CN104941231B - 一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺及装置 - Google Patents
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Abstract
一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺及装置,属于化工及石化技术领域。它通过将不凝性气体精馏塔顶的高压排放气体节流,获得冷量来降低排放尾气的分离温度,经换热后分离出的液相与入口器换热,气化后回压缩机进口;分离出的气相最终排放。本发明通过对精馏组分、流程的分析,提出了利用高压排放尾气节流膨胀获得冷量,从而降低排放气的温度,减少轻组分产品气的排放,不但提高了产品利用率,降低排放污染,而且其整个过程不需要外界冷源,其成本低,经济效益好。
Description
技术领域
本发明属于化工及石化技术领域,具体涉及一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺及装置。
背景技术
精馏是工业上应用最广的混合物分离操作,广泛用于石油、化工等行业。在对多个组分进行分离操作时,往往需要用多个塔精馏,另外对于要分离的气体,在常压下多是超临界气体,必须加压才能进行精馏分离,因此第一个塔一般是用来分离不凝性气体组分,不凝性气体主要以空气为主。
图1为典型的工业上除不凝性气体精馏流程,物料S-IN为进口气体,经压缩、冷却至液相后进入不凝性气体精馏塔(精馏塔),塔顶排出不凝性气体,塔底S-LQD物料去后续精馏塔进行产品精馏。由于后续产品纯度要求比较高,因此精馏塔塔要求基本除去不凝性气体。常见的轻组分物料例如乙烯、偏氟乙烯等在后续精馏塔分离出来。表1为一些气体的沸点,由表1可以看出要完全分离出空气,塔顶温度必须要非常低,而国内许多企业都不具备深冷装置,即使有深冷装置,对于含少量不凝性气体的物料使用深冷精馏,也显得不经济。另一种方法是排出不凝性气体的同时,也排出大量的轻组分产品气体,从而降低塔顶排放温度,目前有许多公司正是采用该方法分离不凝性气体。
因此,本领域迫切需要提供一种对含不凝性气体的精馏排放气回收的工艺,减少产品气的排放。
表1 各组分20bar时的沸点。
发明内容
针对现有技术中存在的上述问题,本发明的目的在于提供一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺及装置。
所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺,其特征在于含不凝性气体的精馏排放气经压缩、冷却、精馏,轻组份产品从塔底流出,含不凝性气体的混合气经自冷后再气液分离,不凝性气体直接排放,液相经节流后获得冷量来降低精馏塔塔顶排放气温度,换热后的液相经气化后,回压缩机入口,精馏后轻组份产品及其他重组分产品从塔底进入后续精馏塔。
所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺,其特征在于包括如下步骤:
1)含不凝性气体的精馏排放气从进气口进入储罐,经压缩机压缩、塔前冷却器冷却后,进入精馏塔精馏;
2)步骤1)中精馏塔塔底物为轻组份产品及其他重组分产品,进入后续精馏塔;精馏塔塔顶物为含轻组份的不凝性气体混合气,进入自冷换热器中换热后再进入分离罐进行气液分离;
3)步骤2)中分离罐分离出来的气体主要为不凝性气体,直接从分离罐顶部排放;液相为含不凝性气体的轻组份,从分离罐底部流出,经节流阀降温降压后返回自冷换热器当冷源,给精馏塔顶部排放气降温,然后进入气化器完全气化,经中间储罐后,与进口气一起混合后进入压缩机入口。经该回收工艺改造后,能降低分离罐顶部不凝性气体中的轻组份排放量,提高轻组份的回收率,不凝性气体(空气)最终排放量中含量约为50%~95%,本发明的轻组份包括乙烯、丙烯、偏氟乙烯等,轻组分产品气指的是沸点低于不凝性气体,而高于其他需要分离的产品的气体,即沸点关系为:不凝性气体<轻组分产品气<其他需要分离的产品气体。
所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺,其特征在于含不凝性气体的精馏排放气中,常压时轻组分产品气沸点与不凝性气体沸点相差至少50℃。
