一种环氧乙烷精制系统
阅读说明：本技术 一种环氧乙烷精制系统 (Ethylene oxide refining system ) 是由 杨卫东 蔡兴峰 熊超 祝龙生 刘平君 潘雨 于基仓 储伟伟 于 2021-10-27 设计创作，主要内容包括：本发明公开了一种环氧乙烷精制系统,包括两个串联而成的精制塔A和精制塔B；环氧乙烷水溶液进料至精制塔A,通过再沸器a加热进行分离提纯,精制后的高纯度环氧乙烷从精制塔A产品采出端采出,冷却后输送至环氧乙烷产品输送管道；精制塔A塔釜物料输送至精制塔B进一步提纯,精制后的高纯度环氧乙烷从精制塔B产品采出端采出,冷却后输送至环氧乙烷产品输送管道；精制塔A和精制塔B塔顶物料均进行回流；精制塔B塔釜通过塔釜泵b将物料输送至缓冲罐a。本发明提供的精制系统大幅度的提高了环氧乙烷的产量,符合当下环氧乙烷装置呈现规模化发展的趋势,并且精制塔A可以独立运行,操作灵活,环氧乙烷产量方便根据市场情况进行快速调节。(The invention discloses an ethylene oxide refining system, which comprises a refining tower A and a refining tower B which are connected in series; feeding an ethylene oxide aqueous solution into a refining tower A, heating by a reboiler a for separation and purification, extracting the refined high-purity ethylene oxide from a product extraction end of the refining tower A, cooling and conveying the ethylene oxide to an ethylene oxide product conveying pipeline; conveying the tower kettle material of the refining tower A to a refining tower B for further purification, extracting the refined high-purity ethylene oxide from a product extraction end of the refining tower B, cooling and conveying the ethylene oxide to an ethylene oxide product conveying pipeline; refluxing materials at the tops of the refining tower A and the refining tower B; and the tower B kettle of the refining tower conveys the material to a buffer tank a through a tower kettle pump B. The refining system provided by the invention greatly improves the yield of ethylene oxide, accords with the trend that an ethylene oxide device is developed in a large scale at present, can independently operate the refining tower A, is flexible to operate, and can conveniently and quickly adjust the yield of the ethylene oxide according to market conditions.)
技术领域
本发明涉及化工设备技术领域，具体而言涉及一种环氧乙烷精制系统。
背景技术
