CN115970315A - 一种精馏装置及共沸物的分离方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种精馏装置及共沸物的分离方法。精馏装置的结构为：原料进料口依次与第一预热器、第一进料口相连；第一塔顶出口依次与第二预热器、第三预热器、第二进料口相连；第一塔釜出口依次与第二预热器、第一预热器与第一重组分出口相连；第二塔顶出口依次与第一塔釜再沸器和第一回流口相连；第二塔釜出口依次与第三预热器和第二重组分出口相连。分离方法步骤为：将共沸物从第一进料口进料，经低压塔、高压塔分离，分离后的产物分别从第二重组分出口、第一重组分出口采出。本申请的精馏装置及共沸物的分离方法结合换热网络优化，充分回收系统余热，实现换热网络无跨夹点现象，并降低运行能耗，减少碳排放，同时满足精馏工艺生产要求。

Description

一种精馏装置及共沸物的分离方法

技术领域

本发明涉及一种精馏装置及共沸物的分离方法。

背景技术

对于共沸体系，常规的精馏分离方法很难进行分离。而萃取精馏和共沸精馏虽然都可以对共沸体系进行分离，但是都额外引入了萃取剂或共沸剂，对二次使用会产生影响，且如果用量较大，还会造成二次污染。

对于压力敏感的共沸体系，可以采用变压精馏的方式进行分离。变压精馏的主要能耗在于塔底再沸器的蒸汽或者热油，特别是高压塔，由于温位高，同时又是产品塔，能源的品位和用量都较高，专利(CN 108704330A)公开了一种低能耗变压精馏系统，仅仅是常规余热利用，既没有对该精馏系统进行夹点优化，未最大化回收利用热量，并且现有技术的换热流程不合理，导致部分热量在传热过程中损失，最终造成公用工程能耗的增加。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是为了克服现有技术中未考虑夹点的优化，并且换热流程不合理的缺陷，而提供一种精馏装置及共沸物的分离方法，结合换热网络优化，充分回收系统余热，实现换热网络无跨夹点现象，实现热量回收利用的最大化，而降低公用工程能耗及运行能耗，减少碳排放，同时满足精馏工艺生产要求。

本发明通过下述技术方案来解决上述技术问题：

本发明提供了一种精馏装置，包括：原料进料口、第一重组分出口、低压塔、高压塔、第一预热器、第二预热器、第三预热器和第二重组分出口。

所述低压塔设有第一进料口、第一塔釜再沸器、第一回流口、第一塔顶出口和第一塔釜出口；

所述高压塔设有第二进料口、第二塔顶出口和第二塔釜出口；

所述原料进料口依次与所述第一预热器、所述第一进料口相连；所述第一塔顶出口依次与所述第二预热器、所述第三预热器、所述第二进料口相连；所述第一塔釜出口依次与所述第二预热器、所述第一预热器与所述第一重组分出口相连；

所述第二塔顶出口依次与所述第一塔釜再沸器和第一回流口相连；所述第二塔釜出口依次与所述第三预热器和所述第二重组分出口相连。

本发明中，优选地，所述低压塔还设有一个依次经所述第一塔釜出口、所述第一塔釜再沸器回流至所述低压塔的塔釜的第一回路；所述低压塔还设有一个依次经所述第一塔釜出口、一第二塔釜再沸器回流至所述低压塔的塔釜的第二回路。

其中，更优选地，所述原料进料口分别通过第四预热器和第五预热器、与所述第一预热器合并相连；所述第一塔顶出口与所述第二预热器之间还设有所述第四预热器、一塔顶冷凝器和一加压泵；所述第一预热器与所述第一重组分出口之间还设有所述第五预热器。

其中，进一步更优选地，所述低压塔还设有一个依次经所述第一塔顶出口、所述第四预热器、所述塔顶冷凝器回流至所述低压塔的塔顶的第三回路。

本发明中，优选地，所述高压塔还设有经所述第二塔顶出口、所述第一塔釜再沸器回流至所述高压塔的塔顶的第四回路；所述高压塔还设有经所述第二塔顶出口、所述第一塔釜再沸器回流至所述低压塔的第五回路。