所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺,其特征在于分离罐的分离温度为-25℃~-150℃,优选温度为-40℃~-65℃。
所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺,其特征在于分离罐底部出口与自冷换热器连接,液相经节流后作为冷源用,升温后的液相经气化后,与进口气一起混合后进入压缩机入口,经该回收工艺改造后,能降低分离罐顶部不凝性气体中的轻组份排放量,提高轻组份的回收率。
所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺,其特征在于步骤2)中精馏塔塔顶馏出量为6~70kg/h,优选为9-13 kg/h,其质量回流比为30~95,优选为40~60。
所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收装置,包括依次连接的储罐、压缩机、冷却器及精馏塔,其特征在于还包括自冷换热器和分离罐,精馏塔塔顶与自冷换热器连接,自冷换热器连接分离罐,分离罐顶部设有放空管,分离罐底部通过节流阀依次连接自冷换热器、气化器和中间储罐,中间储罐出口连接储罐,形成循环。
所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收装置,其特征在于分离罐顶部连接膨胀机一端,膨胀机另一端连接自冷换热器、气化器和中间储罐,中间储罐出口连接储罐,形成循环,膨胀机的使用适用于不凝性气体含量较高(>1%)时用,且如果不凝性气体排放量大,膨胀机的台数可以增加,经膨胀机膨胀降温后与分离罐液相节流后的物流一起进入自冷流换热器来降低精馏塔塔顶出口物流的温度。
所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收装置,其特征在于自冷换热器为自冷多股流换热器,在膨胀机使用时选用自冷多股流换热器。
通过采用上述技术,本发明的有益效果如下:
1)本发明通过对精馏组分、流程的分析,提出了利用高压排放尾气节流膨胀获得冷量,从而降低排放气的温度,减少轻组分产品气的排放,不但提高了产品利用率,降低排放污染,而且其整个过程不需要外界冷源,其成本低,经济效益好;
2)本发明通过在现有不凝性气体精馏塔塔顶后增加一套自冷系统,增加节流阀,将液相的排放液节流,获得冷量,使产品气降温;增加分离罐,实现气液分离,气相为高含量不凝性气体的尾气,去排放,液相则去节流降温;增加自冷换热器,实现原排放气的降温,从而提高最终排放气中不凝性气体的含量;
3)本发明针对不凝性气体含量过高的情况,对该装置进一步的改进,增加了膨胀机,将不凝性气体排放气的冷量进行回收,进一步降低了成本;
4)通过采用本发明的装置,利用本发明的工艺,其最终不凝性气体(空气)最终排放量中含量最高可达95%;相比原排放工艺,轻组分产品气最高可回收98%左右。
附图说明
图1为现有技术的回收装置结构示意图;
图2为本发明的回收装置结构示意图;
图3为本发明另一实施例结构示意图。
图中:1-储罐,2-多组压缩机,3-塔前冷却器,4-精馏塔,5-自冷换热器,6-分离器,7-节流阀,8-气化器,9-中间储罐,10-进气口,11-膨胀机。
具体实施方式
以下结合说明书附图及实施例对本发明作进一步的描述:
如图2所示,本发明的含不凝性气体的精馏排放气回收装置,包括依次连接的储罐1、压缩机2、冷却器3、精馏塔4、自冷换热器5和分离罐6,储罐1上设置用于流入含不凝性气体的精馏排放气的进气口10,精馏塔4塔顶与自冷换热器5连接,自冷换热器5连接分离罐6,分离罐6顶部设有放空管,分离罐6底部通过节流阀7依次连接自冷换热器5、气化器8和中间储罐9,中间储罐9出口连接储罐1,形成循环,将分离罐6罐底出来的含少量不凝性气体的轻组份作为冷源返回自冷换热器5中用,其自身温度升温,再经气化器8气化,经中间储罐9后进入进气口10,与进料气一起进入储罐1,重复回收。
如图3所示,由于不凝性气体中还含有少量的轻组份,当分离罐6顶部出口的不凝性气体含量高时,本发明将不凝性气体与膨胀机11连接,经膨胀机11膨胀后作为冷源返回自冷换热器5,换热后经气化器8、中间储罐9后与进料气一起进入储罐1,重复回收,提高轻组份的回收率和利用率,且降低环境污染。
本发明为了降低成本,当分离罐6顶部的气体直接排放时,自冷换热器5直接选用自冷单股换热器,如分离罐6顶部的气体继续作进冷源返回时,自冷换热器5选用自冷多股流换热器。
