乙醇脱水制乙烯工艺中热量综合利用的方法与流程

本发明涉及一种乙醇脱水制乙烯工艺中热量综合利用的方法。

背景技术：

乙烯是非常重要的石油化工基本原料，其大宗下游产品主要有聚乙烯、聚氯乙烯、环氧乙烷、乙二醇、苯乙烯、醋酸乙烯等。

目前，国内外主要采用以石油为原料的裂解法生产乙烯，随着石油资源的日益减少以及国际油价的不断攀升，石油路线制乙烯将面临前所未有的挑战。世界许多石油化工公司正积极开拓其他路线，包括采用煤、天然气、生物质原料等生产烯烃，以减轻乙烯对有限石油资源的过度依赖。

采用可再生的生物质原料生产乙醇，再脱水制乙烯的技术是调整能源结构、减少环境污染、促进国民经济和社会可持续发展的重要途径之一。对于乙醇脱水制乙烯，目前主要的研究目标是改进工艺流程，降低装置物耗能耗，增加效益。

在乙醇脱水制乙烯的工艺方法中，目前已工业应用的主要为固定床工艺，包括等温固定床工艺和绝热固定床工艺。US4232179提出了乙醇脱水反应的绝热工艺，即乙醇脱水反应在绝热固定床中进行，反应物料在进入反应器前加热到反应所需温度。之后US4396789又提出了三段式绝热固定床反应工艺，并在二十世纪八十年代初利用该工艺建立了6万吨/年乙烯装置。现有的文献或专利中，很少有专门涉及能量综合利用方面的报道。CN103121898A提出了在乙烯第一、第二冷却器和乙烯脱轻塔再沸器之间设置一套冷冻液系统，利用乙烯压缩机出口物料热量作为乙烯脱轻塔再沸器热源的方式来降低能耗。然而在整个乙醇脱水制乙烯工艺中，乙烯脱轻塔的能耗在总能耗中所占比重很小，通过设置冷冻液系统取得的节能效果非常有限。因此，应全面考虑整个装置的热量利用，才能真正达到降低能耗、节约运行成本的目的。

技术实现要素：

本发明涉及一种乙醇脱水制乙烯工艺中热量综合利用的方法。

本发明所要解决的技术问题是现有乙醇脱水制乙烯工艺存在能耗高、经济性差的问题，提供了一种新的综合利用乙醇脱水反应产物热量的方法。该方法具有操作简单，能耗低、经济性好的特点。

为了解决上述技术问题，本发明采用的技术方案如下：一种乙醇脱水制乙烯工艺中热量综合利用的方法，包括以下步骤：(a)乙醇脱水反应产物Ⅰ进入反应进出料换热器，使气相原料乙醇过热，得到冷却后反应产物Ⅱ；(b)上述反应产物Ⅱ进入蒸汽过热器，使进料水蒸汽过热，得到冷却后反应产物Ⅲ；(c)上述反应产物Ⅲ进入乙醇汽化器，使液相原料乙醇汽化，得到冷却后反应产物Ⅳ；(d)上述反应产物Ⅳ进入乙醇预热器，预热液相原料乙醇，得到冷却后反应产物Ⅴ；(e)上述反应产物Ⅴ进入进料工艺水预热器，预热进料工艺水后进入水洗塔；(f)水洗塔釜液一部分作为进料工艺水返回至进料加热器入口，一部分作为循环工艺水进入乙烯精馏塔再沸器，加热再沸液后返回至水洗塔，剩余部分外排。

在上述技术方案中，原料乙醇通过乙醇预热器、乙醇汽化器、反应进出料换热器与乙醇脱水反应产物换热后产生过热乙醇蒸汽，该过热乙醇蒸汽和从水洗塔来的进料过热水蒸汽混合后由加热器加热到反应所需温度，然后进入乙醇脱水反应器进行反应。乙醇脱水反应器采用绝热多段固定床反应器，段数优选范围为1～6段，更优选范围为2～4段；催化剂优选为氧化铝、硅铝催化剂或分子筛催化剂中的至少一种；反应温度优选范围为350～480℃，反应压力优选范围为0.1～0.8MPaG。乙醇脱水反应产物经过与原料乙醇、进料工艺水多次换热后进入水洗塔。水洗塔塔釜出料分为三股，分别为进料工艺水、循环工艺水和外排工艺水。其中进料工艺水通过进料工艺水预热器和乙醇脱水反应产物换热后进入蒸汽发生器，通过外部供热使进料工艺水全部汽化，产生的水蒸汽与乙醇脱水反应产物进一步换热后成为进料过热水蒸汽，其中进料工艺水和原料乙醇的质量比优选范围为0.3～3.0，更优选范围为0.5～1.5；循环工艺水作为乙烯精馏塔再沸器的热源，换热后再通过外部冷却降温后返回水洗塔顶部。水洗塔塔顶粗乙烯经过碱洗、压缩、干燥后进入乙烯精馏塔进行精馏分离。

