一种丙炔醇、丁炔二醇水溶液体系的浓缩热泵精馏工艺和设备

摘要

本发明涉及一种丙炔醇、丁炔二醇水溶液体系的浓缩热泵精馏工艺和设备，来自反应单元的原料经过脱除气相和固相后，丙炔醇、水、丁炔二醇的混合物料经过预热器进入精馏塔，塔底设置两台再沸器，一台为利用塔底泵辅助循环的物料再沸器，一台为补充热量的热媒再沸器，经过再沸器汽化后的气相自塔顶进入压缩机。经增压增温后，进入物料再沸器与塔釜物料换热，冷凝为液相后进入回流罐，回流罐的尾气经过冷凝器回收物料后排出至尾气系统，回流罐的液相物料经过回流泵增压后，部分采出作为丙炔醇溶液产品，与进料换热后外排，部分输送至塔顶回流；塔底丁炔二醇溶液在塔底泵后采出。本发明物料损失少；能耗低，仅为常规工艺的5～8％；设备少、投资少。

说明书

技术领域

本发明涉及一种丙炔醇、丁炔二醇水溶液体系的浓缩热泵精馏工艺和设备，应用于丙炔醇、丁炔二醇水溶液的浓缩。

背景技术

以甲醛和乙炔为原料，以水为溶剂，催化剂作用下，达到一定的温度和压力，反应产生丙炔醇和丁炔二醇。通过控制反应条件，可将丙炔醇与丁炔二醇的反应选择性之比控制在4～0.25之间。反应产物中溶解的不凝气通过减压脱除，固体催化剂通过过滤脱除，剩余主要组分为90％左右的水，其他为丙炔醇和丁炔二醇的混合产物。

常规分离流程为：首先分离出浓缩后的丁炔二醇水溶，之后分离出浓缩后的丙炔醇水溶液，分离出的废水回用。由于水的焓值较大，浓缩丁炔二醇和丙炔醇的过程需要消耗大量热量。

在常规分离流程基础上，结合多效蒸发和多效精馏工艺，可以显著降低能耗，但依然是全流程中主要的能量消耗点。

已有以下研究提出了新的工艺方案：

CN102728090A中，汲涌等人提出一种应用于化工分离领域中的分离丙炔醇的分馏设备及其方法，由夹壁塔，精馏塔提馏段，精馏塔精馏段，精馏塔冷凝器，真空蒸发器，精馏塔尾冷器，回流罐，加热器，真空蒸发器冷却器等组成。夹壁塔由提馏段构成，在夹壁塔顶部设有碱液进料口，精馏塔由精馏塔提馏段，精馏塔精馏段构成，在精馏塔提馏段，精馏塔精馏段之间设有混合物进料口及除雾器。夹壁塔与精馏塔耦合相连，夹壁塔和精馏塔分别连有一个加热器，精馏塔连有精馏塔冷凝器，精馏塔冷凝器与精馏塔尾冷器和回流罐相连，回流罐通过第一管道与精馏塔塔顶相连并连有丙炔醇采出管道。该发明取消浓缩工序，实现浓缩及丙炔醇提浓一体化，简化丙炔醇和丁炔二醇的分离工序，提高生产效率，采用热耦合和热网络等多效节能技术，产品质量得以提高。该发明中所分离的物料同为丙炔醇、丁炔二醇水溶液，虽然取消了浓缩工序，实现了浓缩及丙炔醇提浓一体化，使用了夹壁塔的流程，但是该流程冗长复杂，自动化运行难度较大，且没有解决含水物系分离能耗极高的问题。

