括：蒸馏塔、分凝器单元、冷凝器和回流罐；
其中，所述分凝器单元至少包括一级分凝器；当分凝器数量大于等于2时，各级分凝器之间为串联关系，各级分凝器的液相物流出口与所述回流罐连接；
所述蒸馏塔的塔顶与所述分凝器单元的第一级分凝器连接；
所述分凝器单元的最后一级分凝器的气相物流出口与所述冷凝器连接。
8.根据权利要求6或7所述的系统，其特征在于，所述分凝器单元包括一级、两级、三级、四级或更多级分凝器；
优选地，所述冷凝器的液相物流出口与所述回流罐连接和/或直接采出；
优选地，所述回流罐的物料出口与所述蒸馏塔塔顶连接。
9.根据权利要求6-8任一项所述的系统，其特征在于，所述蒸馏系统还包括再沸器；所述蒸馏塔的塔釜与再沸器连接，蒸馏塔中的塔釜液经再沸器后返回蒸馏塔的下段；
或者，所述蒸馏塔的塔釜与物料排出管路连接，直接排出塔釜液；
优选地，所述蒸馏塔设置物料入口，物料入口设置在蒸馏塔对应塔板位置处。
10.权利要求6-9任一项所述蒸馏系统用于实施权利要求1-5任一项所述方法。
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