近年来大型石化装置建成和拟建数量增长，乙烯制乙二醇产能快速扩张，全国乙二醇产能已经过剩，且煤制乙二醇技术越来越成熟，乙二醇价格持续波动下行，环氧乙烷/乙二醇装置面临着巨大的压力。虽然乙二醇利润持续走低，但是环氧乙烷依然具有着高利润，并且环氧乙烷下游衍生物较多，应用广泛，市场需求量大。因此，这就刺激着我们一方面进一步的对环氧乙烷下游应用领域的广度和深度进行挖掘和加深，另一方面想办法改进装置、改进工艺提高环氧乙烷的产量，从而适应市场的需求。
以前的环氧乙烷装置产能都比较小，年产量都在10万吨以下；近年来，随着环氧乙烷产品的开发以及市场需求的挖掘，环氧乙烷产能在不断提高，呈现规模化、技术化发展趋势，单套装置的环氧乙烷产能不断提高。但是目前环氧乙烷精制塔的产能仍然受限，单套装置仍无法达到70万吨/年的生产能力。
目前，各个企业也都在想办法提高环氧乙烷的产能，常用办法就是调整环氧乙烷精制塔的工艺参数，比如降低回流比，提高产品采出等，但是这样调整收到产品质量限制，很容易造成产品不合格。另外，有的还采用对精制塔进行改造，扩大单塔的产量等，环氧乙烷产量会得到明显提升，但是产量仍然大幅受限，无法达到70万吨/年的生产能力，如果一味的大幅对精制塔塔体加大，一方面制造困难，设备投资大；另一方面，操作困难，装置低负荷下，很难运行。
如申请号为CN201210055061.9的发明专利中公开了一种乙二醇转产精环氧乙烷的装置及方法。装置包括精制塔和塔釜再沸器，精制塔顶依次连接冷凝器、深冷器和回流罐后，分成管路a和管路b，管路a连接精制塔顶部，精制塔设置侧线排醛线，塔釜再沸器为浸没式安装，并且为蒸汽加热；精制塔塔釜设置釜液冷却器，精制塔釜出口连接釜液冷却器后先与侧线排醛线合并，再与管路b合并后送入乙二醇生产系统。又如申请号为CN201610104471.6的发明专利中公开了一种生产精制环氧乙烷的装置及方法，该装置包括：EO产品塔、EO排醛塔、冷凝器、回流罐及EO回流泵；EO产品塔顶依次连接冷凝器、回流罐及EO回流泵，EO回流泵出口管路连接EO产品塔顶部；EO产品塔侧线设有EO排醛线与EO排醛塔相连，EO排醛塔顶气相管线与EO产品塔相连；其中，所述EO产品塔本体内部设置有富EO吸收水精制腔；所述富EO吸收水精制腔由上至下依次包括汽相及液相连通的EO精制段、EO提浓段和EO汽提段。
发明内容
针对现有技术中存在的问题，本发明的目的在于提供一种环氧乙烷精制系统，采用将两个不同结构的精制塔串联的方式，大幅度的提高环氧乙烷的产量，并且精制塔A可以独立运行，操作灵活，装置负荷调整具备灵活性，环氧乙烷产量可以根据市场情况进行快速调节。
本发明解决技术问题所采用的技术方案是：一种环氧乙烷精制系统，所述环氧乙烷精制系统包括两个串联而成的精制塔，分别为精制塔A和精制塔B；环氧乙烷水溶液进料至精制塔A，通过精制塔A的再沸器a加热进行分离提纯，精制后的高纯度环氧乙烷从精制塔A产品采出端采出，经过冷却器c冷却后，通过产品输送泵a输送至环氧乙烷产品输送管道；精制塔A塔釜剩余的环氧乙烷水溶液再通过塔釜泵a输送至精制塔B进行进一步提纯，精制后的高纯度环氧乙烷从精制塔B产品采出端采出，经过冷却器f冷却后，通过产品输送泵b输送至环氧乙烷产品输送管道；所述精制塔A塔顶的出料端和所述精制塔B塔顶的出料端均分别通过管道与回流罐相连，回流罐出料端通过回流泵输送塔顶物料分别进入精制塔A和精制塔B进行回流；所述精制塔B塔釜出料端与塔釜泵b相连，通过塔釜泵b将物料输送至缓冲罐a。
进一步地，所述精制塔A为板式塔；所述精制塔B采用的是上部板式塔、下部填料塔结构；所述精制塔B填料上部的第一块塔盘为高纯度环氧乙烷产品采出塔盘。
进一步地，所述精制塔A和精制塔B上分别连接脱盐水管路a和脱盐水管路b；采用脱盐水进行冲洗，用来脱除产品中的醛。
进一步地，所述精制塔A塔釜物料输送至精制塔B的精制塔B进料管路上连接有脱醛管路a，所述脱醛管路a连接至缓冲罐b，所述脱醛管路a上设置流量调节阀m，保持一股小流量塔釜物料去缓冲罐b，脱除精制塔A塔釜物料中的醛；所述精制塔A的塔顶连接有脱醛管路b，所述脱醛管路b连接至缓冲罐b；所述脱醛管路b上设置流量调节阀b，保持一股小流量塔顶物料去缓冲罐b，脱除精制塔A塔顶物料中的醛。
