一种降膜式再沸器和热泵技术组合提供分离塔所需热源的苯乙烯精制方法与流程

1.本发明属于石油化工技术领域，具体涉及一种降膜式再沸器和热泵技术组合提供分离塔所需热源的苯乙烯精制方法。


背景技术：

2.苯乙烯是仅次于乙烯、丙烯的第三大聚合物单体，我国苯乙烯主要应用于聚苯乙烯、abs/san树脂的生产。其中可发性聚苯乙烯(eps)约占总消费量的38％，非可发性聚苯乙烯(gpps/hips)约占31％，abs/san树脂约占10％，不饱和聚酯(upr)约占7％，丁苯橡胶/丁苯胶乳(sbr/sbl)约占7％，其他为苯乙烯系共聚物(苯乙烯系热塑性弹性体、甲基丙烯酸
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丁二烯
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苯乙烯共聚树脂、苯乙烯
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二乙烯基本离子交换树脂等)。
3.目前主流的苯乙烯生产方法有乙苯催化脱氢法、苯乙烯
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环氧丙烷联产法(即乙苯共氧化法)、乙苯脱氢选择性氧化法、裂解汽油抽提蒸馏回收法等，其中以乙苯催化脱氢法和苯乙烯
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环氧丙烷联产法(即乙苯共氧化法)为主。前者约占苯乙烯生产能力的85％左右。联产法尽管工艺流程较复杂，投资较大，但由于能同时获得两种重要的基本有机原料，近年来发展迅速。到2020年为止，我国苯乙烯的主要生产企业有40多家，苯乙烯生产能力超过1000万吨/年。
4.李雪云在华东理工大学硕士学位论文《苯乙烯精馏阻聚剂研究》中，通过试验揭示了在不加入阻聚剂时，不同温度情况下纯苯乙烯聚合转化率同时间之间的关系，经实验分析得知，同一反应时间内，纯苯乙烯聚合反应的转化率随温度升高而增大，同一温度下，聚合反应的转化率随时间的推移而提高。通常情况下，温度每升高10℃，聚合转化率升高近一倍。
5.针对上述问题，本领域技术人员也提出了不同的改进方法，其中，高低压耦合塔分离脱氢混合液中的乙苯/苯乙烯的精馏流程是当今分离脱氢混合液中乙苯/苯乙烯的最先进节能流程。
6.中国专利cn 1163289c公开了一种乙苯/苯乙烯塔的串联重沸方法，该专利需设置热耦合的高低压两个塔，用高压塔顶蒸汽作为低压塔釜再沸器热源，高低压两个塔的进料来源相同，其组成和温度都相同，且两个塔釜都分离出组成一致的产品，同时作为另外一个塔的进料。但是该方案只是提供了高、低压乙苯/苯乙烯塔自身热耦合，热能利用率还处在较低水平。
7.中国专利cn101602640b公开了一种乙苯/苯乙烯的节能分离方法，其将乙苯/苯乙烯分离塔由单塔分为两个塔操作，其中乙苯/苯乙烯分离塔a的塔顶蒸汽一部分或全部导入压缩机，压缩后的工艺气体作为乙苯/苯乙烯分离塔b再沸器热源使用的专利。该专利额外使用压缩机增压来保证高低压塔之间的热耦合效果，该方式的能耗高、经济性差，且也只能在高、低压乙苯/苯乙烯塔之间进行热泵循环过程，能源利用方面还有待进一步提升。
8.中国专利cn105669354b公开了一种乙苯脱氢反应产物分离方法，其将脱氢混合液
经粗苯乙烯分离塔分离，塔顶含有苯、甲苯和乙苯的气相经压缩，作为从塔顶分离苯、甲苯，塔釜分离乙苯的塔再沸器热源和作为苯乙烯产品塔再沸器热源。该申请中乙苯/苯乙烯的分离只用一个塔实现，且压缩机入口气体含有脱氢混合液带入的几乎所有苯、甲苯，所以其压缩机入口压力和温度都较低，会带来耗高且经济性差的问题。
9.综上可知，现有的苯乙烯精制工艺还是存在能源利用不足、耗能高和经济性差的问题，因此有必要对现有工艺进行进一步地探索改进。


技术实现要素：

10.本发明的目的在于解决现有技术中的不足，公开一种降膜式再沸器和热泵技术组合提供分离塔所需热源的苯乙烯精制方法，主要是在高低压耦合的乙苯/苯乙烯分离塔节能技术基础上，通过开式或闭式热泵循环，结合降膜再沸器的布置利用，进一步大幅降低苯乙烯分离过程中的能耗、提高能源利用率、提升装置经济性。
