節(jié)能的分離方法
【技術領域】
[0001]本發(fā)明涉及一種節(jié)能的分離方法，具體為一種針對含氣相或氣液兩相的反應產物，且經冷卻、分離后的液相產物需進行后續(xù)分離的節(jié)能分離方法。
【背景技術】
[0002]精餾是化工行業(yè)重要的分離操作單元，世界上約95%互溶液體混合物的分離都是用精餾操作的，精餾是利用混合物中各組分揮發(fā)度的不同進行分離的操作單元，直接決定了最終產品的質量和收率。精餾又是耗能較高的單元操作，在產品生產成本中占有較大的比重，據(jù)統(tǒng)計，化工過程中40% -70%的能耗用于分離，而精餾能耗又占了其中的95%。因此降低生產過程中的分離能耗是降低產品生產成本、提高產品競爭能力的關鍵。
[0003]專利CN101429089B公開了一種用于含乙苯、苯乙烯物料分離的分壁式精餾塔，該方法采用分壁塔解決了現(xiàn)有苯乙烯生產工藝中精餾塔臺數(shù)多、投資大、能耗高等問題。
[0004]專利CN101830830B公開了一種利用隔離壁精餾塔萃取精餾分離乙腈-甲苯的方法，該方法的設備投資和能耗與常規(guī)萃取精餾方法相比降低20%以上。
[0005]專利CN102351634A申請公開了一種雙效精餾與熱集成的苯分離節(jié)能新工藝，該方法在得到合格苯產品的同時降低了分離能耗70%以上。
[0006]專利CN102617262A申請公開了一種環(huán)己烷-環(huán)己烯-苯分離的節(jié)能工藝方法，該方法將傳統(tǒng)的四塔、兩次萃取精餾工藝變?yōu)橐淮屋腿【s，在實現(xiàn)分離目標的同時，大大降低了分離過程所需的能耗。
[0007]專利CN101602640A公開了一種乙苯/苯乙稀的節(jié)能分離工藝，該方法采用將乙苯/苯乙烯分離塔由單塔分為雙塔操作，主要解決了現(xiàn)有技術中乙苯/苯乙烯分離工業(yè)裝置減少苯乙烯聚合損失和降低操作能耗不能兼顧的問題。

【發(fā)明內容】

[0008]本發(fā)明提出一種節(jié)能的分離方法，包括高溫氣液分離罐、低溫氣液分離罐、空冷器、水冷器、循環(huán)氣壓縮機等。反應產物經空冷冷卻后進入高溫氣液分離罐，罐頂?shù)玫降臍庀辔锪鹘浰淦骼鋮s后進入低溫氣液分離罐，得到的罐頂氣相物流由壓縮機循環(huán)回反應系統(tǒng)，高溫和低溫氣液分離罐得到的液相物流混合后送入后續(xù)分離系統(tǒng)。本發(fā)明工藝降低了空冷負荷，減少了后續(xù)分離系統(tǒng)的熱量消耗，提高了反應產物能量的利用效率。
[0009]在本發(fā)明采用的技術方案如下:一種節(jié)能的分離方法，所述方法包括以下步驟:
[0010]i)由反應系統(tǒng)⑴得到的反應產物(S.1)進入空冷⑴冷卻，冷卻后物流(S.2)進入高溫氣液分離罐(2)進行一級氣液分離；
[0011]ii)上述經高溫氣液分離罐(2)分離后得到的罐頂氣相物流(S.3)經水冷(4)進一步冷卻后進入低溫氣液分離罐(3)進行二級氣液分離；
[0012]iii)上述低溫氣液分離罐(3)分離后得到的罐頂氣相物流(S.5)經循環(huán)氣壓縮機
(5)壓縮后循環(huán)回反應系統(tǒng)(I);
[0013]iv)上述高溫和低溫氣液分離罐分離得到的罐底液相物流(S.6和S.7)混合后進入后續(xù)分離系統(tǒng)(II)。
[0014]優(yōu)選地，所述反應產物來自氣相參與的反應；
[0015]更優(yōu)選地，所述反應產物來自加氫反應；
[0016]優(yōu)選地，所述反應產物為氣相或氣液兩相；
[0017]更優(yōu)選地，所述反應產物經分離后氣相循環(huán)回反應系統(tǒng)；
[0018]優(yōu)選地，所述反應產物溫度在150°C以上；
[0019]更優(yōu)選地，所述反應產物溫度在200°C以上；
[0020]優(yōu)選地，所述空冷器工藝物流出口溫度在50°C以上；
[0021]更優(yōu)選地，所述空冷器工藝物流出口溫度在100°C以上；
[0022]優(yōu)選地，所述水冷器工藝物流出口溫度在5°C以上；
[0023]更優(yōu)選地，所述水冷器工藝物流出口溫度在30°C以上；
