一种分离回收环氧乙烷汽提塔顶气的方法及系统与流程

本发明涉及一种分离回收环氧乙烷汽提塔顶气的方法及系统。

背景技术：

工业上，环氧乙烷/乙二醇(EO/EG)系统上的环氧乙烷再吸收塔、乙二醇进料汽提塔和环氧乙烷精制塔之间进行能量利用的系统，其环氧乙烷精制塔的塔釜出料约147℃，经环氧乙烷精制塔塔釜泵增压后，首先经环氧乙烷精制塔进/出料换热器加热环氧乙烷精制塔进料并被冷却至110℃，接着用做环氧乙烷精制塔侧线再沸器的加热热源被进一步冷却至64℃，之后与乙二醇工段返回的38℃再吸收水混合，经再吸收水冷却器冷却至38℃后，用作环氧乙烷再吸收塔的塔顶吸收水。其不足之处在于自环氧乙烷精制塔塔釜的出料虽然经过了一系列换热，但在进入再吸收水冷却器前温度仍有64℃，需要通过冷却水将其冷却到工艺所需的38℃，消耗了较多的冷却水。

此外，乙二醇进料汽提塔的操作压力0.028～0.033MPaG，操作温度50～60℃，而环氧乙烷再吸收塔至乙二醇进料汽提塔的进料温度只有46～47℃，为了保证在乙二醇进料汽提塔内将进料中夹带的CO2脱除干净避免带入后系统，需要在乙二醇进料汽提塔中通入低压蒸汽，以维持一定的汽提量和汽提温度。其不足之处在于相对于乙二醇进料汽提塔的操作条件，目前的进料温度偏低，相应增加了该塔的直接汽提蒸汽量，同时也增加了后续乙二醇工段的废水排放量。

以上两处均没有做到能量的充分利用，不利于系统的节能降耗，增加了操作成本。

技术实现要素：

本发明的目的是提供一种分离回收环氧乙烷汽提塔顶气的方法及系统，在本发明的系统上采用本发明的方法进行分离回收环氧乙烷汽提塔顶气，有利于节能降耗，降低装置的运行成本。

为了实现上述目的，本发明第一方面：提供一种分离回收环氧乙烷汽提塔顶气的方法，该方法包括：a、将来自环氧乙烷汽提塔的环氧乙烷汽提塔顶气在环氧乙烷再吸收塔中进行环氧乙烷再吸收处理，在环氧乙烷再吸收塔的塔顶采出轻组分气，在环氧乙烷再吸收塔的塔底采出再吸收塔塔釜液；b、将步骤a中所得再吸收塔塔釜液的至少一部分作为乙二醇进料汽提塔的进料通入到乙二醇进料汽提塔的顶部，在乙二醇进料汽提塔中用蒸汽进行汽提处理，将在乙二醇进料汽提塔的塔顶采出的含二氧化碳的汽提后气体通入到所述环氧乙烷再吸收塔中进行再吸收处理，将乙二醇进料汽提塔塔底液分成二部分采出，其中一部分作为乙二醇反应进料，另一部分作为环氧乙烷精制进料；c、将步骤b中所得环氧乙烷精制进料在环氧乙烷精制塔中进行精制处理，从环氧乙烷精制塔的上部侧线采出精制环氧乙烷产品，将从环氧乙烷精制塔的中部侧线采出含醛的环氧乙烷与乙二醇进料汽提塔的一部分塔底液合并作为乙二醇反应进料，将从环氧乙烷精制塔的底部采出的精制塔塔底出料作为步骤a中环氧乙烷再吸收处理的再吸收水通入到所述再吸收塔的顶部塔中；其中，将所述乙二醇进料汽提塔的进料与步骤c中所得精制塔塔底出料在进料预热器中进行第一换热至48-60℃的温度后再通入乙二醇进料汽提塔的顶部进行步骤b中所述汽提处理。

