纯化设备及使用该纯化设备的纯化方法

摘要

本发明涉及一种纯化设备及使用该纯化设备的纯化方法。本发明可提供一种在蒸馏原料的工序中，可通过在蒸馏塔中最大限度地利用内部热源并减少外部能量的使用来改善整个工序的能量效率的纯化设备及纯化方法。

说明书

技术领域

本发明涉及一种用于蒸馏和纯化原料的设备和方法。

背景技术

通常地，各种各样的原料(如原油)很大程度上是多种化学材料的混合物， 其本身在工业上很少使用，并且经常是在被分离为各种化合物之后使用。分离 所述混合物的化工工艺的代表是蒸馏工艺。

在所述蒸馏工艺中要解决的问题是用最少的能量改善分离效率。

发明内容

[技术问题]

因此，本发明的一个目的在于提供一种用于蒸馏和纯化原料的设备和方 法，所述设备和方法能够最大限度地利用蒸馏塔中的内部热源以减少外部能量 的使用。

[技术方案]

本发明涉及一种纯化设备。在一个实施方式中，所述纯化设备包括第一蒸 馏部分、第二蒸馏部分和热交换器。图1图示了一个示例性的纯化设备100。 如图1所示，本发明的纯化设备100的第一蒸馏部分包括具有导入原料的第一 原料进料口103并蒸馏所导入的原料的第一蒸馏塔101、冷凝由第一蒸馏塔101 的顶部排出的顶部流体并将一部分所述顶部流体返回所述第一蒸馏塔的第一 冷凝器104、以及传输由第一蒸馏塔101的下部排出的材料的第一排放路径11。 此外，本发明的纯化设备100的第二蒸馏部分包括具有导入原料的第二原料进 料口105并蒸馏所导入的原料的第二蒸馏塔102、冷凝由第二蒸馏塔102的顶 部排出的顶部流体并将一部分所述顶部流体返回第二蒸馏塔102的第二冷凝 器106、加热由第二蒸馏塔102的底部排出的底部流体并将一部分所述底部流 体返回第二蒸馏塔102的第二再沸器107，以及传输由第二蒸馏塔102的底部 排出的材料的第二排放路径12。此外，在由第二蒸馏塔102的顶部排出的顶 部流体被导入第二冷凝器106之前，本发明的纯化设备100的热交换器108 在由第二蒸馏塔102的顶部排出的顶部流体与由第一蒸馏塔101的底部排出的 底部流体之间进行热交换。在这里，至少一部分或全部的由第一蒸馏塔101 的底部排出的底部流体可返回第一蒸馏塔101的底部。在本发明中，热交换器 108可将热量从由第二蒸馏塔102的顶部排出的高温顶部流体转移至由第一蒸 馏塔101的底部排出的底部流体。流经热交换器108的第二蒸馏塔102的顶部 流体可被排放至第二冷凝器106。随着热交换器108的使用，第二蒸馏塔102 的顶部流体可以较低的温度被排放至第二冷凝器106，且第一蒸馏塔101的底 部流体可被加热以流回第一蒸馏塔101。

如图2所示，本发明的示例性纯化设备200可进一步包括第一再沸器209， 其加热由第一蒸馏塔201的底部排出的底部流体并将一部分所述底部流体返 回至第一蒸馏塔201。如图2所示，第一再沸器209可加热不同于流经所述热 交换器的第一蒸馏塔201的底部流体之外的另一底部流体，并将一部分所述另 一底部流体回流至第一蒸馏塔201，但并不仅限于此。例如，尽管在附图中并 未显示，第一再沸器209可加热流经所述热交换器的第一蒸馏塔201的底部流 体，并回流至少部分的所述底部流体。流经第一再沸器209的底部流体可流回 第一蒸馏塔201。因此，第一蒸馏塔201的底部流体通过由热交换器208传递 的热源来加热。因此，可减少在第一再沸器209中用于加热底部流体的能量。