CN104387236A中，吴嘉等人提出一种丙炔醇，1、4-丁炔二醇和乌洛托品三联产连续生产方法，属于化工技术领域。本发明以甲醛水溶液(10％-37％wt)和乙炔为原料合成丙炔醇，联产1、4-丁炔二醇和乌洛托品，反应温度为80-120℃，压力为1.0-2.5Mpa，可得纯度在99.5％以上的丙炔醇、丁炔二醇水溶液和乌洛托品水溶液，整个工艺甲醛的转化率可达100％，具有安全环保的优点。该专利中针对反应产物分离的工艺未作深入描述，所述的分离工艺较为常规，仅是将丁炔二醇通过蒸发方式浓缩后，进一步通过精馏方式浓缩丙炔醇，没有节能技术创新。

发明内容

本发明的目的是提供一种热泵精馏工艺和设备，应用于丙炔醇、丁炔二醇水溶液的浓缩。本发明中的工艺和设备充分考虑含水物系分离时的极大能耗，利用热泵工艺将塔底气体压缩后用于塔底物料加热，综合能耗仅为传统分离工艺的5-8％，仅为夹壁塔工艺的10-13％，运行成本显著降低，且可以保证完全的自动化运行。

本发明的技术方案如下：

一种丙炔醇、丁炔二醇水溶液体系的浓缩热泵精馏设备，包括精馏塔、预热器、物料再沸器、热媒再沸器、冷凝器、回流罐、压缩机、回流泵、塔底泵；精馏塔的进料口与预热器相连接，精馏塔的塔底液相口与热媒再沸器相连接，热媒再沸器蒸发的气相返回精馏塔塔底气相空间，精馏塔的塔底液相口同时与塔底泵相连接，塔底泵出口连接至物料再沸器冷端进口和外送管线，物料再沸器冷端出口连接至精馏塔塔底气相空间，精馏塔塔顶气相口与压缩机相连接，同时压缩机出口连接至物料再沸器热端进口，物料再沸器热端出口连接至回流罐，回流罐气相出口与冷凝器相连接，回流罐液相口与回流泵相连接，同时回流泵出口连接至精馏塔塔顶回流口和外送管线。

所述的精馏塔由精馏段和提馏段构成，塔内安装填料或塔板。

所述的物料再沸器换热温差较小，采用降膜形式。

所述的压缩机采用离心式、罗茨式或螺杆式，连续运行。

本发明的一种丙炔醇、丁炔二醇水溶液体系的浓缩热泵精馏工艺，来自反应单元的原料经过脱除气相和固相后，丙炔醇、水、丁炔二醇的混合物料经过预热器进入精馏塔，塔底设置两台再沸器，一台为利用塔底泵辅助循环的物料再沸器，一台为补充热量的热媒再沸器，经过再沸器汽化后的气相自塔顶进入压缩机。经增压增温后，进入物料再沸器与塔釜物料换热，冷凝为液相后进入回流罐，回流罐的尾气经过冷凝器回收物料后排出至尾气系统，回流罐的液相物料经过回流泵增压后，部分采出作为丙炔醇溶液产品，与进料换热后外排，部分输送至塔顶回流；塔底丁炔二醇溶液在塔底泵后采出。