[0024]優(yōu)選地，所述反應產物經氣液分離后得到的液相產物經后續(xù)分離系統(tǒng)分離后得到目標廣品；
[0025]優(yōu)選地，所述后續(xù)分離系統(tǒng)包括需熱量供給的分離方法；
[0026]更優(yōu)選地，所述后續(xù)分離系統(tǒng)中包括精餾分離等分離方法。
【附圖說明】
[0027]圖1為本發(fā)明方法的工藝流程簡圖。
[0028]圖1中，I為反應系統(tǒng)，II為后續(xù)分離系統(tǒng)。
[0029]I為反應產物空冷器，2為反應產物高溫氣液分離罐，3為反應產物低溫氣液分離罐，4為反應產物水冷器，5為循環(huán)氣壓縮機。
[0030]S.1為反應產物自反應系統(tǒng)，S.2為空冷器出口物流，S.3為高溫氣液分離罐氣相物流，S.4為水冷器出口物流，S.5為低溫氣液分離罐氣相物流，S.6為高溫氣液分離罐液相物流，S.7為低溫氣液分離罐液相物流，S.8為高/低溫氣液分離罐液相混合物流去分離系統(tǒng)。
[0031]圖2為常規(guī)的反應產物分離工藝流程簡圖。
圖2中，I為反應系統(tǒng)，II為后續(xù)分離系統(tǒng)。
[0032]I為反應產物分離罐，2為反應產物空冷器，3為反應產物水冷器，4為循環(huán)氣壓縮機。
[0033]S.1為反應產物自反應系統(tǒng)，S.2為空冷器出口物流，S.3為水冷器出口物流，S.4為分離罐氣相物流，S.5為壓縮機出口物流，S.6為分離罐液相物流。
[0034]下面通過實施例對本發(fā)明作進一步的闡述。
【具體實施方式】
[0035]【實施例1】
[0036]下面結合圖1對實施例1進行描述。
[0037]以芳烴聯(lián)合裝置歧化單元為例，工藝流程如圖1所示，歧化反應產物質量流量為100t/h，經空冷冷卻后溫度為140°C，經高溫氣液分離罐分離后得到氣相物流約40t/h，經水冷冷卻后溫度為40°C，再經低溫氣液分離罐分離后得到循環(huán)氫物流約7.5t/h，由高溫和低溫氣液分離罐得到的液相混合物流溫度為120°C，進入后續(xù)分離系統(tǒng)進行分離。
[0038]經核算，該工藝流程空冷負荷約為36麗，水冷負荷約為6麗，后續(xù)分離系統(tǒng)能耗(不包括白土塔后續(xù)的分離)約為6MW。
[0039]【對比例I】
[0040]下面結合圖2對對比例I進行描述。
[0041]同樣以芳烴聯(lián)合裝置歧化單元為例，部分工藝流程如圖2所示，歧化反應產物質量流量為100t/h，經空冷冷卻后溫度為55°C，再經水冷冷卻后溫度為40°C，由氣液分離罐分離后得到循環(huán)氫物流約7.5t/h，由氣液分離罐得到的液相物流溫度為40°C，進入后續(xù)分離系統(tǒng)進行分離。
[0042]經核算，該工藝流程空冷負荷約為48麗，水冷負荷約為3麗，后續(xù)分離系統(tǒng)能耗(不包括白土塔后續(xù)的分離)約為15MW。
[0043]由上述實施例與對比例比較可知，與單級氣液分離方法相比，采用本發(fā)明方法后可節(jié)約空冷負荷約25%，可節(jié)約后續(xù)分離能耗約60%。
[0044]【實施例2】
[0045]下面結合圖1對實施例2進行描述。
[0046]以醋酸酯加氫裝置為例，部分工藝流程如圖1所示，加氫反應產物質量流量為100t/h，經空冷冷卻后溫度為100°C，經高溫氣液分離罐分離后得到氣相物流約45t/h，經水冷冷卻后溫度為20°C，再經低溫氣液分離罐分離后得到循環(huán)氫物流約10t/h，由高溫和低溫氣液分離罐得到的液相混合物流溫度為85°C，進入后續(xù)分離系統(tǒng)進行分離。
[0047]經核算，該工藝流程空冷負荷約為27麗，水冷負荷約為5麗，后續(xù)分離系統(tǒng)能耗(包括甲醇/乙醇分離、甲醇提純與乙醇提純)約為53MW。
[0048]【對比例2】
[0049]下面結合圖2對對比例I進行描述。
[0050]同樣以醋酸酯加氫裝置為例，部分工藝流程如圖2所示，加氫反應產物質量流量為100t/h，經空冷冷卻后溫度為55°C，再經水冷冷卻后溫度為20°C，由氣液分離罐分離后得到循環(huán)氫物流約10t/h，由氣液分離罐得到的液相物流溫度為20°C，進入后續(xù)分離系統(tǒng)進行分離。