在一个实施方式中，可控制本发明的第二蒸馏塔102的运行压力P2高于 第一蒸馏塔101的运行压力P1。例如，所述第二蒸馏塔的运行压力P2与所述 第一蒸馏塔的运行压力P1之间的差异可在0.25至3.5kg/cm²g、1至3.3 kg/cm²g、1.5至3.0kg/cm²g、或2.0至2.8kg/cm²g的范围。在一个实施方式中， 所述第一蒸馏塔的运行压力P1与所述第二蒸馏塔的运行压力P2之比P1/P2 可在0.02至0.85、0.03至0.80、0.05至0.73、0.08至0.70、0.10至0.67、0.1 至0.65、0.1至0.60、或0.1至0.55的范围。通过控制如上所述的第一和第二 蒸馏塔101和102的压力，则如下所述可以控制所述第一蒸馏塔的底部流体的 温度和所述第二蒸馏塔的顶部流体的温度，并因此可有效利用内部能量。

为了交换第二蒸馏塔102的顶部流体与第一蒸馏塔101的底部流体之间的 热量，可以所述顶部流体与所述底部流体之间产生的温度差在5℃至25℃、 10℃至23℃、15℃至22℃、或18℃至22℃的范围的方式控制工序。具体而言， 所述第一蒸馏塔的底部流体的温度T1与所述第二蒸馏塔的顶部流体的温度T2 之比T1/T2可在0.5至0.96、0.53至0.95、0.55至0.94、0.57至0.93、0.60至 0.92、0.65至0.90、0.70至0.90、或0.75至0.85的范围。此温度比值可通过， 但不限于，如上所述的控制第一或第二蒸馏塔的压力的方法来实现。

在一个实施方式中，所述第二蒸馏塔的运行压力可在1.5至3.5kg/cm²g、 2.0至3.3kg/cm²g、2.3至3.0kg/cm²g、或2.5至2.9kg/cm²g的范围。此外， 所述第一蒸馏塔的运行压力可在0.1至1.5kg/cm²g、0.15至1.0kg/cm²g、或 0.2至0.8kg/cm²g的范围。在本发明中，除非本文中另有定义，否则所述运行 压力为所述蒸馏塔的顶部的运行压力。所述运行压力并不作特别的限定，只要 其满足所述第一蒸馏塔的运行压力P1与所述第二蒸馏塔的运行压力P2之比 P1/P2即可。在本发明中，所述流体之间的热量在所述运行压力的控制下进行 交换，且可通过现有工序之间的热交换而不是使用外部热源来改善工序的能量 效率

此外，如图3所示，在另一个实施方式中，本发明的纯化设备300可进一 步包括回收单元310，其回收由第一排放路径11或第二排放路径12排出的材 料。回收单元310可从由第一排放路径11和第二排放路径12中的至少一个排 出的材料中回收一些有效组分。

与此同时，作为针对第一蒸馏塔101的底部流体与第二蒸馏塔102的顶部 流体之间的热交换的规划，除了调节所述压力之外，第一蒸馏塔101的一部分 顶部产物可被排放至第一蒸馏塔101的底部流体中。将第一蒸馏塔101下部的 高温底部流体与所述第一蒸馏塔的一部分低温顶部产物混合。由此，相对降低 了所述底部流体中具有高沸点的材料的浓度，并降低了第一蒸馏塔101的全部 底部流体的温度。在第一蒸馏塔101的底部流体与第二蒸馏塔102的顶部流体 之间的关系中，可满足上述温度比值T1/T2。将第一蒸馏塔101的顶部产物排 放至第一蒸馏塔101的底部流体中的方法不作特别的限定，且可采用本领域的 常规方法来实现。在一个实施方式中，如下所述采用第一蒸馏塔101的第一排 放路径11来控制流速，因而所述第一蒸馏塔的顶部产物可被排放至流入第一 排放路径11的所述底部流体或下部排放材料中，但所述实施方式并不仅限于 此。