进一步地，所述脱醛管路a的管路尺寸与精制塔B进料管路的管路尺寸相同，所述精制塔B进料管路上设有切断阀，保证精制塔A可以独立运行，将所述精制塔A独立运行时，所述精制塔A的塔釜物料全部经过所述脱醛管路a切换至缓冲罐b。
进一步地，所述精制塔B的塔顶连接有脱醛管路c，所述脱醛管路c连接至缓冲罐b；所述脱醛管路c上设置流量调节阀f，保持一股小流量塔顶物料去缓冲罐b，脱除精制塔B塔顶物料中的醛；所述精制塔B的下部设有一排醛线，所述排醛线与所述脱醛管路c相连，通过排醛泵将精制塔B下部物料输送至缓冲罐b，所述排醛线上设置流量调节阀h，保持一股小流量物料去缓冲罐b，脱除精制塔B塔釜物料中的醛。
进一步地，所述脱醛管路a、脱醛管路b、脱醛管路c、缓冲罐b均与釜液输送管路a相连，所述釜液输送管路a与下游单元相连，将环氧乙烷输送至乙二醇工段作为进料生产乙二醇。
进一步地，所述缓冲罐a与釜液输送管路b和釜液输送管路c相连；所述釜液输送管路b和釜液输送管路c与下游单元相连，输送至乙二醇工段作为水进料生产乙二醇。
进一步地，所述精制塔A塔釜物料中环氧乙烷浓度为53±1 wt%，水浓度为47±1wt%；所述精制塔B塔釜物料中环氧乙烷浓度为0 wt%，水浓度为99.9±0.05 wt%。
进一步地，所述缓冲罐a上连有输送泵a，所述缓冲罐b上连有输送泵b；所述输送泵a和输送泵b的出口分别设置冷却器g和冷却器h，分别用于冷却缓冲罐a和缓冲罐b中物料。
进一步地，所述精制塔A再沸器a热源采用环氧乙烷吸收液对精制塔A进行加热；所述精制塔B再沸器b热源采用低压蒸汽对精制塔B进行加热。
进一步地，所述精制塔A塔顶冷却器a的冷源采用冷却水，冷却器b的冷源采用冷冻水；所述精制塔B塔顶冷却器d的冷源采用冷却水，冷却器e的冷源采用冷冻水。
上述环氧乙烷精制系统的工作方式如下：77±2 wt%的环氧乙烷水溶液首先进料至精制塔A，通过再沸器a加热精制塔A，塔釜温度控制在62±1 ℃，塔压控制在0.35±0.05MPaG，上升物料通过精制塔A进行汽液分离对环氧乙烷水溶液进行提纯，塔顶物料通过冷却器a和冷却器b二级冷却至29±1 ℃后进入回流罐a，再通过回流泵a输送至精制塔A，通过流量调节阀a控制回流量，同时从回流泵a出口抽出一小股流量用于精制塔A塔顶物料的排醛。高纯度环氧乙烷产品从侧线采出经冷却器c冷却至20±1 ℃后，通过产品输送泵a输送至产品输送管路，正常工况下，产品采出为50±1 T/H。精制塔A塔釜为53±1 wt%的环氧乙烷水溶液，通过塔釜泵a输送至精制塔B作为精制塔B进料，同时精制塔A塔釜物料抽出一股小流量物料进行排醛至缓冲罐b，如果采用精制塔A单塔运行时，通过关闭切断阀，调节流量调节阀m，将塔釜物料输送至缓冲罐b。精制塔B通过再沸器b进行加热，塔釜温度控制在147±1℃，塔压控制在0.35±0.05 MPaG，上升物料通过精制塔B进行汽液分离对环氧乙烷水溶液进行提纯，塔顶物料通过冷却器d和冷却器e二级冷却至29±1 ℃后进入回流罐b，再通过回流泵b输送至精制塔B，通过流量调节阀e控制回流量，同时从回流泵b出口抽出一小股流量用于精制塔B塔顶物料的排醛。高纯度环氧乙烷产品从侧线采出经冷却器f冷却至20±1 ℃后，通过产品输送泵b输送至产品输送管路，正常工况下，产品采出为37±1 T/H。精制塔B塔釜为99.9±0.05 wt%的水溶液，通过塔釜泵b输送至缓冲罐a作为下游乙二醇工段水进料。同时在精制塔B的填料段设置一根排醛线，通过排醛泵输送至缓冲罐b，提高精制塔B的产品质量。当精制塔A或精制塔B产品含醛量高时，可通过提高脱盐水管路a和脱盐水管路b中的脱盐水量进行吸收调节。
本发明的有益效果是：与现有技术相比，本发明提供的环氧乙烷精制系统，采用将两个精制塔串联的方式，大幅度的提高了环氧乙烷的产量，环氧乙烷产量能达到70万吨/年，符合当下环氧乙烷装置呈现规模化发展的趋势。精制系统采用精制塔A和精制塔B串联的方式，避免了采用单塔时塔径、塔高设计过大，不利于操作，而且增加了装置风险；精制塔A采用板式塔，处理能力大，避免了环氧乙烷的聚合风险。精制塔B采用上板式下填料的型式，利用填料塔传质效率高的特点，设计上比相应的板式塔板数要少，避免了精制塔B塔高设计过高，带来安全风险，同时精制塔B上部采用板式塔盘，提高了脱醛效果，保证了产品质量。精制塔A和精制塔B串联使用，可以将环氧乙烷基本全部回收产出，同时回收精制塔B塔釜水物料用于下游乙二醇工段反应，减小了下游乙二醇工段工艺凝液用量。并且精制塔A可以独立运行，操作灵活，环氧乙烷产量方便根据市场情况进行快速调节。
