乙醇脫水制乙烯工藝中熱量綜合利用的方法與流程

本發明涉及一種乙醇脫水制乙烯工藝中熱量綜合利用的方法。

背景技術：

乙烯是非常重要的石油化工基本原料，其大宗下游產品主要有聚乙烯、聚氯乙烯、環氧乙烷、乙二醇、苯乙烯、醋酸乙烯等。

目前，國內外主要采用以石油為原料的裂解法生產乙烯，隨著石油資源的日益減少以及國際油價的不斷攀升，石油路線制乙烯將面臨前所未有的挑戰。世界許多石油化工公司正積極開拓其他路線，包括采用煤、天然氣、生物質原料等生產烯烴，以減輕乙烯對有限石油資源的過度依賴。

采用可再生的生物質原料生產乙醇，再脫水制乙烯的技術是調整能源結構、減少環境污染、促進國民經濟和社會可持續發展的重要途徑之一。對于乙醇脫水制乙烯，目前主要的研究目標是改進工藝流程，降低裝置物耗能耗，增加效益。

在乙醇脫水制乙烯的工藝方法中，目前已工業應用的主要為固定床工藝，包括等溫固定床工藝和絕熱固定床工藝。US4232179提出了乙醇脫水反應的絕熱工藝，即乙醇脫水反應在絕熱固定床中進行，反應物料在進入反應器前加熱到反應所需溫度。之后US4396789又提出了三段式絕熱固定床反應工藝，并在二十世紀八十年代初利用該工藝建立了6萬噸/年乙烯裝置。現有的文獻或專利中，很少有專門涉及能量綜合利用方面的報道。CN103121898A提出了在乙烯第一、第二冷卻器和乙烯脫輕塔再沸器之間設置一套冷凍液系統，利用乙烯壓縮機出口物料熱量作為乙烯脫輕塔再沸器熱源的方式來降低能耗。然而在整個乙醇脫水制乙烯工藝中，乙烯脫輕塔的能耗在總能耗中所占比重很小，通過設置冷凍液系統取得的節能效果非常有限。因此，應全面考慮整個裝置的熱量利用，才能真正達到降低能耗、節約運行成本的目的。

技術實現要素：

本發明涉及一種乙醇脫水制乙烯工藝中熱量綜合利用的方法。

本發明所要解決的技術問題是現有乙醇脫水制乙烯工藝存在能耗高、經濟性差的問題，提供了一種新的綜合利用乙醇脫水反應產物熱量的方法。該方法具有操作簡單，能耗低、經濟性好的特點。

為了解決上述技術問題，本發明采用的技術方案如下：一種乙醇脫水制乙烯工藝中熱量綜合利用的方法，包括以下步驟：(a)乙醇脫水反應產物Ⅰ進入反應進出料換熱器，使氣相原料乙醇過熱，得到冷卻后反應產物Ⅱ；(b)上述反應產物Ⅱ進入蒸汽過熱器，使進料水蒸汽過熱，得到冷卻后反應產物Ⅲ；(c)上述反應產物Ⅲ進入乙醇汽化器，使液相原料乙醇汽化，得到冷卻后反應產物Ⅳ；(d)上述反應產物Ⅳ進入乙醇預熱器，預熱液相原料乙醇，得到冷卻后反應產物Ⅴ；(e)上述反應產物Ⅴ進入進料工藝水預熱器，預熱進料工藝水后進入水洗塔；(f)水洗塔釜液一部分作為進料工藝水返回至進料加熱器入口，一部分作為循環工藝水進入乙烯精餾塔再沸器，加熱再沸液后返回至水洗塔，剩余部分外排。