11.本发明的技术方案为：一种降膜式再沸器和热泵技术组合提供分离塔所需热源的苯乙烯精制方法，精制路线中从上游至下游包括预分离塔、高压乙苯/苯乙烯塔、低压乙苯/苯乙烯塔和苯乙烯产品塔，预分离塔底部流出的预分离塔釜总物流分为两股分别送入高、低压乙苯/苯乙烯塔；高、低压乙苯/苯乙烯塔顶分离出的乙苯物流都送到脱氢单元作为原料使用，对应塔釜物流送入苯乙烯产品塔；苯乙烯产品塔塔釜未脱除干净苯乙烯的焦油送入苯乙烯回收系统；预分离塔顶分离出的苯、甲苯混合物可继续分离，得到可回用到乙苯单元作为原料使用的苯，以及副产品甲苯；低压乙苯/苯乙烯塔与低压乙苯/苯乙烯塔再沸器连接，低压乙苯/苯乙烯塔塔底采出的低压塔产物物流被送入苯乙烯产品塔、低压塔循环物流流经低压乙苯/苯乙烯塔再沸器并被高压乙苯/苯乙烯塔塔顶馏出的气相物流加热部分气化后再返回到低压乙苯/苯乙烯塔底部；高压乙苯/苯乙烯塔与高压乙苯/苯乙烯塔再沸器连接，高压乙苯/苯乙烯塔塔底流出的高压塔产物物流被送入苯乙烯产品塔，高压乙苯/苯乙烯塔塔顶馏出物与低压乙苯/苯乙烯塔再沸器连接；其特征在于，
12.在低压乙苯/苯乙烯塔的塔顶设置开式热泵循环或闭式热泵循环；
13.预分离塔上设有以开式或闭式热泵送来的气相介质作为热源的再沸器；
14.苯乙烯产品塔上设有以开式或闭式热泵送来的气相介质作为热源的再沸器；
15.开式热泵循环是在低压乙苯/苯乙烯塔的塔顶连接乙苯热泵压缩机，一部分塔顶流出的气相物流经乙苯热泵压缩机压缩后，作为预分离塔和/或产品苯乙烯塔的热源；另一部分未增压的气相物流送入低压乙苯/苯乙烯塔冷凝器冷凝，冷凝液以及被预分离塔再沸器和/或苯乙烯产品塔再沸器冷凝的物流一道收集并增压作为冷凝液总物流，冷凝液总物流一部分作为低压乙苯/苯乙烯塔的回流，剩余部分作为采出物流被送出到乙苯脱氢单元循环使用；
16.闭式热泵循环是将低压乙苯/苯乙烯塔的塔顶气相物流作为热源送入低压乙苯/苯乙烯塔热泵工质蒸发器用于蒸发热泵工质，未冷凝的物流继续送入低压乙苯/苯乙烯塔后凝器冷凝；被蒸发的热泵工质经工质热泵压缩机增压后，送入预分离塔再沸器和/或苯乙烯产品塔再沸器作为热源，经预分离塔再沸器和/或苯乙烯产品塔再沸器冷凝后的热泵工质循环回低压乙苯/苯乙烯塔热泵工质蒸发器。
17.进一步地，乙苯热泵压缩机和工质热泵压缩机可联合设置，并同时为预分离塔和
苯乙烯产品塔再沸器提供热量；也可根据预分离塔再沸器和苯乙烯产品塔再沸器热源侧所需冷凝压力的不同分别独立设置不同出口压力的压缩机。
18.进一步地，所述预分离塔上的再沸器、苯乙烯产品塔上的再沸器和低压乙苯/苯乙烯再沸器均为降膜式再沸器。
19.进一步地，预分离塔降膜再沸器和产品苯乙烯塔降膜再沸器均配有循环泵，以建立降膜再沸器所需循环物流。
20.进一步地，预分离塔塔顶与预分离塔冷凝器相连，苯乙烯产品塔塔顶与苯乙烯产品塔冷凝器相连，两个冷凝器均以循环水作为冷源。
21.进一步地，开式热泵循环中，苯乙烯产品塔冷凝器和预分离塔冷凝器所用循环水同低压乙苯/苯乙烯塔冷凝器所用循环水串联，且苯乙烯产品塔冷凝器和预分离塔冷凝器都置于循环水流程前部；
22.进一步地，闭式热泵循环中，苯乙烯产品塔冷凝器和预分离塔冷凝器所用循环水都同低压乙苯/苯乙烯塔后凝器所用循环水串联，且苯乙烯产品塔冷凝器和预分离塔冷凝器都置于循环水流程前部。
23.进一步地，低压乙苯/苯乙烯塔的操作压力为7～17kpaa。
24.进一步地，预分离塔的操作压力为12～19kpaa。
25.进一步地，苯乙烯产品塔的操作压力为2～5kpaa。
26.本发明的有益效果是：
27.1.本技术在现有的高低压耦合的乙苯/苯乙烯分离塔节能技术基础上，进一步利用热泵技术并结合降膜式再沸器的使用将低压乙苯/苯乙烯塔的塔顶能量作为预分离塔和/或苯乙烯产品塔热源，该设计可充分利用传热温差，进一步大幅降低苯乙烯分离过程中的能耗，对生产流程进行相应改进并投入生产后可在较短年限内收回成本，长期经济效益显著；
28.2.本技术可采用开式热泵技术和降膜式再沸器结合实现低压乙苯/苯乙烯塔塔顶能量的再利用，其主要通过压缩机直接将低压乙苯/苯乙烯塔顶分离出的高浓度气相乙苯增压，被直接增压后的物流送入传热温差需求小的降膜式再沸器，既可作为苯乙烯分离流程中的预分离塔热源又可作为产品苯乙烯塔热源，达到节能和节约操作费用的目的；
29.3.本技术还可采用闭式热泵技术和降膜式再沸器结合实现低压乙苯/苯乙烯塔的塔顶能量的再利用，其主要通过低压乙苯/苯乙烯塔顶分离出的高浓度气相乙苯气化热泵工质，并将气化后的热泵工质增压，间接气化并增压后的物流被送入传热温差需求小的降膜式再沸器即可作为苯乙烯分离流程中的预分离塔和或产品苯乙烯塔热源，达到节能和节约操作费用的目的；
30.4.本技术在选择利用热泵技术和降膜式再沸器的基础上，同时以可用循环水冷凝塔顶气相作为预分离塔和苯乙烯产品塔的塔压设计瓶颈，尽量降低预分离塔和/或苯乙烯产品塔这两个被加热塔的操作压力和塔的顶底压差，以降低塔釜温度，达到节约压缩机能耗的效果；
31.5.本技术不但使高压乙苯/苯乙烯塔釜输入的热量得以三次应用，还具有通过提升低压乙苯/苯乙烯分离塔顶操作压力、降低预分离塔和/或苯乙烯产品塔压力来降低热泵压缩机功率优势。