此处所用的术语“顶部产物”指的是在所述第一或第二蒸馏塔的顶部产生 并且具有相对较低的沸点的富含低沸点组分的材料，而此处所用的术语“底部 产物”指的是在所述第一或第二蒸馏塔的底部产生且具有相对较高的沸点的富 含高沸点组分的材料。在这里，所述术语“富含低沸点组分的材料”指的是其 中在所述顶部产生并且具有相对较低沸点的低沸点组分的含量高于原料中所 含的低沸点、高沸点或和中等沸点组分的各个含量的材料。例如，所述富含低 沸点组分的材料可指的是其中所含的所述低沸点组分的含量等于或大于80重 量％、90重量％、95重量％或99重量％的产物。此外，所述术语“富含高沸 点组分的材料”指的是其中在所述底部产生并且具有相对较高沸点的高沸点组 分的含量高于原料中所含的低沸点、高沸点或和中等沸点组分的各个含量的材 料。例如，所述富含高沸点组分的材料可指的是其中所含的所述高沸点组分的 含量等于或大于80重量％、90重量％、95重量％或99重量％的产物。此外， 此处所用的术语“顶部”指的是所述第一或第二蒸馏塔的上部，且可具体指的 是基于供给所述原料的第一或第二原料进料口的所述蒸馏塔的上部。此外，此 处所用的术语“底部”指的是所述第一或第二蒸馏塔的下部，且可具体指的是 基于供给所述原料的第一或第二原料进料口的所述蒸馏塔的下部。

如上所述，必要时为了最大化热交换效率，有必要进一步降低第一蒸馏塔 301的底部流体的温度。在此情况下，可控制由所述下部排出的材料经过所述 第一蒸馏塔的第一排放路径11的流速。在这里，可利用回收单元310从所排 出的材料中额外回收一些有效组分。

在本发明的具体实施例中，流出第一排放路径11的材料的流速V2与流 入所述第一原料进料口的原料的流速V1之比V2/V1可在0.0009至0.005、0.001 至0.004、0.0015至0.0035、0.0016至0.0034、0.0017至0.0033、0.0018至0.0032、 0.0019至0.0031、0.002至0.003、0.0021至0.0029或0.0022至0.0028的范围。 此外，流出第二排放路径12的材料的流速V4与流入所述第二原料进料口的 原料的流速V3之比V4/V3可在0.0009至0.004、0.001至0.003、0.001至0.0025、 0.0011至0.0024、0.0012至0.0023、0.0013至0.0022、0.0014至0.0021或0.0015 至0.002的范围。在一个实施方式中，在本发明的纯化设备中，V2/V1的值可 大于V4/V3的值。即可控制流出所述第一蒸馏塔的下部的材料的流速较大。 由所述回收单元回收的材料的流速V6与流入所述第一和第二原料进料口的原 料的总流速V5之比V6/V5可在0.001至0.005、0.0012至0.0045、0.0013至 0.004、0.0014至0.0035、0.0015至0.003或0.0016至0.0025的范围。如上所 述，在包含所述第一和第二蒸馏塔的本发明的纯化设备中控制所述流速。因而 在本发明中可更有效地利用所需的内部能量。具体地说，控制流出第一排放路 径11的材料的流速V2与流入所述第一原料进料口的原料的流速V1之比 V2/V1，因而控制流出所述第一蒸馏塔的下部的材料的量以能够将所述第一蒸 馏塔的顶部产物排放至所述底部流体中。因此，可如上所述控制所述第一蒸馏 塔的底部温度并可有效进行热交换。此外，控制流出第二排放路径12的材料 的流速V4与流入所述第二原料进料口的原料的流速V3之比V4/V3，因而可 如上所述控制所述第二蒸馏塔的顶部或底部温度。另外，控制由所述回收单元 回收的材料的流速V6与流入所述第一或第二原料进料口的原料的总流速V5 之比V6/V5。因而可更有效地回收有效材料并改善所有工序的效率。

在一个实施方式中，本发明的纯化设备可进一步包括连接路径13，其将 回收单元310的蒸汽相传送至第一蒸馏塔301的下部。回收单元310的上部的 蒸汽相可被传送至第一蒸馏塔301的下部。即可回收和利用供应至所述回收单 元的全部能量。这样一来，将回收单元310的蒸汽相导入第一蒸馏塔301的下 部，因而所述回收单元可实现与所述再沸器相同的功能。在一个实施方式中， 通过连接路径13流入所述第一蒸馏塔的下部的材料的流速V7与由所述回收 单元回收的材料的流速V6之比V7/V6在0.5至0.95、0.55至0.93、0.60至0.90、 0.65至0.89、0.67至0.88、0.7至0.87、0.75至0.86或0.77至0.85的范围。 如上所述，控制由所述回收单元回收的材料的流速和通过所述连接路径流入所 述第一蒸馏塔的下部的材料的流速。因而利用所述回收单元的热源可改善所有 过程的能量效率。

