改進的分離方法
【技術領域】
[0001]本發明涉及一種改進的分離方法，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分離的節能分離方法。
【背景技術】
[0002]精餾是化工行業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，據統計，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CN101429089 B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有苯乙烯生產工藝中精餾塔臺數多、投資大、能耗高等問題。
[0004]專利CN101830830 B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萃取精餾方法相比降低20%以上。
[0005]專利CN102351634 A申請公開了一種雙效精餾與熱集成的苯分離節能新工藝，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CN102617262 A申請公開了一種環己烷-環己烯-苯分離的節能工藝方法，該方法將傳統的四塔、兩次萃取精餾工藝變為一次萃取精餾，在實現分離目標的同時，大大降低了分離過程所需的能耗。
[0007]專利CN101602640 A公開了一種乙苯/苯乙稀的節能分離工藝，該方法采用將乙苯/苯乙烯分離塔由單塔分為雙塔操作，主要解決了現有技術中乙苯/苯乙烯分離工業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。
【發明內容】
[0008]本發明要解決的技術問題為反應產物分離流程中的高能量消耗和物料損失問題。本發明涉及一種改進的分離方法，包括高溫氣液分離罐、低溫氣液分離罐、低壓氣液分離罐、空冷器、水冷器、循環氣壓縮機、壓力控制閥等。反應產物經空冷冷卻后進入高溫氣液分離罐，罐頂得到的氣相物流經水冷器冷卻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回反應系統，高溫和低溫氣液分離罐得到的液相物流混合后經壓力調節閥減壓，再送入低壓氣液分離罐回收其中氣相物料，回收的氣相可作為燃料氣或者經壓縮機返回反應系統，低壓氣液分離罐得到的液相送入后續分離系統。相比于傳統單級氣液分離工藝，本發明工藝有以下優勢:(I)降低了空冷負荷；(2)減少了后續分離系統的熱量消耗，提高了能量的利用效率；(3)減少了物料消耗，提高了物料的利用效率。
[0009]在本發明采用的技術方案如下:一種改進的分離方法，所述方法包括以下步驟:
[0010]i)由反應系統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(5)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)經循環氣壓縮機
(6)壓縮后循環回反應系統(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)混合后經壓力調節閥減壓后進入低壓氣液分離罐(4);
[0014]V)由上述低壓氣液分離罐(4)得到的氣相物流(S.10)作為燃料氣進入燃料系統
(III)或者由壓縮機(6)增壓后返回反應系統⑴；
[0015]vi)上述低壓氣液分離罐(4)得到的液相物流送入后續分離系統(II)進行分離得到目標產品。
[0016]優選地，所述反應產物來自氣相參與的反應；
[0017]更優選地，所述反應產物來自加氫反應；
[0018]優選地，所述反應產物為氣相或氣液兩相；
[0019]更優選地，所述反應產物經分離后氣相循環回反應系統；
[0020]優選地，所述反應產物溫度在150°C以上；
[0021]更優選地，所述反應產物溫度在200°C以上；
[0022]優選地，所述空冷器工藝物流出口溫度在50°C以上；
[0023]更優選地，所述空冷器工藝物流出口溫度在100°C以上；
[0024]優選地，所述水冷器工藝物流出口溫度在5°C以上；
[0025]更優選地，所述水冷器工藝物流出口溫度在30°C以上；
[0026]優選地，所述低壓氣液分離罐塔頂氣相可送往燃料氣系統，其壓力需高于燃料氣系統的壓力；
[0027]優選地，所述低壓氣液分離罐回收氣體可經壓縮機增壓后返回至反應系統；
[0028]優選地，所述反應產物經氣液分離后得到的液相產物進入后續分離系統；
[0029]優選地，所述后續分離系統包括需熱量供給的分離方法；
[0030]更優選地，所述后續分離系統中包括精餾分離等分離方法。
【附圖說明】
[0031]圖1為本發明方法的工藝流程簡圖。
[0032]圖1中，I為反應系統，II為后續分離系統，III為燃料系統。
[0033]I為反應產物空冷器，2為反應產物高溫分離罐，3為反應產物低溫分離罐，4為反應產物低壓分離罐，5為反應產物水冷器，6為循環氣壓縮機，7為壓力控制閥。
[0034]S.1為反應產物自反應系統，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為壓縮機出口物流，S.9為高/低溫氣液分離罐液相混合物流減壓后去低壓氣液分離罐，S.10為低壓氣液分離罐汽相去燃料氣系統或者循環壓縮機入口，S.11為低壓氣液分離罐液相。
[0035]圖2為常規的反應產物分離工藝流程簡圖。
圖2中，I為反應系統，II為后續分離系統。
[0036]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為循環氣壓縮機。
[0037]S.1為反應產物自反應系統，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。
[0038]下面通過實施例對本發明作進一步的闡述。
【具體實施方式】
[0039]【實施例1】
[0040]下面結合圖1對實施例1進行描述。
[0041]以芳烴聯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200t/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80t/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氫物流約15t/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，壓力為0.9MPag，經壓力控制閥減壓至
0.4MPag后回收燃料氣量為200kg/h，主要組分為反應產物中的氫氣、甲烷、乙烷等，可作為燃料氣進入燃料氣管網。低壓氣液分離罐得到的液相進入后續分離系統進行分離。
[0042]經核算，該工藝流程空冷負荷約為70麗，水冷負荷約為10麗，后續分離系統能耗(不包括白土塔后續的分離)約為11MW。