附图说明
32.图1是实施例一公开的将开式热泵技术与降膜再沸器组合提供预分离塔和苯乙烯产品塔所需热源的苯乙烯精制工艺路线图；
33.图2是实施例二公开的将闭式热泵技术与降膜再沸器组合提供预分离塔和苯乙烯产品塔所需热源的苯乙烯精制工艺路线图；
34.图3是应用例一公开的将开式热泵技术与降膜再沸器组合提供苯乙烯产品塔所需热源的苯乙烯精制工艺路线图；
35.图4是应用例二公开的将开式热泵技术与降膜再沸器组合提供预分离塔所需热源的苯乙烯精制工艺路线图；
36.图5是应用例三公开的将闭式热泵技术与降膜再沸器组合提供苯乙烯产品塔所需热源的苯乙烯精制工艺路线图；
37.其中，t
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101：预分离塔，t
‑
102:高压乙苯/苯乙烯塔，t
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103:低压乙苯/苯乙烯塔，t
‑
104:苯乙烯产品塔，e
‑
101:预分离塔降膜再沸器，e
‑
102:预分离塔冷凝器，e
‑
103:高压乙苯/苯乙烯塔再沸器，e
‑
104:低压乙苯/苯乙烯塔降膜再沸器，e
‑
105:低压乙苯/苯乙烯塔冷凝器，e
‑
106:苯乙烯产品塔降膜再沸器，e
‑
107:苯乙烯产品塔冷凝器，e
‑
108:低压乙苯/苯乙烯塔热泵工质蒸发器，e
‑
109:低压乙苯/苯乙烯塔后凝器，c
‑
101：乙苯热泵压缩机，c
‑
102：工质热泵压缩机；
38.1：塔顶气相物流，2：第一气相物流，3：第二气相物流，4：未增压气相物流，5:冷凝液，6：第一冷凝物流，7：第二冷凝物流，8:冷凝液总物流，9：回流，10：总采出物流，11：预分离塔釜总物流，12：预分离塔循环物流，13：高压乙苯/苯乙烯塔进料，14：低压乙苯/苯乙烯塔进料，15：总物流，16：苯乙烯产品塔循环物流，17：苯乙烯回收塔进料，18：低压塔流出物，19：低压塔循环物流，20：低压塔产物物流，21：高压塔产物物流，22：苯乙烯产品塔总进料，23：脱氢液；
39.2'：第一热泵工质气相物流，3'：第二热泵工质气相物流，4'：被蒸发的热泵工质，5'：总冷凝热泵工质，6'：第一冷凝热泵工质，7'：第二冷凝热泵工质；
40.注：为简化流程，上图中实现流程所需的泵、回流罐没有显示。
具体实施方式
41.以下实施例进一步说明本发明的内容，但不应理解为对本发明的限制。在不背离本发明实质的情况下，对本发明方法、步骤或条件所作的修改和替换，均属于本发明的范围。
42.脱氢混合液中含有水、苯、甲苯、乙苯、苯乙烯、焦油组份，在预分离塔塔顶，脱氢混合液中的苯、甲苯及微量的水被分离出来，塔釜分离出乙苯、苯乙烯、焦油，故塔顶和塔底温差较大。以预分离塔塔顶压降为20kpaa为例，塔顶典型温度为55.18℃，塔釜典型温度为91.9℃，顶底温差相差36.72℃，显然，设置以该塔顶气相为热源加热自身塔釜再沸器的热泵不具有经济性。
43.在苯乙烯产品塔塔顶压降为6kpaa时，塔顶气相苯乙烯温度为63.56℃，对应塔釜压力为9kpaa、塔釜液苯乙烯含量70％时，再沸器出口温度为78.87℃。此塔的顶底温差较小，可设置以塔顶气相为热源加热自身塔釜的热泵。但同以温度相对产品苯乙烯塔顶较高
的低压乙苯/苯乙烯分离塔顶气相为热源加热产品苯乙烯塔釜再沸器的热泵流程相比，经济性明显偏弱。
44.常州瑞华化工工程技术股份有限公司设计运行的苯乙烯装置中，预分离塔和苯乙烯产品塔再沸器的加热蒸汽等级已经采用压力极低的0.04mpag蒸汽为热源，在降低预分离塔和苯乙烯产品塔釜温度和保证苯乙烯分离流程在高真空下稳定运行方面具有成熟经验。已在现有装置基础上进行预分离塔和苯乙烯产品塔低负荷工况下的降低塔顶、塔釜压力试验，并进一步通过模拟计算，判断预分离塔和苯乙烯产品塔通过降膜再沸器接收低压乙苯/苯乙烯塔顶开式或闭式热泵送入热量作为热源具有可行性和经济性。
45.实施例一：降膜再沸器和开式热泵技术组合提供分离塔所需热源的苯乙烯精制方法
46.本技术为进一步降低操作能耗、提高乙苯/苯乙烯分离装置的经济性，在现有的高低压耦合塔分离脱氢混合液中的乙苯/苯乙烯的精馏流程装置中增设了热泵循环装置。
47.热泵循环，即逆向卡诺循环，它是将回收塔顶流体的低温热通过压缩机施加少量高品位能量后，使其温位升高，即可作为塔底热源使用，从而达到节能和节约操作费用的目的。
48.热泵流程具体又可分为开式热泵和闭式热泵；开式热泵是利用压缩机直接压缩低压乙苯/苯乙烯塔顶高浓度气相乙苯，作为预分离塔和产品苯乙烯塔釜再沸器热源的技术。
49.本实施例中重点陈述开式热泵技术与降膜再沸器组合提供预分离塔和苯乙烯产品塔所需热源的苯乙烯精制方法，具体工艺路线参考图1。