在上述技術方案中，原料乙醇通過乙醇預熱器、乙醇汽化器、反應進出料換熱器與乙醇脫水反應產物換熱后產生過熱乙醇蒸汽，該過熱乙醇蒸汽和從水洗塔來的進料過熱水蒸汽混合后由加熱器加熱到反應所需溫度，然后進入乙醇脫水反應器進行反應。乙醇脫水反應器采用絕熱多段固定床反應器，段數優選范圍為1～6段，更優選范圍為2～4段；催化劑優選為氧化鋁、硅鋁催化劑或分子篩催化劑中的至少一種；反應溫度優選范圍為350～480℃，反應壓力優選范圍為0.1～0.8MPaG。乙醇脫水反應產物經過與原料乙醇、進料工藝水多次換熱后進入水洗塔。水洗塔塔釜出料分為三股，分別為進料工藝水、循環工藝水和外排工藝水。其中進料工藝水通過進料工藝水預熱器和乙醇脫水反應產物換熱后進入蒸汽發生器，通過外部供熱使進料工藝水全部汽化，產生的水蒸汽與乙醇脫水反應產物進一步換熱后成為進料過熱水蒸汽，其中進料工藝水和原料乙醇的質量比優選范圍為0.3～3.0，更優選范圍為0.5～1.5；循環工藝水作為乙烯精餾塔再沸器的熱源，換熱后再通過外部冷卻降溫后返回水洗塔頂部。水洗塔塔頂粗乙烯經過堿洗、壓縮、干燥后進入乙烯精餾塔進行精餾分離。

本發明通過優化換熱網絡，使乙醇脫水反應產物與原料乙醇進行三次換熱，與進料工藝水進行二次換熱，與乙烯精餾塔再沸液進行一次換熱，實現了高溫乙醇脫水反應產物熱量的充分利用，使得熱量消耗降低了37.1％，冷量消耗降低了52.2％，達到了節能降耗、提升裝置經濟性的目的，取得了較好的技術效果。

附圖說明

圖1是本發明乙醇脫水制乙烯工藝中熱量綜合利用的方法工藝流程示意圖。

圖1中E1為乙醇預熱器，E2為乙醇汽化器，E3為反應進出料換熱器，E4為進料加熱器，E5為蒸汽過熱器，E6為進料工藝水預熱器，E7為蒸汽發生器，E8為乙烯精餾塔再沸器，E9為循環工藝水冷卻器，R1為乙醇脫水反應器，T1為水洗塔，T2為乙烯精餾塔，U1為堿洗壓縮干燥單元，1為原料乙醇，2為預熱乙醇，3為乙醇蒸汽，4為過熱乙醇蒸汽，5為反應進料，6為反應產物，7為一次換熱后反應產物，8為二次換熱后反應產物，9為三次換熱后反應產物，10為四次換熱后反應產物，11為五次換熱后反應產物，12為進料工藝水，13為循環工藝水，14為外排工藝水，15為進料預熱工藝水，16為進料水蒸汽，17為進料過熱水蒸汽。

按圖1所示的流程，原料乙醇1經過乙醇預熱器E1預熱，升溫后的預熱乙醇2進入乙醇汽化器E2，在乙醇汽化器E2內乙醇汽化為乙醇蒸汽3，之后進入反應進出料換熱器E3，經過換熱后的過熱乙醇蒸汽4與進料過熱水蒸汽17混合后進入進料加熱器E4，加熱到反應所需溫度的反應進料5進入乙醇脫水反應器R1發生脫水反應。反應產物6經過反應進出料換熱器E3換熱后得到一次換熱后反應產物7，之后依次經過蒸汽過熱器E5得到二次換熱后反應產物8、乙醇汽化器E2得到三次換熱后反應產物9、乙醇預熱器E1得到四次換熱后反應產物10、進料工藝水預熱器E6得到五次換熱后反應產物11。五次換熱后反應產物11從水洗塔T1下部進入，通過水洗，塔釜得到三股物料，分別為進料工藝水12、循環工藝水13和外排工藝水14，其中進料工藝水12依次經過進料工藝水預熱器E6得到進料預熱工藝水15、蒸汽發生器E7得到進料水蒸汽16、蒸汽過熱器E5得到進料過熱水蒸汽17；循環工藝水13進入乙烯精餾塔再沸器E8，換熱后進入循環工藝水冷卻器E9，冷卻到所需溫度后返回水洗塔T1頂部。水洗塔塔頂粗乙烯經過堿洗壓縮干燥單元U1后進入乙烯精餾塔T2進行精餾分離。