如图所示,本发明分离罐6口的温度为-25℃~-150℃,分离效果好的优选温度为-80℃左右,分离罐6底部轻组份经节流阀降温后其温度为-50℃~-60℃,再经自冷换热器5换热后其温度降温-15~-25℃,再经气化器8气化。
本发明适用于分离的轻组分产品和不凝性气体的温度关系如下:轻组分产品气指的是沸点高于不凝性气体,而低于其他需要分离的产品的气体,即沸点关系为:不凝性气体<轻组分产品气<其他需要分离的气体,为了实现分离,轻组分产品和不凝性气体的温度差应≥50℃;本发明待处理回收的含不凝性气体的精馏排放气中的轻组份包括乙烯、丙烯、偏氟乙烯等,不凝性气体一般为空气;本发明实施例中选用C2H2F2为例,其中含不凝性气体的精馏排放气中不凝性气体含量(空气)质量百分比为0.14%,不凝性气体(空气)最终排放量中含量约为50%~95%,优选75%~85%,不凝性气体精馏塔塔顶馏出量为6~70kg/h,优选9-13kg/h,质量回流比为30~95,优选40~60。
本发明提供的工艺,轻组分产品气以C2H2F2为例,规定不凝性气体分离塔顶部出口温度为-25℃(可使用冷冻盐水作为冷媒),规定塔顶不凝性气体采出的绝对量。提供了不同分离温度与原工艺的比较,结果如表1所示:
表1 本发明不同分离温度与原工艺的比较表
从表1可以得出,采用改进后的工艺相比原工艺,能回收大部分C2H2F2,根据各能耗价格及产品价格可得出最佳分离温度在-60℃~-80℃。
实施例1
进气口10进口物料含不凝性气体的精馏排放气的流量为1154.67 kg/h,组成如下:
采用原工艺时,精馏塔塔顶分离温度为-25℃,塔顶分离压力21.53barG,塔顶馏出量为6.606kg/h,其中C2H2F2含量为73.28%(4.841kg/h),质量回流比为92,塔顶冷凝器负荷为-31.65kw,塔底再沸器负荷为31.1kw,压缩机功率为48.565kw,保证后续精馏塔中的C2H2F2纯度大于99.995%。
采用本发明的自冷回收工艺,分离罐6温度为-72℃。精馏塔塔顶分离温度为-25℃,塔顶分离压力21.53 barG,塔顶馏出量为28.08kg/h,其中最终C2H2F2排放含量为16.38%(0.345kg/h),质量回流比为26,塔顶冷凝器负荷为-38.03kw,塔底再沸器负荷为42.51kw,压缩机功率为50.287kw,气化器8功率为0.547kw。
本案例中,负荷主要增加在精馏塔4的冷凝器和再沸器这里,冷凝器增加了6.4kw,再沸器增加了11.4kw,而C2H2F2的回收量增加了4.496kg/h,由于C2H2F2市场价值较高,因此本案例采用了较低的温度,-72℃作为分离温度,尽管精馏塔精馏塔的负荷有所提高,但回收了大量的C2H2F2,仍具有显著地经济效益和环境效益。
实施例2
进气口10进口含不凝性气体的精馏排放气的物料流量为3000 kg/h,组成如下:
采用原工艺时,精馏塔塔顶分离温度为-25℃,塔顶分离压力29 barG,塔顶馏出量为5.84kg/h,其中C2H4含量为79.14%(4.622kg/h),质量回流比为85,塔顶冷凝器负荷为-41.406kw,塔底再沸器负荷为40.079kw,压缩机功率为354.2kw,保证后续精馏塔中的C2H4纯度大于99.99%。。
采用自冷回收工艺,分离罐6温度为-30℃。精馏塔塔顶分离温度为-25℃,塔顶分离压力29 barG,塔顶馏出量为6.67kg/h,其中最终C2H2F2排放含量为69.99%(2.832kg/h),质量回流比为82,塔顶冷凝器负荷为-45.62kw,塔底再沸器负荷为44.44kw,压缩机功率为354.617kw,气化器8功率为0.11kw。
本案例中,负荷主要也是增加在精馏塔4的冷凝器和再沸器这里,冷凝器增加了4.214kw,再沸器增加了4.361kw,而C2H2F2的回收量增加了1.79kg/h,采用-30℃作为分离温度,主要是因为C2H4的市场价值相对于C2H2F2来说低很多,如果用较低的分离温度所增加的能耗比回收下来的C2H4市场价值要高,因此本案例采用了较高的温度作为分离温度。
由以上两个案例可知,如排放的产品轻组分价格越是昂贵,获得的经济效益就越大,此外采用本工艺,减少了排放尾气量,本工艺无需改变原有工艺的流程及装置,仅仅在原有工艺上增加一套自冷回收装置即可,改造起来极其便利。有显著的环境效益。
以上所述的两个实施例仅为本发明的其中两个例子而已,凡是涉及到精馏中轻组分产品气与不凝性气体分离的,都可以用本发明工艺进行回收处理。