50.苯乙烯精制操作线上按照上游至下游的顺序依次设有四个关键塔，分别是将脱氢混合液中的苯、甲苯组分从塔顶分离，将脱氢混合液中的乙苯、苯乙烯、焦油组分从塔釜分离的预分离塔t
‑
101；将乙苯组分从塔顶分离，苯乙烯及焦油组分从塔釜分离，具有相同作用且热耦合的高压乙苯/苯乙烯塔t
‑
102和低压乙苯/苯乙烯塔t
‑
103；以及将苯乙烯产品从塔顶分离，将全部焦油连同夹带的少部分苯乙烯从塔釜分离的苯乙烯产品塔t
‑
104；
51.预分离塔t
‑
101塔顶与预分离塔冷凝器e
‑
102相连，冷凝后的液相通过回流罐收集和增压后作为回流和采出使用，预分离塔t
‑
101底部流出的预分离塔釜总物流11分为两股(即高压乙苯/苯乙烯塔进料13和低压乙苯/苯乙烯塔进料14)后相应送入高压乙苯/苯乙烯塔t
‑
102和低压乙苯/苯乙烯塔t
‑
103；预分离塔t
‑
101下部与预分离塔降膜再沸器e
‑
101连接。
52.苯乙烯产品塔t
‑
104与苯乙烯产品塔降膜再沸器e
‑
106连接，苯乙烯产品塔t
‑
104塔底采出的总物流15被分为苯乙烯回收塔进料17和苯乙烯产品塔循环物流16，苯乙烯产品塔循环物流16流经苯乙烯产品塔降膜再沸器e
‑
106，被加热后的循环物流输出后重新返回到苯乙烯产品塔t
‑
104的下部区域；塔顶连接苯乙烯产品塔冷凝器e
‑
107，冷凝后的液相通过回流罐收集和增压后作为回流和采出产品苯乙烯使用。
53.高压乙苯/苯乙烯塔t
‑
102与高压乙苯/苯乙烯塔再沸器e
‑
103连接，高压乙苯/苯乙烯塔t
‑
102塔底采出的主要含高浓度苯乙烯单体的高压塔产物物流21被送入苯乙烯产品塔t
‑
104，塔顶的气相馏出物主要含有乙苯，塔顶气相馏出物用于低压乙苯/苯乙烯塔降膜再沸器的热量供给，该气相物流在传热给低压乙苯/苯乙烯塔降膜再沸器后被冷凝，一部分作为回流，另外一部分作为循环乙苯采出，送入脱氢单元循环使用。
54.低压乙苯/苯乙烯塔t
‑
103与低压乙苯/苯乙烯塔降膜再沸器e
‑
104连接，低压乙苯/苯乙烯塔t
‑
103塔底采出的主要含高浓度苯乙烯单体的低压塔流出物18被分为低压塔产物物流20和低压塔循环物流19，低压塔产物物流20被送入苯乙烯产品塔t
‑
104，低压塔循环物流19流经低压乙苯/苯乙烯塔降膜再沸器e
‑
104，被高压乙苯/苯乙烯塔塔顶馏出的气相物流加热后部分气化，重新返回到低压乙苯/苯乙烯塔t
‑
103底部。
55.低压乙苯/苯乙烯塔t
‑
103的塔顶气相物流1分为两股，一股经乙苯热泵压缩机c
‑
101增压后，可再分成二股物流，第一气相物流2送入预分离塔降膜再沸器e
‑
101作为预分离塔t
‑
101热源，第二气相物流3送入苯乙烯产品塔降膜再沸器e
‑
106作为苯乙烯产品塔t
‑
104的热源。另外一股未增压气相物流4送入低压乙苯/苯乙烯塔冷凝器e
‑
105冷凝后，冷凝液5和被降膜再沸器e
‑
101/e
‑
106冷凝的第一冷凝物流6、第二冷凝物流7一道收集并增压作为冷凝液总物流8，冷凝液总物流8作为低压乙苯/苯乙烯塔t
‑
103的回流9或作为总采出物流10被送出到乙苯脱氢循环使用。低压乙苯/苯乙烯塔冷凝器e
‑
105起到开停车过程或波动工况调整冷凝负荷的辅助作用。
56.预分离塔降膜再沸器e
‑
101需要配套循环泵，以建立预分离塔循环物流12。苯乙烯产品塔降膜再沸器e
‑
106需要配套循环泵，以建立苯乙烯产品塔循环物流16。
57.该实施例中的预分离塔冷凝器e
‑
102、低压乙苯/苯乙烯塔冷凝器e
‑
105、苯乙烯产品塔冷凝器e
‑
107依然同前述高低压耦合循序分离流程一样，由循环水作为冷源。苯乙烯产品塔冷凝器e
‑
107和预分离塔冷凝器e
‑
102所用循环水同低压乙苯/苯乙烯塔冷凝器e
‑
105所用循环水串联，且苯乙烯产品塔冷凝器e
‑
107和预分离塔冷凝器e
‑
102都置于循环水流程前部，以便节约循环水消耗量。
58.具体工作流程为：
59.(1)脱氢液23首先进入预分离塔t
‑
101，它是一座在负压条件下操作的高效填料精馏塔，其作用是把脱氢液23中比乙苯沸点低的甲苯、苯等轻组分从预分离塔t
‑
101的塔顶分离出去、塔底获得预分离塔釜总物流11(主要为含有乙苯、苯乙烯、焦油的混合物)，之后预分离塔釜总物流11分为两股(即高压乙苯/苯乙烯塔进料13和低压乙苯/苯乙烯塔进料14)，分别送入高压乙苯/苯乙烯塔t
‑
102及低压乙苯/苯乙烯塔t
‑
103进一步处理；
60.(2)乙苯回收及粗苯乙烯分离系统主要设备是二座高低压耦合的高效低压降填料塔t
‑
102/t
‑
