乙腈精制系统的节能装置和节能方法与流程

本发明涉及一种高纯乙腈精制系统中的节能装置和节能方法。

背景技术：

在丙烯腈生产工艺中，乙腈、氢氰酸作为副产物回收，通常采用由脱氢氰酸塔、化学处理、减压、加压共沸蒸馏的组合工艺，对乙腈进行连续回收，可有效地脱除乙腈中水和杂质。

例如，EP055920公开了一种连续回收乙腈的工艺，该工艺采用精馏脱除氢氰酸等轻组分、化学处理进一步脱除氢氰酸、减压精馏和加压精馏联合脱水的方法，提高了乙腈的精制回收率，可得到较高纯度的乙腈产品。CN1328994A也公开了一种高纯乙腈精制方法，从含有乙腈、水、HCN、噁唑和重有机物的粗乙腈中连续回收高纯乙腈，该方法对传统连续回收乙腈的工艺进行了改进，通过在第一分离塔的精馏段上部增加一个液相抽出口，使累积的噁唑被顺利排出系统。CN1328993A也公开了一种连续回收乙腈的工艺，通过在传统的减压精馏塔和加压精馏塔的精馏段局部添加碱性化合物，从而通过精馏除去HCN，达到脱除乙腈中微量HCN的目的。

在上述现有技术中，均采用了在第一分离塔脱除氢氰酸等轻组分、提馏段侧线气相抽出含水等杂质的乙腈的工艺，该抽出乙腈物料经化学处理、减压和加压脱水后得到乙腈成品。通常，在该工艺中，第一分离塔、第二分离塔和第三分离塔中的所需蒸发量分别来自各自的塔釜再沸器，再沸器所需热量由低压蒸汽提供。另一方面，化学处理时的加热源也为低压蒸汽。如图1所示，化学反应釜2采用夹套蒸汽加热，蒸汽17从夹套上部加入，蒸汽凝水18从夹套底部流出。

技术实现要素：

通常，在化学反应釜2中所进行的化学处理实际上并不需要过高的温度，一般控制在40℃～70℃。本发明人进行了大量研究之后发现，第一分离塔、第二分离塔和第三分离塔各自的塔釜再沸器中所产生的蒸汽凝水足以满足化学反应釜2需要热量的要求。

因此，本发明的目的是提供一种高纯乙腈精制系统中的节能装置和节能方法。根据本发明，通过将乙腈精制系统中各分离塔再沸器的蒸汽凝水收集再利用，作为化学处理釜热源，具有在完成化学反应的同时，操作简便、反应温度易控、能耗更低的特点。

本发明的一方面提供一种乙腈精制系统的节能装置，该装置包括：

第一分离塔再沸器；

第二分离塔再沸器；

第三分离塔再沸器；

蒸汽凝水收集单元；以及

化学反应釜加热夹套，其中，

所述第一分离塔再沸器、所述第二分离塔再沸器和所述第三分离塔再沸器分别利用低压蒸汽产生第一分离塔、第二分离塔和第三分离塔所需的蒸发量，并产生蒸汽凝水，

所述蒸汽凝水收集单元收集所述蒸汽凝水，并将所述蒸汽凝水供应至所述化学反应釜加热夹套，并且

所述化学反应釜加热夹套利用所述蒸汽凝水向化学反应釜供热。

在本发明的乙腈精制系统的节能装置中，优选地，所述蒸汽凝水收集单元为凝水罐或凝水总管。

在本发明的乙腈精制系统的节能装置中，优选地，所述蒸汽凝水的温度为80～120℃。

在本发明的乙腈精制系统的节能装置中，优选地，所述化学处理釜的温度变化范围为±3℃。

本发明的另一方面提供一种乙腈精制系统的节能方法，该方法包括以下步骤：

通过第一分离塔再沸器、第二分离塔再沸器和第三分离塔再沸器分别利用低压蒸汽产生第一分离塔、第二分离塔和第三分离塔所需的蒸发量，并产生蒸汽凝水；

将所述蒸汽凝水收集到所述蒸汽凝水收集单元；以及

将所述蒸汽凝水收集单元中的所述蒸汽凝水供应至化学反应釜加热夹套，以向化学反应釜供热。

在本发明的乙腈精制系统的节能方法中，优选地，所述蒸汽凝水收集单元为凝水罐或凝水总管。

在本发明的乙腈精制系统的节能方法中，优选地，所述蒸汽凝水的温度为80～120℃。

在本发明的乙腈精制系统的节能方法中，优选地，所述化学处理釜的温度变化范围为±3℃。

附图说明

图1为现有技术的乙腈精制系统的示意图。

图2为本发明的第一实施方式的乙腈精制系统的示意图。

图3为本发明的第二实施方式的乙腈精制系统的示意图。

参考标记列表

1：第一分离塔

2：化学反应釜

3：第二分离塔

4：第三分离塔

5：第一分离塔再沸器

6：化学处理釜加热夹套

7：第二分离塔再沸器

8：第三分离塔再沸器

10、17、20、30：低压蒸汽

11、18、21、31：蒸汽凝水

35：凝水罐

36：凝水总管

具体实施方式

以下，将参考附图描述本发明的实施方式。

【第一实施方式】

本发明的第一实施方式的乙腈精制系统的示意图如图2所示。原料粗乙腈9从定位于第一分离塔中部的原料进口进入。原料可以包含部分提纯的乙腈，可以来自任何适合的来源，例如来自丙烯腈装置乙腈解吸塔顶，以重量百分比计，其组成可以包括20～80％乙腈，1～4％HCN，0.1～0.3％丙烯腈，20～79％水。第一分离塔塔顶气相物流12经第一分离塔冷凝器冷凝后，凝液14全部回流，不凝气体氢氰酸等轻组份13排出系统脱除。塔釜排除部分水和重组份16，脱除了轻组份的含水乙腈15从脱氢氰酸塔1提馏段下部侧线气相抽出去化学处理釜2。