所述的的混合物料进料流量为2～40t/h，其中水含量70～95％，丙炔醇含量1～15％，进料温度20～60℃，进料压力0～1.0Mpag。

所述的精馏塔操作压力为-0.09～0.4Mpag，塔顶温度为30～160℃，塔底温度为40～170℃。

所述的混合物料经过浓缩后，塔底采出的丁炔二醇浓度为10～80％。

所述的热媒再沸器采用蒸汽或导热油作为热源，冷凝器采用循环水或7度水作为冷源。

本发明中应用于丙炔醇、丁炔二醇水溶液浓缩热泵精馏的设备，精馏塔的进料口与预热器相连接，可以实现进料与塔顶采出物料的换热；精馏塔的塔底液相口与热媒再沸器相连接，可以实现塔底液相经过热媒再沸器的连续汽化，蒸发的气相返回精馏塔塔底气相空间；精馏塔的塔底液相口同时与塔底泵相连接，塔底泵出口连接至物料再沸器冷端进口和外送管线，可以实现塔底液相经过塔底泵连续输送至物料再沸器冷端换热，物料再沸器冷端出口连接至精馏塔塔底气相空间；精馏塔塔顶气相口与压缩机相连接，同时压缩机出口连接至物料再沸器热端进口，可以实现塔顶气相经过压缩机加压后输送至物料再沸器热端换热，物料再沸器热端出口连接至回流罐；回流罐气相出口与冷凝器相连接，可以实现回流罐内气相经过冷凝器冷凝为液相后回流进入回流罐；回流罐液相口与回流泵相连接，同时回流泵出口连接至精馏塔塔顶回流口和外送管线，可以实现冷凝物料的泵回流和泵采出。

采用本发明的一种丙炔醇、丁炔二醇水溶液体系的浓缩热泵精馏工艺和设备，再沸器和压缩机构成换热系统，塔顶气相经过压缩机加压后，进入再沸器热端物料侧，与冷端物料侧换热后，冷凝为液相，进入回流罐部分闪蒸，闪蒸气经过冷凝器后排出尾气，冷凝液经过泵加压后回流，通过控制尾气调节阀控制回流罐压力，从而控制压缩机出口压力，使得换热系统形成足够换热温差，以维持稳定运行。可以完成丙炔醇与丁炔二醇的完全分离，物料损失少；能耗低，仅为常规工艺的5～8％；设备少、投资少。

附图说明

图1为丙炔醇、丁炔二醇水溶液体系的浓缩热泵精馏工艺流程图。

具体实施方式

设备连接如图1所示：由精馏塔(1)、预热器(2)、物料再沸器(3)、热媒再沸器(4)、冷凝器(5)、回流罐(6)、压缩机(7)、回流泵(8)、塔底泵(9)连接而成。精馏塔(1)的进料口与预热器(2)相连接，可以实现进料与塔顶采出物料的换热；精馏塔(1)的塔底液相口与热媒再沸器(4)相连接，可以实现塔底液相经过热媒再沸器(4)的连续汽化，蒸发的气相返回精馏塔(1)塔底气相空间；精馏塔(1)的塔底液相口同时与塔底泵(9)相连接，塔底泵(9)出口连接至物料再沸器(3)冷端进口和外送管线，可以实现塔底液相经过塔底泵(9)连续输送至物料再沸器(3)冷端换热，物料再沸器(3)冷端出口连接至精馏塔(1)塔底气相空间；精馏塔(1)塔顶气相口与压缩机(7)相连接，同时压缩机(7)出口连接至物料再沸器(3)热端进口，可以实现塔顶气相经过压缩机(7)加压后输送至物料再沸器(3)热端换热，物料再沸器(3)热端出口连接至回流罐(6)；回流罐(6)气相出口与冷凝器(5)相连接，可以实现回流罐内气相经过冷凝器(5)冷凝为液相后回流进入回流罐(6)；回流罐(6)液相口与回流泵(8)相连接，同时回流泵(8)出口连接至精馏塔(1)塔顶回流口和外送管线，可以实现冷凝物料的泵回流和泵采出。

反应产物进料流量为2～40t/h，其中水含量70～95％，丙炔醇含量1～15％，进料温度20～60℃，进料压力0～1.0Mpag。

精馏塔(1)由精馏段和提馏段构成，塔内安装填料或塔板，操作压力为-0.09～0.4Mpag，塔顶温度为30～160℃，塔底温度为40～170℃，在此操作条件下，热媒再沸器(4)采用蒸汽或导热油作为热源，冷凝器(5)采用循环水或7度水作为冷源。

经过浓缩后，塔底采出的丁炔二醇浓度为10～80％。

具体应用实例如下：

实例1：

进料流量为2t/h，丙炔醇与丁炔二醇反应选择性比例为0.99，其中水含量为89.3％，进料温度为35℃，进料经过泵增压后压力达到0.2Mpag。

2t/h进料经过预热器(2)后被加热到58℃，送入精馏塔(1)中部，塔内上部填充4m网波纹规整填料作为精馏段；下部安装4层筛板塔盘作为提馏段。精馏塔(1)塔径为900mm。操作压力控制在-0.03Mpag，塔顶温度为82.8℃，塔底温度为92.3℃。