103；塔顶馏出的乙苯循环返回脱氢反应系统，作为反应器进料乙苯的一部分；塔底得到的粗苯乙烯即低压塔产物物流20和高压塔产物物流21汇集成苯乙烯产品塔总进料22后送入苯乙烯产品塔t
‑
104分离获得合格的苯乙烯产品；
61.(3)塔顶气相物流1分为两股，一股经乙苯热泵压缩机c
‑
101增压后再分成二股物流，第一气相物流2送入预分离塔降膜再沸器e
‑
101作为预分离塔热源，第二气相物流3送入苯乙烯产品塔降膜再沸器e
‑
106作为苯乙烯产品塔t
‑
104热源，另外一股未增压气相物流4送入低压乙苯/苯乙烯塔冷凝器e
‑
105冷凝；
62.(4)苯乙烯产品塔t
‑
104的主要作用是在其塔顶产出苯乙烯产品、塔釜产出含有较高浓度苯乙烯的焦油形成苯乙烯回收塔进料17，送到苯乙烯回收系统回收苯乙烯，并在苯乙烯回收系统产出苯乙烯含量低于6％的焦油。
63.实施例二：降膜再沸器和闭式热泵技术组合提供分离塔所需热源的苯乙烯精制方法
64.本实施例中重点陈述闭式热泵技术与再沸器组合提供分离塔所需热源的苯乙烯精制方法，具体工艺路线参考图2。
65.与开式热泵技术的不同之处在于：
66.将低压乙苯/苯乙烯塔t
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103的塔顶气相物流1送入低压乙苯/苯乙烯塔热泵工质蒸发器e
‑
108，未冷凝的物流继续送入低压乙苯/苯乙烯塔后凝器e
‑
109冷凝。被蒸发的热泵工质4'经工质热泵压缩机c
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102增压后，分为第一热泵工质气相物流2'和第二热泵工质气相物流3'，两股气相物流分别送入预分离塔降膜再沸器e
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101和/或苯乙烯产品塔降膜再沸器e
‑
106作为热源，在e
‑
101/106冷凝的第一冷凝热泵工质6'、第二冷凝热泵工质7'汇合成总冷凝热泵工质5'后循环回低压乙苯/苯乙烯塔热泵工质蒸发器e
‑
108继续被气化，循环使用。
67.预分离塔降膜再沸器e
‑
101需要配套循环泵，以建立降膜再沸器所需预分离塔循环物流12。苯乙烯产品塔降膜再沸器e
‑
106需要配套循环泵，以建立降膜再沸器所需苯乙烯产品塔循环物流16。
68.具体工作时：
69.闭式热泵利用低压乙苯/苯乙烯塔t
‑
103塔顶分离出的高浓度气相乙苯气化热泵工质，并将气化后的热泵工质增压，被间接气化并增压后的热泵工质送入传热温差需求小的降膜式再沸器作为苯乙烯分离流程中的预分离塔t
‑
101和/或苯乙烯产品塔t
‑
104热源。
70.闭式热泵工质需选择被低压乙苯/苯乙烯塔顶气相蒸发后压力适合压缩机选型且压缩机功率低的介质，例如：正丁烷、异丁烷、丁烯、戊烷、环戊烷、苯、甲醇等。
71.该实施例中的预分离塔冷凝器e
‑
102、低压乙苯/苯乙烯塔后凝器e
‑
109、苯乙烯产品塔冷凝器e
‑
107依然同前述高低压耦合循序分离流程一样，由循环水作为冷源。苯乙烯产品塔冷凝器e
‑
107和预分离塔冷凝器e
‑
102所用循环水都同低压乙苯/苯乙烯塔后凝器e
‑
109所用循环水串联，且苯乙烯产品塔冷凝器e
‑
107和预分离塔冷凝器e
‑
102都置于循环水流程前部，以便增加e
‑
102和e
‑
107换热温差，并节约循环水消耗。
72.上述实施例和下述应用例中所用预分离塔再沸器、苯乙烯产品塔再沸器和低压乙苯/苯乙烯再沸器均为降膜式再沸器，选择降膜再沸器的理由是：降膜再沸器是再沸器的形式之一，除此之外还有釜式再沸器、卧式热虹吸再沸器、立式热虹吸再沸器、强制循环再沸器等。降膜再沸器需额外配套液相循环泵和需液相分配装置，如分配头及液相分布盘等。液相通过上述分配装置沿换热管管壁拉成膜，并沿膜蒸发出气相。其它种类再沸器，像热虹吸式不需额外提供循环泵，其靠本身液体加热后的密度差来进行循环。降膜再沸器，由于有泵的循环，其相对于塔体的安装高度一般不作特别规定，但热虹吸式再沸器，需根据其操作工况，物料性质来进行特别制定相对与塔釜、气相、液相进出口的安装高度。一般来讲，降膜再沸器处理的物料与热虹吸再沸器比，适用于高真空、热敏性强、粘度大物料，且降膜式再沸器管壳程传热温度可缩小，换热效率高。
73.对于塔釜含有较高焦油含量的苯乙烯产品塔，除苯乙烯产品塔塔釜压力影响塔釜再沸器换热效果外，该塔釜所含焦油浓度、塔釜再沸器气化率都对再沸器换热效果有较多影响。故需选用降膜再沸器并通过增加苯乙烯产品塔塔釜物中的苯乙烯含量、降低降膜再沸器气化率来减少降膜再沸器管壳程传热温差。
74.应用例一
75.以50万吨乙苯脱氢制苯乙烯的苯乙烯分离单元为例。低压乙苯/苯乙烯塔t