本发明通过优化换热网络，使乙醇脱水反应产物与原料乙醇进行三次换热，与进料工艺水进行二次换热，与乙烯精馏塔再沸液进行一次换热，实现了高温乙醇脱水反应产物热量的充分利用，使得热量消耗降低了37.1％，冷量消耗降低了52.2％，达到了节能降耗、提升装置经济性的目的，取得了较好的技术效果。

附图说明

图1是本发明乙醇脱水制乙烯工艺中热量综合利用的方法工艺流程示意图。

图1中E1为乙醇预热器，E2为乙醇汽化器，E3为反应进出料换热器，E4为进料加热器，E5为蒸汽过热器，E6为进料工艺水预热器，E7为蒸汽发生器，E8为乙烯精馏塔再沸器，E9为循环工艺水冷却器，R1为乙醇脱水反应器，T1为水洗塔，T2为乙烯精馏塔，U1为碱洗压缩干燥单元，1为原料乙醇，2为预热乙醇，3为乙醇蒸汽，4为过热乙醇蒸汽，5为反应进料，6为反应产物，7为一次换热后反应产物，8为二次换热后反应产物，9为三次换热后反应产物，10为四次换热后反应产物，11为五次换热后反应产物，12为进料工艺水，13为循环工艺水，14为外排工艺水，15为进料预热工艺水，16为进料水蒸汽，17为进料过热水蒸汽。

按图1所示的流程，原料乙醇1经过乙醇预热器E1预热，升温后的预热乙醇2进入乙醇汽化器E2，在乙醇汽化器E2内乙醇汽化为乙醇蒸汽3，之后进入反应进出料换热器E3，经过换热后的过热乙醇蒸汽4与进料过热水蒸汽17混合后进入进料加热器E4，加热到反应所需温度的反应进料5进入乙醇脱水反应器R1发生脱水反应。反应产物6经过反应进出料换热器E3换热后得到一次换热后反应产物7，之后依次经过蒸汽过热器E5得到二次换热后反应产物8、乙醇汽化器E2得到三次换热后反应产物9、乙醇预热器E1得到四次换热后反应产物10、进料工艺水预热器E6得到五次换热后反应产物11。五次换热后反应产物11从水洗塔T1下部进入，通过水洗，塔釜得到三股物料，分别为进料工艺水12、循环工艺水13和外排工艺水14，其中进料工艺水12依次经过进料工艺水预热器E6得到进料预热工艺水15、蒸汽发生器E7得到进料水蒸汽16、蒸汽过热器E5得到进料过热水蒸汽17；循环工艺水13进入乙烯精馏塔再沸器E8，换热后进入循环工艺水冷却器E9，冷却到所需温度后返回水洗塔T1顶部。水洗塔塔顶粗乙烯经过碱洗压缩干燥单元U1后进入乙烯精馏塔T2进行精馏分离。

下面通过具体实施例对本发明作进一步的说明，但是，本发明的范围并不只限于实施例所覆盖的范围。

具体实施方式

【实施例1】

按图1所示，室温下95％(体积)的原料乙醇经过预热、汽化、过热后和进料过热水 蒸汽混合，通过进料加热器加热到反应所需温度后进入乙醇脱水反应器。反应器为四段绝热固定床反应器，催化剂为氧化铝。各段反应器进口温度为440℃，第一段反应器进口压力为0.4MPaG，最后一段反应器出口温度为393℃。反应产物与原料乙醇、进料工艺水换热降温后进入水洗塔。水洗塔操作压力为0.2MPaG，塔顶温度为42℃，水洗塔釜共三股物流，其中进料工艺水物流经过换热及外部供热后返回至进料加热器入口，进料工艺水与原料乙醇的质量比为0.9；循环工艺水物流经过与乙烯精馏塔再沸器换热及外部冷却后返回至水洗塔顶；水洗塔顶粗乙烯经过碱洗压缩干燥单元后进入乙烯精馏塔进行精馏分离。乙烯精馏塔操作压力为1.8MPaG。此流程中E1～E9换热器，共需额外提供热量2151kW，冷量1160kW。

【实施例2】

按图1所示，室温下95％(体积)的原料乙醇经过预热、汽化、过热后和进料过热水蒸汽混合，通过进料加热器加热到反应所需温度后进入乙醇脱水反应器。反应器为四段绝热固定床反应器，催化剂为氧化铝。各段反应器进口温度为450℃，第一段反应器进口压力为0.5MPaG，最后一段反应器出口温度为403℃。反应产物与原料乙醇、进料工艺水换热降温后进入水洗塔。水洗塔操作压力为0.3MPaG，塔顶温度为42℃，水洗塔釜共三股物流，其中进料工艺水物流经过换热及外部供热后返回至进料加热器入口，进料工艺水与原料乙醇的质量比为0.9；循环工艺水物流经过与乙烯精馏塔再沸器换热及外部冷却后返回至水洗塔顶；水洗塔顶粗乙烯经过碱洗压缩干燥单元后进入乙烯精馏塔进行精馏分离。乙烯精馏塔操作压力为1.8MPaG。此流程中E1～E9换热器，共需额外提供热量2178kW，冷量1185kW。