[0043]【對比例I】
[0044]下面結合圖2對對比例I進行描述。
[0045]同樣以芳烴聯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200t/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氫物流約15t/h，由氣液分離罐得到的液相物流溫度為40°C，進入后續分離系統進行分離。
[0046]經核算，該工藝流程空冷負荷約為98麗，水冷負荷約為6麗，后續分離系統能耗(不包括白土塔后續的分離)約為35MW。
[0047]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，采用本發明方法后可節約空冷負荷約29%，可節約后續分離能耗約69%，并可回收約1.5%的氣相物料。
[0048]【實施例2】
[0049]下面結合圖1對實施例2進行描述。
[0050]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200t/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90t/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氫物流約20t/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，壓力為2.9MPag，經壓力控制閥減壓至
0.8MPag后回收燃料氣量為50kg/h，主要組分為反應產物中的乙醛等輕烴，可作為燃料氣進入燃料氣管網。低壓氣液分離罐得到的液相進入后續分離系統進行分離。
[0051]經核算，該工藝流程空冷負荷約為50麗，水冷負荷約為8麗，后續分離系統能耗(包括甲醇/乙醇分離、甲醇提純與乙醇提純)約為103MW。
[0052]【對比例2】
[0053]下面結合圖2對對比例2進行描述。
[0054]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200t/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氫物流約20t/h，由氣液分離罐得到的液相物流溫度為20°C，進入后續分離系統進行分離。
[0055]經核算，該工藝流程空冷負荷約為60麗，水冷負荷約為5麗，后續分離系統能耗(包括甲醇/乙醇分離、甲醇提純與乙醇提純)約為110MW。
[0056]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，采用本發明方法后可節約空冷負荷約17%，可節約后續分離能耗約6%，并可回收約0.4%的氣相物料。
[0057]【實施例3】
[0058]下面結合圖1對實施例3進行描述。
[0059]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，經壓力控制閥減壓至
0.5MPag后回收燃料氣量為60kg/h，主要組分為反應產物中的氫氣、輕烴，可作為燃料氣進入燃料氣管網。低壓氣液分離罐得到的液相進入后續分離系統進行分離。
[0060]經核算，該工藝流程空冷負荷約為46麗，水冷負荷約為12麗，后續分離系統能耗約為85麗。
[0061]【對比例3】
[0062]下面結合圖2對對比例3進行描述。
[0063]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，進入后續分離系統進行分離。
[0064]經核算，該工藝流程空冷負荷約為55麗，水冷負荷約為8麗，后續分離系統能耗(包括甲醇/乙醇分離、甲醇提純與乙醇提純)約為92MW。
[0065]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，采用本發明方法后可節約空冷負荷約16%，可節約后續分離能耗約8%，并可回收約0.5%的氣相物料。
【主權項】
1.一種改進的分離方法，所述方法包括以下步驟: i)由反應系統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(5)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)經循環氣壓縮機(6)壓縮后循環回反應系統(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)混合后經壓力調節閥減壓后進入低壓氣液分離罐(4); V)由上述低壓氣液分離罐(4)得到的氣相物流(S.10)作為燃料氣進入燃料系統(III)或者由壓縮機(6)增壓后返回反應系統⑴； vi)上述低壓氣液分離罐(4)得到的液相物流送入后續分離系統(II)進行分離得到目標產品。2.根據權利要求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.根據權利要求1所述的方法，其特征在于由反應系統得到的反應產物溫度為150°C以上。4.根據權利要求1所述的方法，其特征在于空冷(I)出口溫度為50°C以上。5.根據權利要求1所述的方法，其特征在于水冷(5)出口溫度為5°C以上。6.根據權利要求1所述的方法，其特征在于低壓氣液分離罐回收氣體可進入燃料氣系統，其壓力高于燃料氣系統的壓力。7.根據權利要求1所述的方法，其特征在于低壓氣液分離罐回收氣體可經壓縮機(6)增壓后返回至反應系統(I)。8.根據權利要求1所述的方法，其特征在于Sll進入后續分離系統(II)。9.根據權利要求1所述的方法，其特征在于后續分離系統(II)包括需熱量供給的分離方法。
【專利摘要】本發明涉及一種改進的分離方法，包括高溫氣液分離罐、低溫氣液分離罐、低壓氣液分離罐、空冷器、水冷器、循環氣壓縮機、壓力控制閥等。反應產物經空冷冷卻后進入高溫氣液分離罐，罐頂得到的氣相物流經水冷器冷卻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回反應系統，高溫和低溫氣液分離罐得到的液相物流混合后經壓力調節閥減壓，再送入低壓氣液分離罐回收其中氣相物料，回收的氣相可作為燃料氣或者經壓縮機返回反應系統，低壓氣液分離罐得到的液相送入后續分離系統。相比于傳統單級氣液分離工藝，本發明工藝有以下優勢：(1)降低了空冷負荷；(2)減少了后續分離系統的熱量消耗，提高了能量的利用效率；(3)減少了物料消耗，提高了物料的利用效率。
【IPC分類】C07C31/04, C07B63/00, C07C31/08, C07C29/76
【公開號】CN105712814
【申請號】CN201410736766
【發明人】曹君, 賀來賓, 楊衛勝
【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