优选地，将所述乙二醇进料汽提塔的进料与步骤c中所得精制塔塔底出料在所述进料预热器中进行所述第一换热至50-55℃的温度后再通入乙二醇进料汽提塔的顶部进行步骤b中所述汽提处理。

优选地，该方法还包括：所述精制塔塔底出料先依次与步骤b中所得环氧乙烷精制进料在环氧乙烷精制塔进/出料换热器中进行第二换热、在环氧乙烷精制塔侧线再沸器中进行第三换热后，再与所述乙二醇进料汽提塔的进料在所述进料预热器中进行所述第一换热。

优选地，该方法还包括：通过设置在所述进料预热器上的预热温度调节控制回路来调节所述乙二醇进料汽提塔的进料的温度，其中所述预热温度调节控制回路包括在通过进料预热器的精制塔塔底出料的管线上设置的旁路管线及位于该管线上的的旁路调节阀。

优选地，将步骤a中所得再吸收塔塔釜液的50-80重量％经再吸收塔塔釜冷却器冷却后返回到所述再吸收塔中，将步骤a中所得再吸收塔塔釜液的20-50重量％作为乙二醇进料汽提塔的进料通入到乙二醇进料汽提塔的顶部。

优选地，步骤a中所述环氧乙烷再吸收处理的条件为：表观压力为0.016-0.023兆帕，温度为38-46℃；步骤b中所述汽提处理的条件为：表观压力为0.028-0.033兆帕，温度为50-60℃；步骤c中所述精制处理的条件为：表观压力为0.267-0.335兆帕，温度为49-147℃，回流比为5.5-8.5。

本发明第二方面：提供一种分离回收环氧乙烷汽提塔顶气的系统，其特征在于，该系统包括环氧乙烷再吸收塔、乙二醇进料汽提塔和环氧乙烷精制塔；所述环氧乙烷再吸收塔包括下部的环氧乙烷汽提塔顶气入口、顶部的轻组分气出口、底部的再吸收塔塔釜液出口和顶部的再吸收水入口；所述乙二醇进料汽提塔包括上部的汽提进料入口、顶部的汽提后气体出口和中部的汽提蒸汽入口，乙二醇进料汽提塔内的下部空间由隔板分隔成底部连通的A部分和B部分，A部分具有乙二醇反应进料出口，B部分具有环氧乙烷精制进料出口；所述环氧乙烷精制塔包括下部的环氧乙烷精制进料入口、中部的粗环氧乙烷侧线采出口、上部的精制环氧乙烷产品侧线采出口和底部的精制塔塔底出料出口以及回流装置；环氧乙烷再吸收塔的所述再吸收塔塔釜液出口与乙二醇进料汽提塔的所述汽提进料入口通过第一管线连通，乙二醇进料汽提塔的所述汽提后气体出口与环氧乙烷再吸收塔的下部连通，乙二醇进料汽提塔的B部分的环氧乙烷精制进料出口与环氧乙烷精制塔的所述环氧乙烷精制进料入口通过第二管线连通，环氧乙烷精制塔的所述精制塔塔底出料出口与环氧乙烷再吸收塔的所述再吸收水入口通过第三管线连通；所述系统还包括进料预热器，所述第一管线和所述第三管线穿过该进料预热器使得所述第一管线和所述第三管线之间可以进行热量交换。

优选地，所述系统还包括环氧乙烷精制塔进/出料换热器和环氧乙烷精制塔侧线再沸器；所述第二管线和所述第三管线穿过该环氧乙烷精制塔进/出料换热器使得所述第二管线和所述第三管线之间可以进行热量交换；所述第三管线和从环氧乙烷精制塔的中部引出的侧线管线穿过该环氧乙烷精制塔侧线再沸器使得所述第三管线和所述侧线管线之间可以进行热量交换；所述进料预热器位于第三管线的乙二醇进料汽提塔一侧，所述环氧乙烷精制塔进/出料换热器位于第三管线的环氧乙烷再吸收塔一侧，所述环氧乙烷精制塔侧线再沸器位于进料预热器和环氧乙烷精制塔进/出料换热器之间。