本发明中，优选地，所述高压塔还设有经所述第二塔釜出口与一第三塔釜再沸器回流至所述高压塔的塔釜的第六回路。

本发明还提供了一种共沸物的分离方法，使用所述精馏装置进行分离，步骤如下：将所述共沸物从所述第一进料口进料，经所述低压塔、所述高压塔分离，分离后的产物分别从所述第二重组分出口、所述第一重组分出口采出。

在本发明一较佳的实施方式中，所述共沸物的分离方法，使用所述精馏装置进行分离，具体包括以下步骤：

S1：进料分为两股，一股进入所述第四预热器，另一股进入所述第五预热器，经过初步预热后，从所述第四预热器和所述第五预热器出来的两股物料进入所述第一预热器，预热后的物料进入所述低压塔；

S2：所述低压塔的塔釜液第一股进入所述第一再沸器进行回流，第二股经过所述第二再沸器进行回流，第三股依次经过所述第二预热器、所述第一预热器、所述第五预热器和所述第一重组分出口，得到第一重组分产品；所述低压塔的塔顶气依次经过所述第四预热器、所述塔顶冷凝器；冷凝后的物料一部分进入所述低压塔的塔顶，另一部分经所述加压泵依次通过所述第二预热器、所述第三预热器，再进入所述高压塔；

S3：所述高压塔的塔釜液一部分进入所述第三塔釜再沸器进行回流，另一部分经过所述第三预热器和所述第二重组分出口，得到第二重组分产品；所述高压塔的塔顶气进入所述第一再沸器，换热后的物料一部分进入所述低压塔，另一部分进入所述高压塔的塔顶。

S1中，所述第四预热器的热源为所述低压塔的塔顶气。

S1中，所述第五预热器的热源为二级换热后的低压塔的塔釜液。

S1中，所述第一预热器的热源为所述低压塔的塔釜液。

其中，较佳地，所述低压塔的理论板数为10-40块，塔顶操作回流比为0.1-2，操作压力为80-150kPa，塔釜温度为90-170℃，塔顶温度为60-120℃；更佳地，所述低压塔的理论板数为15块，塔顶操作回流比为1，操作压力为101kPa，塔釜温度为102℃，塔顶温度为63℃。

S2中，所述低压塔的塔顶气为共沸物Ⅰ，塔釜液为第一重组分产品。

S2中，所述低压塔的塔釜液还进入所述第二塔釜再沸器。

S2中，所述第二塔釜再沸器的热源为公用工程(蒸汽或热油等)。

S2中，所述第一塔釜再沸器的热源为所述高压塔的塔顶气。

S2中，所述共沸物Ⅰ为气相，待所述共沸物Ⅰ完全液化后，再进入所述加压泵中。

S2中，所述第二预热器的热源为所述低压塔的塔釜液。

S2中，所述第三预热器的热源为所述高压塔的塔釜液。

其中，较佳地，所述高压塔的理论板数为10-40块，塔顶操作回流比为0.1-2，操作压力为150-800kPa，塔釜温度为100-170℃，塔顶温度为90-150℃；更佳地，所述高压塔的理论板数为10块，塔顶操作回流比为1，操作压力为700kPa，塔釜温度为141℃，塔顶温度为129℃。

S3中，所述第三塔釜再沸器的热源为公用工程(蒸汽或热油等)。

S3中，所述高压塔的塔顶气为共沸物Ⅱ，塔釜液为第二重组分产品。

其中，较佳地，所述共沸物为二元共沸物；更佳地，所述二元共沸物为乙腈-水共沸物或者四氢呋喃-水共沸物。

本发明的积极进步效果在于：

1)采用变压精馏工艺时，通过提高高压塔压力，高压塔塔顶温度升高，使得与低压塔底被加热物料的传热推动力增加，减少了塔底再沸器的换热面积，对于热敏体系，可以减少停留时间，还可以减少压降，降低加热后的气化温度，从而避免结焦、聚合、变性等问题。

2)本发明的换热网络经过夹点技术优化，充分利用了系统余热的同时，通过换热网络的优化，减少了热损失，提高了热量利用率，最大化回收利用热量，并降低了精馏系统的能耗，降低了碳排放。