‑
103塔顶含高浓度气相乙苯，经过乙苯热泵压缩机c
‑
101增压，仅为苯乙烯产品塔降膜再沸器e
‑
106提供热源。具体工艺路线详见附图3。
76.a)低压乙苯/苯乙烯塔t
‑
103的塔顶压力为10kpaa、温度67.04℃、塔顶含高浓度气相乙苯经乙苯热泵压缩机c
‑
101增压后送入苯乙烯产品塔降膜再沸器e
‑
106的物流量为78.86t/h；
77.b)苯乙烯产品塔t
‑
104的塔顶压力为2.5kpaa、塔顶温度为45.45℃，塔釜压力为5.6kpaa、苯乙烯产品塔降膜再沸器出口温度67.5℃；
78.c)乙苯热泵压缩机c
‑
101的入口条件：10kpaa、温度67.04℃、物流量78.86t/h；乙苯热泵压缩机c
‑
101的出口条件：压力18kpaa；轴功率462.4kw(压缩机效率按75％计算)；若选用陕鼓轴流风机，则机型为ed160
‑
2 2，功率539(最高出口压力可以达到25kpaa)，转速1485。
79.d)苯乙烯产品塔冷凝器e
‑
107换热器型式bxm，为穿流式换热器，直径4000mm，长度7000mm，换热面积3008m2，重量101.8t。壳程苯乙烯气体被管程循环水冷凝，壳侧压降0.4kpa，换热器出口未冷凝气相苯乙烯质量流量725kg/h；
80.e)苯乙烯产品塔顶冷凝器e
‑
107所用循环水同低压乙苯/苯乙烯塔冷凝器e
‑
105所用循环水串联，且e
‑
107置于循环水流程前部，以便增加低压乙苯/苯乙烯塔冷凝器e
‑
105传热温差；
81.f)苯乙烯产品塔降膜再沸器e
‑
106所需热负荷8059kw。降膜式bem换热器，直径为3800mm，长度为8500mm，换热面积为3616m2，总量129.5t。温差7.2℃，壳侧温度为75.73℃
‑
82.18℃，管侧温度为67.5℃
‑
70.66℃，壳程出口不凝气量1563kg/h，气化率7％；
82.g)苯乙烯产品塔降膜再沸器配套循环泵:设计流量1118m2/h(115％余量)，扬程36m，轴功率为132kw；
83.h)苯乙烯产品塔t
‑
104的塔直径为5000mm，塔壳体重量为103.8t，填料体积为353m2。
84.对比例一
85.该对比例主要同应用例一进行对比：
86.以50万吨乙苯脱氢制苯乙烯的传统苯乙烯分离单元为例，苯乙烯产品塔使用0.04mpag蒸汽为热源：
87.a)苯乙烯产品塔t
‑
104的塔顶压力为6kpaa、温度为63.56℃，塔釜压力8.6kpaa、再沸器出口温度为77.74℃；
88.b)苯乙烯产品塔冷凝器e
‑
107换热器型式bxm，直径为2800mm，换热管长度为6000mm，换热面积为1825m2，重量56.7t。壳程苯乙烯气体被管程循环水冷凝，壳侧压降是0.9kpa，换热器出口未冷凝气相苯乙烯质量流量356kg/h；
89.c)苯乙烯产品塔顶冷凝器e
‑
107所用循环水同低压乙苯/苯乙烯塔冷凝器e
‑
105所用循环水串联，且e
‑
107置于循环水流程前部，以便增加e
‑
105传热温差；
90.d)苯乙烯产品塔采用热虹吸式换热器，所需热负荷8083kw。需要消耗0.04pmpag蒸汽12.89t/h。需要两台再沸器并联。每台再沸器直径2200mm，换热管长度换3000mm，每台换热面积842m2。每台重量28.9t；
91.e)苯乙烯产品塔t
‑
104的塔直径为4200mm，塔壳体重量为75.4t，填料体积为249m2。
92.将应用例一和对比例一进行比较：
93.1.应用例一无需使用蒸汽，仅增加乙苯热泵压缩机c
‑
101和降膜再沸器循环泵电耗的轴功率总计：594.4kw。以0.7元每度电计价，花费416.08元/小时。每小时能耗为594.4*0.086＝51.1kg标油/小时。0.086为《苯乙烯单位产品能源消耗限额gb 32053》中的电折标油系数；注：应用列一、二、三的压缩机和降膜再沸器循环泵实际耗电量不超过轴功率的1.2倍。
94.2.对比例一中无需增加电耗，但需使用0.04mpag蒸汽12.89t/h。以单价100元/吨计，需花费1289元/小时。每小时能耗为12.89*55＝708.95kg标油/小时。55为《苯乙烯单位产品能源消耗限额gb 32053》中的低低压蒸汽折标油系数；
95.3.因应用例一较传统工艺降低了塔压，导致应用例一的塔、再沸器、冷凝器的重量几乎增加了一倍，投资增加约300万元。另外应用例一相比传统工艺还需额外增加压缩机和降膜再沸器循环泵投资费用约950万元。加上其他配套费用，两年左右可以收回应用例一增加的投资成本。
96.应用例二
97.以50万吨乙苯脱氢制苯乙烯的苯乙烯分离单元为例。低压乙苯/苯乙烯塔t
‑
103的塔顶馏出高浓度气相乙苯，经过乙苯热泵压缩机c