优选地，所述进料预热器设置有用于调控环氧乙烷汽提塔的进料温度的预热温度调节控制回路，所述预热温度调节控制回路包括在所述第三管线的通过进料预热器的前后段上设置的旁路管线及位于该管线上的旁路调节阀和在所述第一管线上乙二醇进料汽提塔和所述进料预热器之间设置的温度检测元件，所述旁路调节阀与所述温度检测元件连动。

与现有技术相比，本发明的方法和系统具有如下优点：

采用本发明的方法及系统，通过在环氧乙烷再吸收塔至乙二醇进料汽提塔的进料线上设置进料预热器，来改善现有系统上乙二醇进料汽提塔进料温度偏低的不足，从而减少该塔的汽提蒸汽用量；同时该进料预热器的热源是来自环氧乙烷精制塔塔釜的经一系列换热后的精制塔塔底出料，有效回收了低品位的热量，同时减少了后续再吸收水冷却器的冷却水消耗，能够达到更优化的节能效果，降低系统的运行成本。

本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：

图1是工业上环氧乙烷汽提塔顶气的分离回收方法流程示意图和分离回收系统结构示意图(不包括进料预热器)；

图2是本发明的环氧乙烷汽提塔顶气的分离回收方法流程示意图和分离回收系统结构示意图(包括进料预热器)。

附图标记说明

1环氧乙烷汽提塔顶气 2环氧乙烷再吸收塔 3轻组分气

4环氧乙烷再吸收塔塔釜泵 5环氧乙烷再吸收塔塔釜冷却器

6冷却水 7乙二醇进料汽提塔 8乙二醇反应进料泵

9环氧乙烷精制塔进料泵 10乙二醇反应进料

11蒸汽 12环氧乙烷精制塔进/出料换热器 13环氧乙烷精制塔

14冷凝器 15回流罐 16回流泵 17含醛环氧乙烷排放

18精环氧乙烷产品 19环氧乙烷精制塔再沸器

20环氧乙烷精制塔塔釜泵 21环氧乙烷精制塔侧线再沸器

22再吸收水 23再吸收水冷却器

24进料预热器 25预热温度调节控制回路

26第一管线 27第二管线 28第三管线

29侧线管线 30旁路调节阀 31温度检测元件

具体实施方式

以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

本发明第一方面：一种分离回收环氧乙烷汽提塔顶气的方法，该方法包括：a、将来自环氧乙烷汽提塔的环氧乙烷汽提塔顶气在环氧乙烷再吸收塔中进行环氧乙烷再吸收处理，在环氧乙烷再吸收塔的塔顶采出轻组分气，在环氧乙烷再吸收塔的塔底采出再吸收塔塔釜液；b、将步骤a中所得再吸收塔塔釜液的至少一部分作为乙二醇进料汽提塔的进料通入到乙二醇进料汽提塔的顶部，在乙二醇进料汽提塔中用蒸汽进行汽提处理，将在乙二醇进料汽提塔的塔顶采出的含二氧化碳的汽提后气体通入到所述环氧乙烷再吸收塔中进行再吸收处理，将乙二醇进料汽提塔塔底液分成二部分采出，其中一部分作为乙二醇反应进料，另一部分作为环氧乙烷精制进料；c、将步骤b中所得环氧乙烷精制进料在环氧乙烷精制塔中进行精制处理，从环氧乙烷精制塔的上部侧线采出精制环氧乙烷产品，将从环氧乙烷精制塔的中部侧线采出含醛的环氧乙烷与乙二醇进料汽提塔的一部分塔底液合并作为乙二醇反应进料，将从环氧乙烷精制塔的底部采出的精制塔塔底出料作为步骤a中环氧乙烷再吸收处理的再吸收水通入到所述再吸收塔的顶部塔中；其中，将所述乙二醇进料汽提塔的进料与步骤c中所得精制塔塔底出料在进料预热器中进行第一换热至48-60℃的温度后再通入乙二醇进料汽提塔的顶部进行步骤b中所述汽提处理。