3)本发明换热流程设计合理，降低了公用工程能耗及运行能耗。

附图说明

图1为本申请实施例1中的双塔变压精馏装置的示意图。

附图标记说明如下：

低压塔1

高压塔2

第四预热器3

第五预热器4

第一预热器5

第二塔釜再沸器6

第一塔釜再沸器7

塔顶冷凝器8

加压泵9

第二预热器10

第三预热器11

第三塔釜再沸器12

第一重组分出口13

原料进口14

第二重组分出口15

具体实施方式

下面通过实施例的方式进一步说明本发明，但并不因此将本发明限制在所述的实施例范围之中。下列实施例中未注明具体条件的实验方法，按照常规方法和条件，或按照商品说明书选择。

实施例1

精馏装置如图1所示，包括：原料进料口14、第一重组分出口13、低压塔1、高压塔2、第一预热器5、第二预热器10、第三预热器11和第二重组分出口15；低压塔1设有第一进料口、第一塔釜再沸器7、第一回流口、第一塔顶出口和第一塔釜出口；高压塔2设有第二进料口、第二塔顶出口和第二塔釜出口。

原料进料口分别通过第四预热器3和第五预热器4，与第一预热器5合并相连，再与第一进料口相连；第一塔顶出口依次与第四预热器3、一塔顶冷凝器8、一加压泵9、第二预热器10、第三预热器11和第二进料口相连；第一塔釜出口依次与第二预热器10、第一预热器5、第五预热器4与第一重组分出口13相连；第二塔顶出口依次与第一塔釜再沸器7和第一回流口相连；第二塔釜出口依次与第三预热器11和第二重组分出口15相连。

低压塔1设有一个依次经第一塔釜出口、第一塔釜再沸器7回流至低压塔1的塔釜的第一回路；低压塔1还设有一个依次经第一塔釜出口、第二塔釜再沸器6回流至低压塔1的塔釜的第二回路；低压塔1还设有一个依次经第一塔顶出口、第四预热器3、塔顶冷凝器8回流至低压塔1的塔顶的第三回路。

高压塔2设有经第二塔顶出口、第一塔釜再沸器7回流至高压塔2的塔顶的第四回路；高压塔2还设有经第二塔顶出口、第一塔釜再沸器7回流至低压塔1的第五回路；高压塔2还设有经第二塔釜出口与第三塔釜再沸器12回流至高压塔2的塔釜的第六回路。

低压塔1塔顶上升汽相和低压塔1塔底物料作为低压塔1进料加热的热源，以实现热量的回收，降低精馏能耗。高压塔2塔顶气相作为低压塔1的再沸器热源，并用高压塔2塔釜物料加热高压塔2进料。

在本实施例1中，含四氢呋喃-水原料为：四氢呋喃含量6％，其余为水，常压常温进料。

四氢呋喃-水分为两股进料，一股进入第四预热器3，另一股进入第五预热器4，经过初步预热后，从第四预热器3和第五预热器4出来的两股物料进入所述第一预热器5，预热后的物料进入低压塔1的第5块理论板进入塔内进行精馏，低压塔1塔顶操作回流比为1，理论板数为15块，塔操作压力为101kPa，塔釜温度为102℃，塔顶温度为63℃。低压塔1塔釜液一股进入第一塔釜再沸器7进行回流，另一股依次经过第二预热器10、第一预热器5、第五预热器4和第一重组分出口13，得到第一重组分产品-水。低压塔1的塔顶气依次经过第四预热器3、塔顶冷凝器8；冷凝后的物料一部分进入低压塔1塔顶，另一部分经过加压泵9依次通过第二预热器10、第三预热器11，物料与低压塔1塔釜物料和高压塔2塔釜物料换热至130℃后，进入高压塔2的第10块理论板进入塔内进行精馏，高压塔2塔顶操作回流比为1，理论板数为30块，塔操作压力为700kPa，塔釜温度为141℃，塔顶温度为129℃。高压塔2的塔釜液一部分进入第三塔釜再沸器12，另一部分经过第三预热器11和第二重组分出口15，得到第二重组分产品-四氢呋喃；高压塔2的塔顶气进入第一再沸器，换热后的物料一部分进入所述低压塔1，另一部分进入高压塔2的塔顶。

经过精馏处理，从第一重组分出口采出的水和从第二重组分出口采出的四氢呋喃产品的浓度均在99.9％以上，四氢呋喃的回收率接近100％。

根据本实施例1的精馏装置及分离共沸物的方法，得到各公用工程目标量的数据，并根据不考虑夹点和系统

损的余热利用的现有技术分离共沸物，得到各公用工程实际量的数据，具体见下表1：

表1公用工程的能量使用量以及碳排放量

	总公用工程	加热公用工程	冷却公用工程	碳排放
					实际量	14688kW	5457kW	9231kW	1292kW
目标量	7382kW	1804kW	5578kW	427kW
					减少量	7306kW	3653kW	3653kW	865kW
减少率	49.74％	66.94％	39.58％	66.95％