[0051]經核算，該工藝流程空冷負荷約為32麗，水冷負荷約為3麗，后續(xù)分離系統(tǒng)能耗(包括甲醇/乙醇分離、甲醇提純與乙醇提純)約為56MW。
[0052]由上述實施例與對比例比較可知，與單級氣液分離方法相比，采用本發(fā)明方法后可節(jié)約空冷負荷約16%，可節(jié)約后續(xù)分離能耗約5%。
[0053]【實施例3】
[0054]下面結合圖1對實施例3進行描述。
[0055]以草酸酯加氫裝置為例，部分工藝流程如圖1所示，加氫反應產物質量流量為200t/h，經空冷冷卻后溫度為130°C，經高溫氣液分離罐分離后得到氣相物流約83t/h，經水冷冷卻后溫度為15°C，再經低溫氣液分離罐分離后得到循環(huán)氫物流約25t/h，由高溫和低溫氣液分離罐得到的液相混合物流溫度為87V，壓力為2.9MPag，進入后續(xù)分離系統(tǒng)進行分離。
[0056]經核算，該工藝流程空冷負荷約為46麗，水冷負荷約為12麗，后續(xù)分離系統(tǒng)能耗約為85麗。
[0057]【對比例3】
[0058]下面結合圖2對對比例3進行描述。
[0059]同樣以草酸酯加氫裝置為例，部分工藝流程如圖2所示，加氫反應產物質量流量為200t/h，經空冷冷卻后溫度為55°C，再經水冷冷卻后溫度為15°C，由氣液分離罐分離后得到循環(huán)氫物流約24t/h，由氣液分離罐得到的液相物流溫度為15°C，進入后續(xù)分離系統(tǒng)進行分離。
[0060]經核算，該工藝流程空冷負荷約為55麗，水冷負荷約為8麗，后續(xù)分離系統(tǒng)能耗(包括甲醇/乙醇分離、甲醇提純與乙醇提純)約為92MW。
[0061 ] 由上述實施例與對比例比較可知，與單級氣液分離方法相比，采用本發(fā)明方法后可節(jié)約空冷負荷約16%，可節(jié)約后續(xù)分離能耗約8%。
【主權項】
1.一種節(jié)能的分離方法，所述方法包括以下步驟: i)由反應系統(tǒng)⑴得到的反應產物(S.1)進入空冷⑴冷卻，冷卻后物流(S.2)進入高溫氣液分離罐(2)進行一級氣液分離； ?)上述經高溫氣液分離罐(2)分離后得到的罐頂氣相物流(S.3)經水冷(4)進一步冷卻后進入低溫氣液分離罐(3)進行二級氣液分離； iii)上述低溫氣液分離罐(3)分離后得到的罐頂氣相物流(S.5)經循環(huán)氣壓縮機(5)壓縮后循環(huán)回反應系統(tǒng)(I); iv)上述高溫和低溫氣液分離罐分離得到的罐底液相物流(S.6和S.7)混合后進入后續(xù)分咼系統(tǒng)(II)。2.根據(jù)權利要求1所述的方法，其特征在于所述反應為有氣相參與的反應，且反應產物為氣相或氣液兩相。3.根據(jù)權利要求1所述的方法，其特征在于由反應系統(tǒng)得到的反應產物溫度為150°C以上。4.根據(jù)權利要求1所述的方法，其特征在于空冷(I)出口溫度為50°C以上。5.根據(jù)權利要求1所述的方法，其特征在于水冷(4)出口溫度為5°C以上。6.根據(jù)權利要求1所述的方法，其特征在于其特征在于Sll進入后續(xù)分離系統(tǒng)(II)。7.根據(jù)權利要求1所述的方法，其特征在于后續(xù)分離系統(tǒng)(II)包括需熱量供給的分離方法。
【專利摘要】本發(fā)明涉及一種節(jié)能的分離方法，包括高溫氣液分離罐、低溫氣液分離罐、空冷器、水冷器、循環(huán)氣壓縮機等。反應產物經空冷冷卻后進入高溫氣液分離罐，罐頂?shù)玫降臍庀辔锪鹘浰淦骼鋮s后進入低溫氣液分離罐，得到的罐頂氣相物流由壓縮機循環(huán)回反應系統(tǒng)，高溫和低溫氣液分離罐得到的液相物流混合后送入后續(xù)分離系統(tǒng)。本發(fā)明工藝降低了空冷負荷，減少了后續(xù)分離系統(tǒng)的熱量消耗，提高了反應產物能量的利用效率。
【IPC分類】C07C31/08, C07C29/76, C07C31/04, C07C29/80, C07B63/00
【公開號】CN105712815
【申請?zhí)枴緾N201410736769
【發(fā)明人】賀來賓, 楊衛(wèi)勝, 曹君
【申請人】中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司上海石油化工研究院