塔顶气相进入压缩机(7)，压缩机(7)采用离心形式，压缩比为2.3，采用定频连续运行方式，压缩机出口压力为0.061Mpag，温度为121℃。

物料再沸器(3)采用立式列管降膜蒸发形式，循环冷侧物料走管程，压缩后高温高压气体走壳程，经过连续换热后，壳程气体被冷凝为液体，温度约为98℃，自流进入回流罐(6)。

回流罐(6)压力维持在0.04Mpag，高温液体进入回流罐后少量汽化进入冷凝器(5)冷凝，正常运行时不排尾气，回流量稳定在0.2t/h。

热媒再沸器(3)采用0.2Mpag饱和蒸汽加热，正常运行时蒸汽加入量平均为0.22t/h。

塔顶采出量为1788.62kg/h，经过预热器(2)换热后冷却至45℃，其中丁炔二醇含量为0.01％；塔底采出量为211.38kg/h，其中丁炔二醇含量为61.5％。

实例2：

进料流量为4t/h，丙炔醇与丁炔二醇反应选择性比例为0.67，其中水含量为90.46％，进料温度为35℃，进料经过泵增压后压力达到0.2Mpag。

4t/h进料经过预热器(2)后被加热到58℃，送入精馏塔(1)中部，塔内上部填充4m网波纹规整填料作为精馏段；下部安装4层筛板塔盘作为提馏段。精馏塔(1)塔径为1200mm。操作压力控制在-0.03Mpag，塔顶温度为82.8℃，塔底温度为92.3℃。

塔顶气相进入压缩机(7)，压缩机(7)采用离心形式，压缩比为2.3，采用定频连续运行方式，压缩机出口压力为0.061Mpag，温度为121℃。

物料再沸器(3)采用立式列管降膜蒸发形式，循环冷侧物料走管程，压缩后高温高压气体走壳程，经过连续换热后，壳程气体被冷凝为液体，温度约为98℃，自流进入回流罐(6)。

回流罐(6)压力维持在0.04Mpag，高温液体进入回流罐后少量汽化进入冷凝器(5)冷凝，正常运行时不排尾气，回流量稳定在0.4t/h。

热媒再沸器(3)采用0.2Mpag饱和蒸汽加热，正常运行时蒸汽加入量平均为0.43t/h。

塔顶采出量为3498.06kg/h，经过预热器(2)换热后冷却至45℃，其中丙炔醇含量为3.3％；塔底采出量为501.94kg/h，其中丁炔二醇含量为53％。

实例3：

进料流量为6t/h，丙炔醇与丁炔二醇反应选择性比例为1.54，其中水含量为70％，进料温度为20℃，进料经过泵增压后压力达到1.0Mpag。

6t/h进料经过预热器(2)后被加热到48℃，送入精馏塔(1)中部，塔内上部填充5m散堆鲍尔环填料作为精馏段；下部填充1m散堆鲍尔环填料作为提馏段。精馏塔(1)塔径为1400mm。操作压力控制在0.4Mpag，塔顶温度为160℃，塔底温度为170℃。

塔顶气相进入压缩机(7)，压缩机(7)采用罗茨形式，压缩比为1.8，采用定频连续运行方式，压缩机出口压力为0.8Mpag，温度为205℃。

物料再沸器(3)采用立式列管降膜蒸发形式，循环冷侧物料走管程，压缩后高温高压气体走壳程，经过连续换热后，壳程气体被冷凝为液体，温度约为176℃，自流进入回流罐(6)。