下面通過具體實施例對本發明作進一步的說明，但是，本發明的范圍并不只限于實施例所覆蓋的范圍。

具體實施方式

【實施例1】

按圖1所示，室溫下95％(體積)的原料乙醇經過預熱、汽化、過熱后和進料過熱水 蒸汽混合，通過進料加熱器加熱到反應所需溫度后進入乙醇脫水反應器。反應器為四段絕熱固定床反應器，催化劑為氧化鋁。各段反應器進口溫度為440℃，第一段反應器進口壓力為0.4MPaG，最后一段反應器出口溫度為393℃。反應產物與原料乙醇、進料工藝水換熱降溫后進入水洗塔。水洗塔操作壓力為0.2MPaG，塔頂溫度為42℃，水洗塔釜共三股物流，其中進料工藝水物流經過換熱及外部供熱后返回至進料加熱器入口，進料工藝水與原料乙醇的質量比為0.9；循環工藝水物流經過與乙烯精餾塔再沸器換熱及外部冷卻后返回至水洗塔頂；水洗塔頂粗乙烯經過堿洗壓縮干燥單元后進入乙烯精餾塔進行精餾分離。乙烯精餾塔操作壓力為1.8MPaG。此流程中E1～E9換熱器，共需額外提供熱量2151kW，冷量1160kW。

【實施例2】

按圖1所示，室溫下95％(體積)的原料乙醇經過預熱、汽化、過熱后和進料過熱水蒸汽混合，通過進料加熱器加熱到反應所需溫度后進入乙醇脫水反應器。反應器為四段絕熱固定床反應器，催化劑為氧化鋁。各段反應器進口溫度為450℃，第一段反應器進口壓力為0.5MPaG，最后一段反應器出口溫度為403℃。反應產物與原料乙醇、進料工藝水換熱降溫后進入水洗塔。水洗塔操作壓力為0.3MPaG，塔頂溫度為42℃，水洗塔釜共三股物流，其中進料工藝水物流經過換熱及外部供熱后返回至進料加熱器入口，進料工藝水與原料乙醇的質量比為0.9；循環工藝水物流經過與乙烯精餾塔再沸器換熱及外部冷卻后返回至水洗塔頂；水洗塔頂粗乙烯經過堿洗壓縮干燥單元后進入乙烯精餾塔進行精餾分離。乙烯精餾塔操作壓力為1.8MPaG。此流程中E1～E9換熱器，共需額外提供熱量2178kW，冷量1185kW。

【實施例3】

按圖1所示，室溫下95％(體積)的原料乙醇經過預熱、汽化、過熱后和進料過熱水蒸汽混合，通過進料加熱器加熱到反應所需溫度后進入乙醇脫水反應器。反應器為四段絕熱固定床反應器，催化劑為氧化鋁。各段反應器進口溫度為430℃，第一段反應器進口壓力為0.6MPaG，最后一段反應器出口溫度為373℃。反應產物與原料乙醇、進料工藝水換熱降溫后進入水洗塔。水洗塔操作壓力為0.2MPaG，塔頂溫度為42℃，水洗塔釜共三股物流，其中進料工藝水物流經過換熱及外部供熱后返回至進料加熱器入口，進料工藝水與原料乙醇的質量比為0.5；循環工藝水物流經過與乙烯精餾塔再沸器換熱及外部冷卻后返 回至水洗塔頂；水洗塔頂粗乙烯經過堿洗壓縮干燥單元后進入乙烯精餾塔進行精餾分離。乙烯精餾塔操作壓力為1.9MPaG。此流程中E1～E9換熱器，共需額外提供熱量1486kW，冷量507kW。