在本发明中，所述原料不作特别的限定。在一个实施方式中，本发明的第 一和第二蒸馏塔可用于，但不局限于，溶剂回收工艺。本发明的纯化设备可适 用于分离混合物的化工工艺的情况，而不受限制。因此，通过回收单元310 回收的一些有效组分可以是溶剂。所述溶剂可包括，但不局限于，正己烷。

本发明还涉及原料的纯化方法。所述纯化方法可利用，例如，上述的纯化 设备来实现。示例性的纯化方法可包括将第一原料导入第一蒸馏塔101的工 序、将第二原料导入第二蒸馏塔102的工序、在第一和第二蒸馏塔101和102 的每一个中将各自导入的原料分离为顶部和底部流体的工序、以及在流出第二 蒸馏塔102的顶部的顶部流体与流出第一蒸馏塔101的底部的底部流体之间进 行热交换的工序。在一个实施方式中，热交换可通过在所述热交换工序中进行 热交换而现有的工序之间进行而不是外部热源进行。如上所述可控制所述第一 和第二蒸馏塔中的至少一个的运行压力或温度。此外，如上所述可控制所述第 一和第二蒸馏塔中的至少一个的流体的流速。

在一个实施方式中，本发明的纯化方法可进一步包括回收流出所述第一蒸 馏塔或所述第二蒸馏塔的下部的材料的工序。即可通过上述的回收单元回收通 过所述第一蒸馏塔的第一排放路径11或所述第二蒸馏塔的第二排放路径12流 出各个蒸馏塔的下部的材料。此外，所述纯化方法可进一步包括将回收工序中 产生的蒸汽相传送至所述第一蒸馏塔的下部的工序。即通过所述回收单元的连 接路径13可将所述蒸汽相传送至所述第一蒸馏塔的下部。本发明的纯化方法 可在所述回收工序中回收溶剂。

在本发明的具体实施例中，如上所述，所述纯化方法可基于第一蒸馏塔 301的底部流体与第二蒸馏塔302的顶部流体之间的温度差进行热交换。在一 个实施方式中，为了所述热交换的目的，如上所述，将第一或第二蒸馏塔301 或302的底部流体排出。由此，可控制第一蒸馏塔301的底部流体的温度和第 二蒸馏塔302的顶部流体的温度。例如，在本发明的纯化方法中，作为在第一 蒸馏塔101的底部流体与第二蒸馏塔102的顶部流体之间进行热交换的工序， 除了调节压力之外，可将第一蒸馏塔101的一部分的顶部产物排放至第一蒸馏 塔101的底部流体中。

将第一蒸馏塔101的下部的高温底部流体与所述第一蒸馏塔的一部分的 低温顶部产物混合。由此，相对降低了所述底部流体中具有高沸点的材料的浓 度，并降低了第一蒸馏塔101的全部底部流体的温度。在第一蒸馏塔101的底 部流体与第二蒸馏塔102的顶部流体之间的关系中，可满足上述温度比值 T1/T2。将第一蒸馏塔101的顶部产物排放至第一蒸馏塔101的底部流体中的 方法不作特别的限定，且可采用本领域的常规工序来实现。在一个实施方式中， 如下所述采用第一蒸馏塔101的第一排放路径11来控制流速，因而所述第一 蒸馏塔的顶部产物可被排放至所述底部流体中，但所述实施方式并不仅限于 此。

[有益效果]

本发明的纯化设备和方法在蒸馏原料的工序中充分利用了所述蒸馏塔中 的内部热源，并减少了外部热源的使用，因而使得其可以改善所用工序的能量 效率。

附图说明

图1至3图示了根据本发明的实施方式的纯化设备；以及

图4图示了现有技术的纯化设备。

[附图标记说明]