‑
101增压，仅为预分离塔降膜再沸器e
‑
101提供热源。具体工艺路线详见附图4。
98.a)低压乙苯/苯乙烯塔t
‑
103的塔顶压力为10kpaa、温度为67.04℃、塔顶流出的高浓度气相乙苯经乙苯热泵压缩机c
‑
101增压后送入预分离塔降膜再沸器e
‑
101的物流量5为0.81t/h；
99.b)预分离塔t
‑
101的塔顶压力为14kpaa、塔顶温度为46.6℃，塔釜压力为15.8kpaa、预分离塔降膜再沸器e
‑
101的出口温度为83.25℃；
100.c)乙苯热泵压缩机c
‑
101的入口条件为：10kpaa、温度67.04℃、物流量50.81t/h；乙苯热泵压缩机c
‑
101的出口条件为：压力36kpaa；轴功率657.8kw(压缩机效率按75％计算)；
101.d)预分离塔冷凝器e
‑
102换热器型式bxm，直径2500mm，长度6000mm，换热面积2238m2，重量50.9t。壳程苯乙烯气体被管程循环水冷凝，壳侧压降0.72kpa，换热器出口未冷凝气相流量3389kg/h；
102.e)预分离塔冷凝器e
‑
102所用循环水同低压乙苯/苯乙烯塔冷凝器e
‑
105所用循环水串联，且e
‑
102置于循环水流程前部，以便增加e
‑
105传热温差；
103.f)预分离塔降膜再沸器e
‑
101所需热负荷4948kw，降膜式bem换热器，直径3000mm，长度6500mm，换热面积3445m2，总量90.9t，温差8.5℃，壳侧温度91.33℃
‑
98.79℃，管侧温度83.4℃
‑
86.78℃，壳程出口不凝气量1316kg/h，气化率24.3％；
104.g)苯乙烯产品塔降膜再沸器配套循环泵:设计流量276.8m2/h(115％余量)，扬程36m，轴功率33kw；
105.h)预分离塔t
‑
101的塔直径为3400mm。
106.对比例二
107.该对比例主要同应用例二进行对比：
108.以50万吨乙苯脱氢制苯乙烯的传统苯乙烯分离单元为例，预分离塔使用0.04mpag蒸汽为热源：
109.a)预分离塔t
‑
101的塔顶压力为20kpaa、温度55.18℃，塔釜压力21.8kpaa、再沸器出口温度为91.94℃；
110.b)预分离塔冷凝器e
‑
102的换热器型式为bxm，直径2200mm，换热管长度6000mm，换热面积1553m2，重量为38.5t。壳程苯乙烯气体被管程循环水冷凝，壳侧压降0.58kpa，换热器出口未冷凝气相苯乙烯质量流量1710kg/h；
111.c)预分离塔热虹吸式换热器所需热负荷4948kw。需要消耗0.04pmpag蒸汽7.92t/h。需两台再沸器并联。每台再沸器直径2000mm，换热管长度换3000mm，每台换热面积712m2。每台重量26.1t；
112.d)预分离塔t
‑
101的塔直径为3800mm。
113.将应用例二和对比例二进行比较：
114.1.应用例二无需使用蒸汽，仅增加乙苯热泵压缩机c
‑
101和降膜再沸器循环泵电耗的轴功率总计：690.8kw。以0.7元每度电计价，花费483.56元/小时。每小时能耗为690.8*0.086＝59.4kg标油/小时。0.086为《苯乙烯单位产品能源消耗限额gb 32053》中的电折标油系数；
115.2.对比例二无需增加电耗，但需使用0.04mpag蒸汽7.92t/h。以单价100元/吨计，需花费792元/小时。每小时能耗为7.92*55＝435.6kg标油/小时。55为《苯乙烯单位产品能源消耗限额gb 32053》中的低低压蒸汽折标油系数；
116.3.因应用例二较传统工艺降低了塔压，导致应用例二的塔、再沸器、冷凝器的重量几乎增加了50％，投资增加约100万元。另外应用例二比传统工艺还需额外增加压缩机和降膜再沸器循环泵投资费用约750万元。加上其它配套费用，约4年可以收回应用例二增加的投资成本。
117.应用例三
118.以50万吨乙苯脱氢制苯乙烯的苯乙烯分离单元为例。该应用例采用的是闭式热泵，将低压乙苯/苯乙烯塔t
‑
103的塔顶物流送入低压乙苯/苯乙烯塔热泵工质蒸发器e
‑
108，未冷凝的物流继续送入低压乙苯/苯乙烯分离塔后冷凝器e
‑
109冷凝。被蒸发的热泵工质4'经工质热泵压缩机c
‑
102增压后的第二热泵工质气相物流3'，送入苯乙烯产品塔降膜再沸器e
‑
106作为热源，在e
‑
106经冷凝的第二冷凝热泵工质7'循环回低压乙苯/苯乙烯塔热泵工质蒸发器e
‑
108继续被气化，循环使用。详见附图5。
119.a)低压乙苯/苯乙烯塔t
‑
103的塔顶压力为9.99kpaa、温度为66.96℃、塔顶含高浓度气相乙苯送入低压乙苯/苯乙烯塔热泵工质蒸发器e
‑
108物流量为69.3t/h；