附图说明
图1为本发明提供的环氧乙烷精制系统的结构示意图。
其中，1-环氧乙烷水溶液进料管路；2-脱盐水管路a；3-精制塔A；4-冷却器a；5-冷却器b；6-回流罐a；7-流量调节阀a；8-回流泵a；9-流量调节阀b；10-流量调节阀c；11-冷却器c；12-产品输送泵a；13-流量调节阀d；14-塔釜泵a；15-再沸器a；16-脱醛管路a；17-产品采出管路a；18-精制塔B进料管路；19-脱醛管路b；20-脱盐水管路b；21-精制塔B；22-冷却器d；23-冷却器e；24-回流罐b；25-流量调节阀e；26-回流泵b；27-流量调节阀f；28-脱醛管路c；29-冷却器f；30-产品输送泵b；31-流量调节阀g；32-流量调节阀h；33-产品采出管路b；34-排醛泵；35-流量调节阀i；36-塔釜泵b；37-再沸器b；38-缓冲罐a；39-冷却器g；40-流量调节阀j；41-输送泵a；42-产品输送管路；43-缓冲罐b；44-冷却器h；45-流量调节阀k；46-输送泵b；47-釜液输送管路a；48-釜液输送管路b；49-釜液输送管路c；50-流量调节阀m；51-切断阀；52-排醛线。
具体实施方式
下面通过具体实施例来进一步说明本发明。但这些实例仅用于说明本发明而不用于限制本发明的范围。
实施例
如图1所示，一种环氧乙烷精制系统，所述环氧乙烷精制系统包括两个串联而成的精制塔，分别为精制塔A3和精制塔B21；环氧乙烷水溶液经环氧乙烷水溶液进料管路1进料至精制塔A3，通过精制塔A3的再沸器a15加热进行分离提纯，精制后的高纯度环氧乙烷从精制塔A3的产品采出管路a17采出，经过冷却器c11冷却后，通过产品输送泵a12输送至环氧乙烷产品输送管道；精制塔A3塔釜剩余的环氧乙烷水溶液再通过塔釜泵a14经精制塔B21进料管路18输送至精制塔B21进行进一步提纯，精制后的高纯度环氧乙烷从精制塔B21的产品采出管路b33采出，经过冷却器f29冷却后，通过产品输送泵b30输送至环氧乙烷产品输送管道。所述精制塔A3塔顶出料端通过管道与回流罐a6相连，回流罐a6出料端通过回流泵a8输送塔顶物料进入精制塔A3进行回流。所述精制塔B21塔顶出料端通过管道与回流罐b24相连，回流罐b24出料端通过回流泵b26 输送塔顶物料进入精制塔B21进行回流。所述精制塔B21塔釜出料端与塔釜泵b36相连，通过塔釜泵b36将物料输送至缓冲罐a38。
所述精制塔A3为板式塔；所述精制塔B21采用的是上部板式塔、下部填料塔结构；所述精制塔B21上部的第一块塔盘为高纯度环氧乙烷产品采出塔盘。
所述精制塔A3和精制塔B21上分别连接脱盐水管路a2和脱盐水管路b20；采用脱盐水进行冲洗，用来脱除产品中的醛。所述精制塔A3塔釜物料输送至精制塔B21的精制塔B进料管路18上连接有脱醛管路a16，所述脱醛管路a16连接至缓冲罐b43，所述脱醛管路a16上设置流量调节阀m50，保持一股小流量塔釜物料去缓冲罐b43，脱除精制塔A3塔釜物料中的醛；所述精制塔A3的塔顶连接有脱醛管路b19，所述脱醛管路b19连接至缓冲罐b43；所述脱醛管路b19上设置流量调节阀b9，保持一股小流量塔顶物料去缓冲罐b43，脱除精制塔A3塔顶物料中的醛。所述脱醛管路a16的管路尺寸与精制塔B进料管路18的管路尺寸相同，所述精制塔B进料管路18上设有切断阀51，保证精制塔A3可以独立运行，将所述精制塔A3独立运行时，所述精制塔A3的塔釜物料全部经过所述脱醛管路a16切换至缓冲罐b43。
所述精制塔B21的塔顶连接有脱醛管路c28，所述脱醛管路c28连接至缓冲罐b43；所述脱醛管路c28上设置流量调节阀f27，保持一股小流量塔顶物料去缓冲罐b43，脱除精制塔B21塔顶物料中的醛；所述精制塔B21的下部设有一排醛线52，所述排醛线52与所述脱醛管路c28相连，通过排醛泵34将精制塔B21下部物料输送至缓冲罐b43，所述排醛线52上设置流量调节阀h32，保持一股小流量物料去缓冲罐b43，脱除精制塔B21塔釜物料中的醛。所述脱醛管路a16、脱醛管路b19、脱醛管路c28、缓冲罐b43均与釜液输送管路a47相连，所述釜液输送管路a47与下游单元相连，将环氧乙烷输送至乙二醇工段作为进料生产乙二醇。