【實施例4】

按圖1所示，室溫下95％(體積)的原料乙醇經過預熱、汽化、過熱后和進料過熱水蒸汽混合，通過進料加熱器加熱到反應所需溫度后進入乙醇脫水反應器。反應器為三段絕熱固定床反應器，催化劑為硅鋁催化劑。各段反應器進口溫度為430℃，第一段反應器進口壓力為0.4MPaG，最后一段反應器出口溫度為390℃。反應產物與原料乙醇、進料工藝水換熱降溫后進入水洗塔。水洗塔操作壓力為0.1MPaG，塔頂溫度為42℃，水洗塔釜共三股物流，其中進料工藝水物流經過換熱及外部供熱后返回至進料加熱器入口，進料工藝水與原料乙醇的質量比為1.2；循環工藝水物流經過與乙烯精餾塔再沸器換熱及外部冷卻后返回至水洗塔頂；水洗塔頂粗乙烯經過堿洗壓縮干燥單元后進入乙烯精餾塔進行精餾分離。乙烯精餾塔操作壓力為1.9MPaG。此流程中E1～E9換熱器，共需額外提供熱量2692kW，冷量1693kW。

【實施例5】

按圖1所示，室溫下95％(體積)的原料乙醇經過預熱、汽化、過熱后和進料過熱水蒸汽混合，通過進料加熱器加熱到反應所需溫度后進入乙醇脫水反應器。反應器為二段絕熱固定床反應器，催化劑為硅鋁催化劑。各段反應器進口溫度為460℃，第一段反應器進口壓力為0.3MPaG，最后一段反應器出口溫度為395℃。反應產物與原料乙醇、進料工藝水換熱降溫后進入水洗塔。水洗塔操作壓力為0.1MPaG，塔頂溫度為42℃，水洗塔釜共三股物流，其中進料工藝水物流經過換熱及外部供熱后返回至進料加熱器入口，進料工藝水與原料乙醇的質量比為2.5；循環工藝水物流經過與乙烯精餾塔再沸器換熱及外部冷卻后返回至水洗塔頂；水洗塔頂粗乙烯經過堿洗壓縮干燥單元后進入乙烯精餾塔進行精餾分離。乙烯精餾塔操作壓力為1.9MPaG。此流程中E1～E9換熱器，共需額外提供熱量4747kW，冷量3724kW。

【比較例1】

按實施例1的條件及步驟，保持其他操作條件不變，水洗塔釜循環工藝水不作為乙烯 精餾塔再沸器的熱源。此流程中E1～E9換熱器，共需額外提供熱量2482kW，冷量1491kW。此時與實施例1相比，熱量消耗增加15.4％，冷量消耗增加28.5％。

【比較例2】

按實施例1的條件及步驟，保持其他操作條件不變，反應出料不作為進料工藝水預熱器和蒸汽過熱器的熱源。此流程中E1～E9換熱器，共需額外提供熱量2318kW，冷量1327kW。此時與實施例1相比，熱量消耗增加7.8％，冷量消耗增加14.4％。

【比較例3】

按實施例1的條件及步驟，保持其他操作條件不變，反應出料不作為乙醇預熱器和乙醇汽化器的熱源。此流程中E1～E9換熱器，共需額外提供熱量2922kW，冷量1931kW。此時與實施例1相比，熱量消耗增加35.8％，冷量消耗增加66.5％。

【比較例4】

按實施例1的條件及步驟，保持其他操作條件不變，水洗塔釜循環工藝水不作為乙烯精餾塔再沸器的熱源，反應出料不作為進料工藝水預熱器、蒸汽過熱器、乙醇預熱器和乙醇汽化器的熱源。此流程中E1～E9換熱器，共需額外提供熱量3420kW，冷量2429kW。此時與實施例1相比，熱量消耗增加59.0％，冷量消耗增加109.4％。