工业上环氧乙烷再吸收塔至乙二醇进料汽提塔的进料温度偏低，考虑增加乙二醇进料汽提塔的进料预热器24，利用低能级热源预热进料，以减少该塔的汽提蒸汽用量；与此同时，来自环氧乙烷精制塔塔釜的精制塔塔底出料，虽然经过一系列换热回收热量，但在进入再吸收水冷却器前的温度为64℃，仍然偏高，此股需要用冷却水冷却的物料刚好可用做进料预热器的加热热源使用，为了减少乙二醇进料汽提塔顶的过量闪蒸，本发明优选将所述乙二醇进料汽提塔的进料与步骤c中所得精制塔塔底出料在所述进料预热器中进行所述第一换热至50-55℃的温度后再通入乙二醇进料汽提塔的顶部进行步骤b中所述汽提处理。

本发明方法的一种具体实施方式包括如下步骤：

(1)、将环氧乙烷汽提塔顶气1送入一个低压操作的环氧乙烷再吸收塔2，在该塔内用再吸收水将环氧乙烷再次洗涤下来，从而在塔顶脱除轻组分气3。为了保证再吸收的效果，塔釜还需设置外部的环氧乙烷再吸收塔塔釜冷却器5，用环氧乙烷再吸收塔塔釜泵4，将塔釜液的约70％以上经环氧乙烷再吸收塔塔釜冷却器5冷却后循环回环氧乙烷再吸收塔2，以撤除吸收过程中的热量。环氧乙烷再吸收塔2塔顶的轻组分气3则经加压后循环回到环氧乙烷反应系统(未示出)；环氧乙烷再吸收塔2塔釜的46～47℃环氧乙烷汽提的进料送至乙二醇进料汽提塔7顶部，在进入该塔前需经过进料预热器24，将进料温度升高至50～55℃，该进料预热器24的加热热源则是来自环氧乙烷精制塔13塔釜的经一系列换热后的精制塔塔底出料；

(2)、乙二醇进料汽提塔7的作用是将前部进料中夹带的少量CO2从该塔内分离，避免带入后系统从而影响产品质量并造成不必要的设备腐蚀。为将CO2脱除干净，塔内需要通入低压蒸汽，以维持一定的汽提量和汽提温度。该塔塔釜被隔板分为两个部分，一部分与环氧乙烷精制塔进料泵9连接，用于向环氧乙烷精制塔13进料，另一部分用于接收来自环氧乙烷精制塔13的含醛环氧乙烷，并与乙二醇反应进料泵8连接向乙二醇工段进料；

(3)、环氧乙烷精制塔13塔顶设有冷凝器14、回流罐15、回流泵16，塔中段进料位置之上设有侧线再沸器21，塔底部设有再沸器19及塔釜泵20。来自乙二醇进料汽提塔7的环氧乙烷精制进料通过环氧乙烷精制塔进/出料换热器12换热后进入环氧乙烷精制塔13，在塔的侧线采出高纯度的精环氧乙烷产品。塔顶的气相经冷凝器14冷凝后收集在回流罐15内，大部分经回流泵16送回塔内用做回流，小部分用做含醛环氧乙烷排放17，经回流泵送至乙二醇进料汽提塔7塔釜。该塔精馏13所需热量由塔釜再沸器19和侧线再沸器21提供；