所述缓冲罐a38与釜液输送管路b48和釜液输送管路c49相连；所述釜液输送管路b48和釜液输送管路c49与下游单元相连，输送至乙二醇工段作为水进料生产乙二醇。所述精制塔A3塔釜物料中环氧乙烷浓度为53±1 wt%，水浓度为47±1 wt%；所述精制塔B21塔釜物料中环氧乙烷浓度为0 wt%，水浓度为99.9±0.05 wt%。所述缓冲罐a38上连有输送泵a41，所述缓冲罐b43上连有输送泵b46；所述输送泵a41和输送泵b46的出口分别设置冷却器g39和冷却器h44，分别用于冷却缓冲罐a38和缓冲罐b43中物料。
所述精制塔A3再沸器a15热源采用环氧乙烷吸收液对精制塔A3进行加热；所述精制塔B21再沸器b37热源采用低压蒸汽对精制塔B21进行加热。所述精制塔A3塔顶冷却器a4的冷源采用冷却水，冷却器b5的冷源采用冷冻水；所述精制塔B21塔顶冷却器d22的冷源采用冷却水，冷却器e23的冷源采用冷冻水。
所述产品采出管路a17上设有流量调节阀c10；所述精制塔B进料管路18上设有流量调节阀d13；所述产品采出管路b33上设有流量调节阀g31；所述精制塔B21塔釜出料管线上设有流量调节阀i35；所述输送泵a41所在的管线上设有流量调节阀j40；所述输送泵b46所在的管线上设有流量调节阀k45。
上述环氧乙烷精制系统的工作方式如下：77±2 wt%的环氧乙烷水溶液首先进料至精制塔A3，通过再沸器a15加热精制塔A3，塔釜温度控制在62±1 ℃，塔压控制在0.35±0.05 MPaG，上升物料通过精制塔A3进行汽液分离对环氧乙烷水溶液进行提纯，塔顶物料通过冷却器a4和冷却器b5二级冷却至29±1 ℃后进入回流罐a6，再通过回流泵a8输送至精制塔A3，通过流量调节阀a7控制回流量，同时从回流泵a8出口抽出一小股流量用于精制塔A3塔顶物料的排醛。高纯度环氧乙烷产品从侧线采出经冷却器c11冷却至20±1 ℃后，通过产品输送泵a12输送至产品输送管路42，正常工况下，产品采出为50±1 T/H。精制塔A3塔釜为53±1 wt%的环氧乙烷水溶液，通过塔釜泵a14输送至精制塔B21作为精制塔B21进料，同时精制塔A3塔釜物料抽出一股小流量物料进行排醛至缓冲罐b43，如果采用精制塔A3单塔运行时，通过关闭切断阀51，调节流量调节阀m50，将塔釜物料输送至缓冲罐b43。精制塔B21通过再沸器b37进行加热，塔釜温度控制在147±1 ℃，塔压控制在0.35±0.05 MPaG，上升物料通过精制塔B21进行汽液分离对环氧乙烷水溶液进行提纯，塔顶物料通过冷却器d22和冷却器e23二级冷却至29±1 ℃后进入回流罐b24，再通过回流泵b26输送至精制塔B21，通过流量调节阀e25控制回流量，同时从回流泵b26出口抽出一小股流量用于精制塔B21塔顶物料的排醛。高纯度环氧乙烷产品从侧线采出经冷却器f29冷却至20±1 ℃后，通过产品输送泵b30输送至产品输送管路42，正常工况下，产品采出为37±1 T/H。精制塔B21塔釜为99.9±0.05 wt%的水溶液，通过塔釜泵b36输送至缓冲罐a38作为下游乙二醇工段水进料。同时在精制塔B21的填料段设置一根排醛线52，通过排醛泵34输送至缓冲罐b43，提高精制塔B21的产品质量。当精制塔A3或精制塔B21产品含醛量高时，可通过提高脱盐水管路a2和脱盐水管路b20中的脱盐水量进行吸收调节。
采用将两个精制塔串联的方式，大幅度的提高了环氧乙烷的产量，环氧乙烷产量能达到70万吨/年，符合当下环氧乙烷装置呈现规模化发展的趋势，并且精制塔A 3可以独立运行，操作灵活，环氧乙烷产量方便根据市场情况进行快速调节。
以上实施方式仅用于说明本发明，而并非对本发明的限制，有关技术领域的普通技术人员，在不脱离本发明的精神和范围的情况下，还可以做出各种变化和变型，因此所有等同的技术方案也属于本发明的范畴，本发明的专利保护范围应由权利要求限定。
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