【实施例3】

按图1所示，室温下95％(体积)的原料乙醇经过预热、汽化、过热后和进料过热水蒸汽混合，通过进料加热器加热到反应所需温度后进入乙醇脱水反应器。反应器为四段绝热固定床反应器，催化剂为氧化铝。各段反应器进口温度为430℃，第一段反应器进口压力为0.6MPaG，最后一段反应器出口温度为373℃。反应产物与原料乙醇、进料工艺水换热降温后进入水洗塔。水洗塔操作压力为0.2MPaG，塔顶温度为42℃，水洗塔釜共三股物流，其中进料工艺水物流经过换热及外部供热后返回至进料加热器入口，进料工艺水与原料乙醇的质量比为0.5；循环工艺水物流经过与乙烯精馏塔再沸器换热及外部冷却后返 回至水洗塔顶；水洗塔顶粗乙烯经过碱洗压缩干燥单元后进入乙烯精馏塔进行精馏分离。乙烯精馏塔操作压力为1.9MPaG。此流程中E1～E9换热器，共需额外提供热量1486kW，冷量507kW。

【实施例4】

按图1所示，室温下95％(体积)的原料乙醇经过预热、汽化、过热后和进料过热水蒸汽混合，通过进料加热器加热到反应所需温度后进入乙醇脱水反应器。反应器为三段绝热固定床反应器，催化剂为硅铝催化剂。各段反应器进口温度为430℃，第一段反应器进口压力为0.4MPaG，最后一段反应器出口温度为390℃。反应产物与原料乙醇、进料工艺水换热降温后进入水洗塔。水洗塔操作压力为0.1MPaG，塔顶温度为42℃，水洗塔釜共三股物流，其中进料工艺水物流经过换热及外部供热后返回至进料加热器入口，进料工艺水与原料乙醇的质量比为1.2；循环工艺水物流经过与乙烯精馏塔再沸器换热及外部冷却后返回至水洗塔顶；水洗塔顶粗乙烯经过碱洗压缩干燥单元后进入乙烯精馏塔进行精馏分离。乙烯精馏塔操作压力为1.9MPaG。此流程中E1～E9换热器，共需额外提供热量2692kW，冷量1693kW。

【实施例5】

按图1所示，室温下95％(体积)的原料乙醇经过预热、汽化、过热后和进料过热水蒸汽混合，通过进料加热器加热到反应所需温度后进入乙醇脱水反应器。反应器为二段绝热固定床反应器，催化剂为硅铝催化剂。各段反应器进口温度为460℃，第一段反应器进口压力为0.3MPaG，最后一段反应器出口温度为395℃。反应产物与原料乙醇、进料工艺水换热降温后进入水洗塔。水洗塔操作压力为0.1MPaG，塔顶温度为42℃，水洗塔釜共三股物流，其中进料工艺水物流经过换热及外部供热后返回至进料加热器入口，进料工艺水与原料乙醇的质量比为2.5；循环工艺水物流经过与乙烯精馏塔再沸器换热及外部冷却后返回至水洗塔顶；水洗塔顶粗乙烯经过碱洗压缩干燥单元后进入乙烯精馏塔进行精馏分离。乙烯精馏塔操作压力为1.9MPaG。此流程中E1～E9换热器，共需额外提供热量4747kW，冷量3724kW。

【比较例1】

按实施例1的条件及步骤，保持其他操作条件不变，水洗塔釜循环工艺水不作为乙烯 精馏塔再沸器的热源。此流程中E1～E9换热器，共需额外提供热量2482kW，冷量1491kW。此时与实施例1相比，热量消耗增加15.4％，冷量消耗增加28.5％。

【比较例2】

按实施例1的条件及步骤，保持其他操作条件不变，反应出料不作为进料工艺水预热器和蒸汽过热器的热源。此流程中E1～E9换热器，共需额外提供热量2318kW，冷量1327kW。此时与实施例1相比，热量消耗增加7.8％，冷量消耗增加14.4％。

【比较例3】

按实施例1的条件及步骤，保持其他操作条件不变，反应出料不作为乙醇预热器和乙醇汽化器的热源。此流程中E1～E9换热器，共需额外提供热量2922kW，冷量1931kW。此时与实施例1相比，热量消耗增加35.8％，冷量消耗增加66.5％。

【比较例4】

按实施例1的条件及步骤，保持其他操作条件不变，水洗塔釜循环工艺水不作为乙烯精馏塔再沸器的热源，反应出料不作为进料工艺水预热器、蒸汽过热器、乙醇预热器和乙醇汽化器的热源。此流程中E1～E9换热器，共需额外提供热量3420kW，冷量2429kW。此时与实施例1相比，热量消耗增加59.0％，冷量消耗增加109.4％。