120.b)苯乙烯产品塔t
‑
104的塔顶压力为2.5kpaa、塔顶温度为45.45℃，塔釜压力为5.6kpaa、苯乙烯产品塔降膜再沸器e
‑
106的出口温度为67.5℃；
121.c)工质热泵压缩机c
‑
102的入口条件：介质为1
‑
丁烯、压力为748kpaa、温度为58℃、物流量为88.5t/h；工质热泵压缩机c
‑
102的出口条件为：压力1150kpaa；轴功率696.5kw(压缩机效率按65％计算)；
122.d)苯乙烯产品塔冷凝器e
‑
107的换热器型式为bxm，直径4000mm，长度7000mm，换热
面积3008m2，重量101.8t。壳程苯乙烯气体被管程循环水冷凝，壳侧压降0.4kpa，换热器出口未冷凝气相苯乙烯质量流量725kg/h；
123.e)低压乙苯/苯乙烯塔热泵工质蒸发器e
‑
108换热器型式为bkm，直径2500mm，长度7000mm，换热面积2785m2，重量71.98t。壳程1
‑
丁烯气化温度为57.99℃,管程高浓度气相乙苯入口温度66.96℃，管程出口温度60℃,管程出口未冷凝气体流量1871kg/h；
124.f)苯乙烯产品塔顶冷凝器e
‑
107所用循环水同低压乙苯/苯乙烯后凝器e
‑
109所用循环水串联，且e
‑
107置于循环水流程前部，以便增加e
‑
109传热温差；
125.g)苯乙烯产品塔降膜再沸器e
‑
106所需热负荷为8059kw。降膜式bem换热器，直径4000mm，长度8500mm，换热面积4019m2，总量156.8t。温差6.2℃，壳侧温度80.35℃
‑
75.00℃，管侧温度67.5℃
‑
70.16℃，壳程出口不凝气量0kg/h，气化率12％；
126.h)苯乙烯产品塔降膜再沸器e
‑
106配套循环泵：设计流量707m2/h(115％余量)，扬程36m，轴功率85kw；
127.i)苯乙烯产品塔t
‑
104塔的直径为5000mm，塔壳体重量103.8t，填料体积353m2；
128.对比例三
129.以50万吨乙苯脱氢制苯乙烯的传统苯乙烯分离单元为例，苯乙烯产品塔使用0.04mpag蒸汽为热源：
130.a)苯乙烯产品塔t104的塔顶压力为6kpaa、温度为63.56℃，塔釜压力8.6kpaa、塔釜再沸器出口温度77.74℃；
131.b)苯乙烯产品塔冷凝器e
‑
107的换热器型式为bxm，直径2800mm，换热管长度为6000mm，换热面积1825m2，重量56.7t。壳程苯乙烯气体被管程循环水冷凝，壳侧压降0.9kpa，换热器出口未冷凝气相苯乙烯质量流量356kg/h；
132.c)苯乙烯产品塔热虹吸式换热器所需热负荷8083kw。需要消耗0.04pmpag蒸汽12.89t/h。需两台再沸器并联。每台再沸器直径2200mm，换热管长度换3000mm，每台换热面积842
㎡
。每台重量28.9t；
133.d)产品苯乙烯塔t
‑
104塔直径4200m2，塔壳体重量75.4t，填料体积249m2。
134.将应用例三和对比例三进行比较：
135.1.应用例三无需使用蒸汽，仅增加工质热泵压缩机c
‑
102和降膜再沸器循环泵电耗的轴功率总计：781.5kw。以0.7元每度电计价，花费547.05元/小时。每小时能耗为781.5*0.086＝67.21kg标油/小时。0.086为《苯乙烯单位产品能源消耗限额gb 32053》中的电折标油系数；
136.2.对比例三无需增加电耗，但需使用0.04mpag蒸汽12.89t/h。以单价100元/吨计，需花费1289元/小时。每小时能耗为12.89*55＝708.95kg标油/小时。55为《苯乙烯单位产品能源消耗限额gb 32053》中的低低压蒸汽折标油系数；
137.3.因应用例三较传统工艺降低了塔压，导致应用例三的塔、再沸器、冷凝器的重量几乎增加了一倍，且增加了低压乙苯/苯乙烯塔热泵工质蒸发器e
‑
108。投资增加约400万元。另外应用例三比传统工艺还需额外增加压缩机和降膜再沸器循环泵投资费用约850万元。加上其它配套费用，约2.5年可以收回应用例三增加的投资成本。
138.综上可知，本技术通过增加热泵循环工艺流程并结合降膜再沸器的使用实现了低压乙苯/苯乙烯塔t
‑
103和预分离塔t
‑
101以及苯乙烯产品塔t
‑
104之间的热耦合，可在高低
压耦合的乙苯/苯乙烯分离塔节能技术基础上，进一步大幅度降低苯乙烯分离过程中的能耗，且经过几年的运行操作后即可收回投入成本，长期经济和环境效益明显。
139.以上显示和描述了本发明的基本原理、主要特征及优点。但是以上所述仅为本发明的具体实施例，本发明的技术特征并不局限于此，任何本领域的技术人员在不脱离本发明的技术方案下得出的其他实施方式均应涵盖在本发明的专利范围之中。