由表可知，采用本申请的精馏装置及共沸物的分离方法能减少7306kW的总公用工程能量；其中，加热公用工程能量可减少66.94％(3653kW)，冷却公用工程能量可减少39.58％(3653kW)。相应地，碳排放也可减少66.95％(865kW)。

本说明书所述的内容仅仅是对发明构思实现形式的列举，本发明的保护范围不应当被视为仅限于实施例所陈述的具体形式。

Claims (10)

1.一种精馏装置，其特征在于，包括：原料进料口、第一重组分出口、低压塔、高压塔、第一预热器、第二预热器、第三预热器和第二重组分出口；

所述低压塔设有第一进料口、第一塔釜再沸器、第一回流口、第一塔顶出口和第一塔釜出口；

所述高压塔设有第二进料口、第二塔顶出口和第二塔釜出口；

所述原料进料口依次与所述第一预热器、所述第一进料口相连；所述第一塔顶出口依次与所述第二预热器、所述第三预热器、所述第二进料口相连；所述第一塔釜出口依次与所述第二预热器、所述第一预热器与所述第一重组分出口相连；

所述第二塔顶出口依次与所述第一塔釜再沸器和第一回流口相连；所述第二塔釜出口依次与所述第三预热器和所述第二重组分出口相连。

2.如权利要求1所述的精馏装置，其特征在于，

所述低压塔还设有一个依次经所述第一塔釜出口、所述第一塔釜再沸器回流至所述低压塔的塔釜的第一回路；

所述低压塔还设有一个依次经所述第一塔釜出口、一第二塔釜再沸器回流至所述低压塔的塔釜的第二回路。

3.如权利要求2所述的精馏装置，其特征在于，所述原料进料口分别通过第四预热器和第五预热器，与所述第一预热器合并相连；

所述第一塔顶出口与所述第二预热器之间还设有所述第四预热器、一塔顶冷凝器和一加压泵；

所述第一预热器与所述第一重组分出口之间还设有所述第五预热器。

4.如权利要求3所述的精馏装置，其特征在于，

所述低压塔还设有一个依次经所述第一塔顶出口、所述第四预热器、所述塔顶冷凝器回流至所述低压塔的塔顶的第三回路。

5.如权利要求1所述的精馏装置，其特征在于，

所述高压塔还设有经所述第二塔顶出口、所述第一塔釜再沸器回流至所述高压塔的塔顶的第四回路；

所述高压塔还设有经所述第二塔顶出口、所述第一塔釜再沸器回流至所述低压塔的中部的第五回路。

6.如权利要求1所述的精馏装置，其特征在于，

所述高压塔还设有经所述第二塔釜出口与一第三塔釜再沸器回流至所述高压塔的塔釜的第六回路。

7.一种共沸物的分离方法，其特征在于，使用权利要求1-6任意一项的精馏装置进行分离，步骤如下：

将所述共沸物从所述第一进料口进料，经所述低压塔、所述高压塔分离，分离后的产物分别从所述第二重组分出口、所述第一重组分出口采出。

8.如权利要求7所述的分离方法，其特征在于，所述低压塔的理论板数为10-40块，塔顶操作回流比为0.1-2，操作压力为80-150kPa，塔釜温度为90-170℃，塔顶温度为60-120℃；较佳地，所述低压塔的理论板数为15块，塔顶操作回流比为1，操作压力为101kPa，塔釜温度为102℃，塔顶温度为63℃。

9.如权利要求7所述的分离方法，其特征在于，所述高压塔的理论板数为10-40块，塔顶操作回流比为0.1-2，操作压力为150-800kPa，塔釜温度为100-170℃，塔顶温度为90-150℃；较佳地，所述高压塔的理论板数为10块，塔顶操作回流比为1，操作压力为700kPa，塔釜温度为141℃，塔顶温度为129℃。

10.如权利要求7所述的分离方法，其特征在于，所述共沸物为乙腈-水共沸物或者四氢呋喃-水共沸物。

Images