100、200、300、400：纯化设备

101、201、301、401：第一蒸馏塔

102、202、302、402：第二蒸馏塔

103、203、303、403：第一原料进料口

104、204、304、404：第一冷凝器

105、205、305、405：第二原料进料口

106、206、306、406：第二冷凝器

107、207、307、407：第二再沸器

108、208、308：热交换器

209、309、409：第一再沸器

310：回收单元

11：第一排放路径

12：第二排放路径

13：连接路径

具体实施方式

下文中，本发明将基于实施例和对比实施例更加详细地进行描述。然而， 本发明的范围并不受以下实施例所限定。

实施例1

如图1所示，利用所述纯化设备回收正己烷。具体而言，将包含正己烷的 原料导入所述纯化设备中，并进行分离工序。在这里，所述纯化设备的第一蒸 馏塔以以下方式设置：运行压力在其顶部被设定为约0.3Kg/cm²g，运行温度 在其顶部被设定为约77℃且在其底部被设定为约95℃，以及第二蒸馏塔以以 下方式设置：在其顶部将运行压力在其顶部被设定为约2.8Kg/cm²g，在其顶 部将运行温度在其顶部被设定为约117℃且在其底部被设定为约134℃。将排 放至所述第一蒸馏塔的底部的一部分底部流体通过热交换器流回所述第一蒸 馏塔。此外，将所述第一蒸馏塔的顶部的一部分顶部流体通过冷凝器再次导入 第一蒸馏塔中，并将另外的部分分离为产物。此外，将所述第二蒸馏塔的顶部 的一部分顶部流体依次通过所述热交换器和冷凝器冷凝并流回所述第二蒸馏 塔，以及将另外的部分依次通过所述热交换器和冷凝器冷凝并作为产物储存。 此外，由所述第二蒸馏塔的底部排出的一部分底部流体流经再沸器，并流回所 述第二蒸馏塔中。此外，将流出所述第一和第二蒸馏塔的下部的材料分别经由 第一和第二排放路径传送。

在所述工序中，控制流入所述第一原料进料口的原料的流速V1为22吨/ 小时，控制排放至所述第一排放路径的材料的流速V2为0.05吨/小时，控制 流入所述第二原料进料口的原料的流速V3为45吨/小时，以及控制排放至所 述第二排放路径的材料的流速V4为0.07吨/小时。

实施例2

如图2所示，除了将所述第一蒸馏塔的不同于流经热交换器的底部流体的 另一底部流体用再沸器加热并将其流回所述第一蒸馏塔之外，以与实施例1 相同的方法纯化原料。

实施例3

如图3所示，除了所述纯化设备进一步包括用于回收由所述第一和第二蒸 馏塔的底部排出的材料的回收单元，以及用于连接所述回收单元与所述第一蒸 馏塔的下部的连接路径之外，以与实施例2相同的方法纯化原料。

在此工序中，控制流入各个第一和第二原料进料口的原料的流速V5为67 吨/小时，控制由所述回收单元回收的材料的流速V6为0.12吨/小时，以及控 制通过所述连接路径流入所述第一蒸馏塔的下部的材料的流速V7为0.1吨/ 小时。

实施例4

除了将供应至所述第一蒸馏塔的原料的流速设定为45吨/小时，并将供应 至所述第二蒸馏塔的原料的流速设定为22吨/小时之外，以与实施例1相同的 方法纯化原料。通过所述第一排放路径流出所述第一蒸馏塔的下部的材料的流 速V2为0.07吨/小时，以及通过所述第二排放路径流出所述第二蒸馏塔的下 部的材料的流速V4为0.05吨/小时。

对比实施例1

如图4所示，在没有第一蒸馏塔401与第二蒸馏塔402的合作的情况下回 收正己烷。以与实施例2相同的方法纯化原料，且不使用热交换器。纯化设备 的第一和第二蒸馏塔各自以以下方式控制：将其顶部的运行压力设定为约0.75 Kg/cm²g，运行温度在其顶部设定为约88℃且在其底部设定为约115℃。

表1

耗能的测定

实施例1实施例2实施例3实施例4对比实施例1第一蒸馏塔的耗能量(Gcal/hr)2.52.52.51.32.2第二蒸馏塔的耗能量(Gcal/hr)3.13.13.04.53.4回收单元的耗能量(Gcal/hr)0.00.00.10.00.0回收能量的量(Gcal/hr)2.52.02.51.30.0耗能总量(Gcal/hr)3.13.63.04.55.6节能量(Gcal/hr)2.52.02.61.1-节能率(％)44.635.746.419.6-

表2

产物纯度的测定

由实施例和对比实施例可以发现，本发明的实施例可在没有产物纯度上的 差异的情况下减少能量消耗。