来自第一分离塔侧线的含水乙腈15进入化学反应釜2，同时加入氢氧化钠溶液进行化学处理，脱除游离氢氰酸和少量丙烯腈等杂质。

化学处理后的反应液19从第二分离塔3的中部进入，脱除重组分和大部分水的乙腈22从塔顶馏出，经冷凝冷却后部分作为回流23从塔顶回流口流入，其余24送去第三分离塔4；水和重组分杂质25从塔 釜排出。

来自第二分离塔3塔顶的脱除了大部分水的乙腈物料24进入第三分离塔4，塔顶含较多水份的乙腈物料26经冷凝冷却后，部分物料27回流，其余物料28返回第二分离塔3的进料19或第一分离塔1的进料9；塔釜含重组分乙腈物料32返回第二分离塔3的进料19；第三分离塔4的提馏段下部气相侧线抽出高纯度成品乙腈29。

在上述乙腈精制系统中，第一分离塔1、第二分离塔3和第三分离塔4各自所需的蒸发量分别来自于第一分离塔再沸器5、第二分离塔再沸器7和第三分离塔再沸器8。上述三个再沸器所需的热量由低压蒸汽提供。如图2中所示，低压蒸汽10、20和30分别进入上述三个分离塔再沸器5、7和8，冷凝后形成的蒸汽凝水11、21和31分别从分离塔再沸器5、7和8流出，经连接管道37、38和39被收集到凝水罐35内。经化学处理釜温度与凝水流量串级控制调节后，凝水罐35内的蒸汽凝水33被输送至化学处理釜2的加热夹套6，以提供化学处理所需的热量。最后，回水34由加热夹套6的上部流出。

【第二实施方式】

以下，将参考图3对本发明的第二实施方式进行描述。对于第二实施方式的节能系统中与第一实施方式中的节能系统相同的构件，采用相同的参考标记，并省略其详细说明。

如图3所示，本发明的第二实施方式与第一实施方式的区别在于，不设置凝水罐35，取而代之，设置夹套凝水总管36。具体而言，将分别来自于第一分离塔再沸器5、第二分离塔再沸器7和第三分离塔再沸器8的蒸汽凝水11、21和31分别经连接管道37、38、39接入化学处理釜夹套凝水总管36。经化学处理釜温度与凝水流量串级控制调节后，凝水总管36内蒸汽凝水33所需凝水33被输送至化学处理釜2的加热夹套6，以提供化学处理所需的热量。最后，回水34由加热夹套6的 上部流出。

通常，化学处理釜的操作温度在40～70℃的范围内。因此，在上述实施方式中，蒸汽凝水的温度优选为80～120℃，更优选为90～100℃。并且，根据本发明的实施方式，能够在±3℃的范围内调节化学处理釜的温度。

下面通过实施例对本发明作进一步的阐述。

实施例

【比较例1】

按照图1所示的乙腈精制系统，以重量百分含量计，含乙腈50％、氢氰酸1.5％的原料粗乙腈，从第一分离塔的中部加入，操作压力为常压，塔顶温度为50℃，塔釜温度为115℃，提馏段侧线抽出温度为92℃。塔顶脱除氢氰酸，提馏段侧线抽出浓度为75％的乙腈去化学处理，按总氰：碱摩尔比为：1∶2.0加入40％NaOH溶液反应4～6小时，蒸汽用量由化学处理釜温度串接控制，所用蒸汽量约为0.07kg蒸汽/kg乙腈，化学处理釜的温度变化可控制在50±5℃。化学处理后进入第二分离塔减压脱水和第三分离塔加压脱水，第二分离塔的塔顶压力为0.026Mpa，顶温40℃、釜温64℃，从第二分离塔塔釜排除水和丙烯醇、丙腈等杂质。第三分离塔塔顶压力为0.3MPa，顶温108℃、釜温125℃，从第三分离塔侧线得到成品乙腈。

【实施例1】

按照图2所示的乙腈精制系统，将第一分离塔、第二分离塔、第三分离塔的再沸器的蒸汽凝水集中收集在凝水罐中，从凝水罐向加热夹套提供蒸汽凝水为化学处理釜加热。化学处理釜的温度控制方式由控制蒸汽用量相应改为凝水用量，化学处理釜的温度变化可控制在50±2℃，温度控制更平稳，且省去了0.07kg蒸汽/kg乙腈的蒸汽投入，节约了能耗。改造后，同样从第三分离塔侧线得到合格的成品乙腈。

【实施例2】

按照图3所示的乙腈精制系统，在第一分离塔、第二分离塔、第三分离塔的再沸器蒸汽凝水排出管线上增加送去化学处理釜加热夹套的凝水总管，化学处理釜的温度控制方式由控制蒸汽用量相应改为凝水用量，控制采用部分凝水为化学处理釜供热，化学处理釜的温度变化可控制在50±2℃，温度控制更平稳，且省去了0.07kg蒸汽/kg乙腈的蒸汽投入，节约了能耗。改造后，同样从第三分离塔侧线得到合格的成品乙腈。

如上所述，根据本发明，通过将乙腈精制系统中各分离塔再沸器的蒸汽凝水收集再利用，作为化学处理釜热源，具有在完成化学反应的同时，操作简便、反应温度易控、能耗更低的特点。