回流罐(6)压力维持在0.3Mpag，高温液体进入回流罐后少量汽化进入冷凝器(5)冷凝，正常运行时不排尾气，回流量稳定在0.6t/h。

热媒再沸器(4)采用1.0Mpag饱和蒸汽加热，正常运行时蒸汽加入量平均为0.61t/h。

塔顶采出量为4875kg/h，经过预热器(2)换热后冷却至35℃，其中丁炔二醇含量为0％；塔底采出量为1125kg/h，其中丁炔二醇含量为80％。

实例4：

进料流量为13.5t/h，丙炔醇与丁炔二醇反应选择性比例为0.5，其中水含量为90.59％，进料温度为50℃，进料经过泵增压后压力达到0.1Mpag。

13.5t/h进料经过预热器(2)后被加热到63℃，送入精馏塔(1)中部，塔内上部安装20层浮阀塔盘作为精馏段；下部安装4层筛板塔盘作为提馏段。精馏塔(1)塔径为2400mm。操作压力控制在-0.06Mpag，塔顶温度为68.7℃，塔底温度为78.3℃。

塔顶气相进入压缩机(7)，压缩机(7)采用螺杆形式，压缩比为2.5，采用变频连续运行方式，压缩机出口压力为0Mpag，温度为121℃。

物料再沸器(3)采用卧式列管降膜蒸发形式，循环冷侧物料走壳程，压缩后高温高压气体走管程，经过连续换热后，管程气体被冷凝为液体，温度约为81℃，自流进入回流罐(6)。

回流罐(6)压力维持在-0.02Mpag，高温液体进入回流罐后少量汽化进入冷凝器(5)冷凝，正常运行时不排尾气，回流量稳定在1.3t/h。

热媒再沸器(3)采用0.1Mpag饱和蒸汽加热，正常运行时蒸汽加入量平均为1.33t/h。

塔顶采出量为11954.69kg/h，经过预热器(2)换热后冷却至55℃，其中丙炔醇含量为2.6％；塔底采出量为1545.32kg/h，其中丁炔二醇含量为62％。

实例5：

进料流量为40t/h，丙炔醇与丁炔二醇反应选择性比例为0.38，其中水含量为95％，进料温度为60℃，进料经过泵增压后压力达到0Mpag。

40t/h进料经过预热器(2)后被加热到73℃，送入精馏塔(1)中部，塔内上部安装20层浮阀塔盘作为精馏段；下部安装4层筛板塔盘作为提馏段。精馏塔(1)塔径为4100mm。操作压力控制在-0.09Mpag，塔顶温度为30℃，塔底温度为40℃。

塔顶气相进入压缩机(7)，压缩机(7)采用螺杆形式，压缩比为3，采用变频连续运行方式，压缩机出口压力为-0.07Mpag，温度为64℃。

物料再沸器(3)采用卧式列管降膜蒸发形式，循环冷侧物料走壳程，压缩后高温高压气体走管程，经过连续换热后，管程气体被冷凝为液体，温度约为67℃，自流进入回流罐(6)。

回流罐(6)压力维持在-0.08Mpag，高温液体进入回流罐后少量汽化进入冷凝器(5)冷凝，正常运行时不排尾气，回流量稳定在4t/h。

热媒再沸器(3)采用0.1Mpag饱和蒸汽加热，正常运行时蒸汽加入量平均为3.9t/h。

塔顶采出量为24000kg/h，经过预热器(2)换热后冷却至65℃，其中丁炔二醇含量为0.01％；塔底采出量为16000kg/h，其中丁炔二醇含量为10％。

本发明提出的丁炔二醇浓缩的热泵精馏工艺和设备，已通过实施例进行了描述，相关技术人员明显能在不脱离本发明的内容、精神和范围内对本文所述的方法和设备进行改动或适当变更与组合，来实现本发明的技术。特别需要指出的是，所有相类似的替换和改动对本领域技术人员来说是显而易见的，他们都被视为包括在本发明的精神、范围和内容中。