(4)、环氧乙烷精制塔13的精制塔塔底出料，经环氧乙烷精制塔塔釜泵20增压后，首先经环氧乙烷精制塔进/出料换热器12加热环氧乙烷精制塔进料后，接着用作环氧乙烷精制塔侧线再沸器21的加热热源被进一步冷却，然后经进料预热器24加热乙二醇进料汽提塔7的环氧乙烷汽提塔的进料，以便能最大限度回收热量，之后与再吸收水22(乙二醇工段返回)混合经再吸收水冷却器23冷却至工艺所需温度后，用做环氧乙烷再吸收塔2的塔顶吸收水。

根据本发明的方法，为了使精制塔塔底出料的热量得到充分利用，该方法还可以包括：所述精制塔塔底出料先依次与步骤b中所得环氧乙烷精制进料在环氧乙烷精制塔进/出料换热器中进行第二换热、在环氧乙烷精制塔侧线再沸器中进行第三换热后，再与所述乙二醇进料汽提塔的进料在所述进料预热器中进行所述第一换热。

根据本发明的方法，为了更好地控制乙二醇进料汽提塔的进料的温度，该方法还可以包括：通过设置在所述进料预热器上的预热温度调节控制回路来调节所述乙二醇进料汽提塔的进料的温度，其中所述预热温度调节控制回路包括在通过进料预热器的精制塔塔底出料的管线上设置的旁路管线及位于该管线上的的旁路调节阀。所述的旁路是指物流不经过某些单元而直接分流到后续工序去的支路，旁路主要用于控制物流组成或温度，所述旁路调节阀用于控制该旁路的通断。

为了回收再吸收塔塔釜液中的热量，可以将步骤a中所得再吸收塔塔釜液的50-80重量％经再吸收塔塔釜冷却器冷却后返回到所述再吸收塔中，可以将步骤a中所得再吸收塔塔釜液的20-50重量％作为乙二醇进料汽提塔的进料通入到乙二醇进料汽提塔的顶部。

根据本发明的方法，所述环氧乙烷再吸收处理、汽提处理和精制处理可以采用本领域常规的处理方法和处理条件，例如，步骤a中所述环氧乙烷再吸收处理的条件可以为：表观压力为0.016-0.023兆帕，温度为38-46℃；步骤b中所述汽提处理的条件为：表观压力为0.028-0.033兆帕，温度为50-60℃；步骤c中所述精制处理的条件为：表观压力为0.267-0.335兆帕，温度为49-147℃，回流比为5.5-8.5。

本发明第二方面提供：一种分离回收环氧乙烷汽提塔顶气的系统，其特征在于，该系统包括环氧乙烷再吸收塔2、乙二醇进料汽提塔7和环氧乙烷精制塔13；所述环氧乙烷再吸收塔2包括下部的环氧乙烷汽提塔顶气入口、顶部的轻组分气出口、底部的再吸收塔塔釜液出口和顶部的再吸收水入口；所述乙二醇进料汽提塔7包括上部的汽提进料入口、顶部的汽提后气体出口和中部的汽提蒸汽入口，乙二醇进料汽提塔内的下部空间由隔板分隔成底部连通的A部分和B部分(即液体从B部分的底部可以流至A部分，附图中未示出)，A部分具有乙二醇反应进料出口，B部分具有环氧乙烷精制进料出口；所述环氧乙烷精制塔13包括下部的环氧乙烷精制进料入口、中部的粗环氧乙烷侧线采出口、上部的精制环氧乙烷产品侧线采出口和底部的精制塔塔底出料出口以及回流装置；环氧乙烷再吸收塔2的所述再吸收塔塔釜液出口与乙二醇进料汽提塔7的所述汽提进料入口通过第一管线26连通，乙二醇进料汽提塔7的所述汽提后气体出口与环氧乙烷再吸收塔2的下部连通，乙二醇进料汽提塔7的B部分的环氧乙烷精制进料出口与环氧乙烷精制塔13的所述环氧乙烷精制进料入口通过第二管线27连通，环氧乙烷精制塔13的所述精制塔塔底出料出口与环氧乙烷再吸收塔2的所述再吸收水入口通过第三管线28连通；所述系统还包括进料预热器24，所述第一管线26和所述第三管线28穿过该进料预热器24使得所述第一管线26和所述第三管线28之间可以进行热量交换。所述进料预热器24可以采用本领域技术人员所常规使用的换热器，具体结构不再赘述。