Claims (11)
1.一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺,其特征在于含不凝性气体的精馏排放气经压缩、冷却、精馏,轻组份产品从塔底流出,含不凝性气体的混合气经自冷后再气液分离,不凝性气体直接排放,液体节流后获得冷量来降低含不凝性气体的混合气的分离温度,经气化后返回压缩机入口,精馏后轻组份产品及其他重组分产品从塔底进入后续精馏塔。
2.根据权利要求1所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺,其特征在于包括如下步骤:
1)含不凝性气体的精馏排放气从进气口进入储罐(1),经压缩机(2)压缩、塔前冷却器(3)冷却后,进入精馏塔(4)精馏;
2)步骤1)中精馏塔(4)塔底物为轻组份产品及其他重组分产品,进入下一步利用;精馏塔(4)塔顶物为含轻组份的不凝性气体混合气,进入自冷换热器(5)中换热后再进入分离罐(6)进行气液分离;
3)步骤2)中分离罐(6)分离出来的气体为不凝性气体,直接从分离罐(6)顶部排放;液体为含不凝性气体的轻组份,从分离罐(6)底部流出,经节流阀(7)降温降压后返回自冷换热器(5)当冷源,给精馏塔顶部排放气降温,换热后进入气化器(8)气化,流入中间储罐(9)后再与进料气混合,一起进入压缩机入口,经该回收工艺改造后,能降低分离罐(6)顶部不凝性气体中的轻组份排放量,提高轻组份的回收率。
3.根据权利要求2所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺,其特征在于含不凝性气体的精馏排放气中,常压时轻组分产品气沸点与不凝性气体沸点相差至少50℃。
4.根据权利要求2所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺,其特征在于分离罐(6)分离温度为-25℃~-150℃。
5.根据权利要求2所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺,其特征在于分离罐(6)分离温度为-40℃~-65℃。
6.根据权利要求2所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺,其特征在于分离罐(6)底部出口与自冷换热器(5)连接,液相经节流后作为冷源用,换热后经气化器(8)气化流入中间储罐(9)后再与进料气混合,一起进入压缩机入口,经该回收工艺改造后,能降低分离罐(6)顶部不凝性气体中的轻组份排放量,提高轻组份的回收率。
7.根据权利要求2所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺,其特征在于步骤2)中精馏塔(4)塔顶馏出量为6~70kg/h,其质量回流比为30~95。
8.根据权利要求2所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺,其特征在于步骤2)中精馏塔(4)塔顶馏出量为9-13 kg/h,其质量回流比为40~60。
9.一种根据权利要求1所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺所用的回收装置,包括依次连接的储罐(1)、压缩机(2)、冷却器(3)及精馏塔(4),其特征在于还包括自冷换热器(5)和分离罐(6),精馏塔(4)塔顶与自冷换热器(5)连接,自冷换热器(5)连接分离罐(6),分离罐(6)顶部设有放空管,分离罐(6)底部通过节流阀(7)依次连接自冷换热器(5)、气化器(8)和中间储罐(9),中间储罐(9)出口连接储罐(1),形成循环。
10.根据权利要求9所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺所用的回收装置,其特征在于分离罐(6)顶部连接膨胀机(11)一端,膨胀机(11)另一端连接自冷换热器(5)、气化器(8)和中间储罐(9),中间储罐(9)出口连接储罐(1),形成循环。
11.根据权利要求9所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺所用的回收装置,其特征在于自冷换热器(5)为自冷多股流换热器。
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