根据本发明系统的一种优选实施方式，所述系统还可以包括环氧乙烷精制塔进/出料换热器12和环氧乙烷精制塔侧线再沸器21；所述第二管线27和所述第三管线28可以穿过该环氧乙烷精制塔进/出料换热器12使得所述第二管线27和所述第三管线28之间可以进行热量交换；所述第三管线28和从环氧乙烷精制塔13的中部引出的侧线管线29可以穿过该环氧乙烷精制塔侧线再沸器21使得所述第三管线28和所述侧线管线29之间可以进行热量交换；所述进料预热器24可以位于第三管线28的乙二醇进料汽提塔7一侧，所述环氧乙烷精制塔进/出料换热器12可以位于第三管线28的环氧乙烷再吸收塔2一侧，所述环氧乙烷精制塔侧线再沸器21可以位于进料预热器24和环氧乙烷精制塔进/出料换热器12之间。

根据本发明的系统，为了精确控制送入乙二醇进料汽提塔的环氧乙烷汽提塔的进料的温度，所述进料预热器24可以设置有用于调控环氧乙烷汽提塔的进料温度的预热温度调节控制回路25，所述预热温度调节控制回路25可以包括在所述第三管线28的通过进料预热器24的前后段上设置的旁路管线及位于该管线上的旁路调节阀30和在所述第一管线26上乙二醇进料汽提塔7和所述进料预热器24之间设置的温度检测元件31，所述旁路调节阀30与所述温度检测元件31可以连动。即通过温度检测元件31持续检测的温度来控制所述旁路调节阀的开关，当环氧乙烷汽提塔的进料的温度过高时，可以打开所述旁路调节阀，使精制塔塔底出料不经过进料预热器24就可以直接送入环氧乙烷再吸收塔2；当环氧乙烷汽提塔的进料的温度降低时，关闭所述旁路调节阀，以使环氧乙烷汽提塔的进料与精制塔塔底出料换热升温。

根据本发明的系统，为了降低进料中环氧乙烷水合反应生成乙二醇的量，所述进料预热器24优选靠近乙二醇进料汽提塔7的环氧乙烷汽提塔的进料入口。

下面将结合实施例来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。

如图2所示，本发明的系统包括环氧乙烷再吸收塔2、乙二醇进料汽提塔7和环氧乙烷精制塔13，且三塔为串联连接；环氧乙烷再吸收塔2塔底设有环氧乙烷再吸收塔塔釜冷却器5和环氧乙烷再吸收塔塔釜泵4，塔顶的再吸收水进料线(第三管线28)上设有再吸收水冷却器23；乙二醇进料汽提塔7进料线(第一管线26)上设有进料预热器24，塔底设有乙二醇反应进料泵8和环氧乙烷精制塔进料泵9；环氧乙烷精制塔13塔顶依次设有通过管线连接的精制塔冷凝器14、回流罐15及回流泵16，塔中段进料位置之上设有环氧乙烷精制塔侧线再沸器21，塔底设有环氧乙烷精制塔再沸器19和环氧乙烷精制塔塔釜泵20，该塔的进料线(第二管线27)上设有环氧乙烷精制塔进/出料换热器12；其中乙二醇进料汽提塔的进料预热器24的加热热源为来自环氧乙烷精制塔塔釜的经一系列换热后的出料，且该进料预热器设有预热温度调节控制回路25。

图1与图2的区别在于图1未设置进料预热器24。

实施例

如图2所示，来自环氧乙烷汽提塔顶的气相(温度59℃)进入环氧乙烷再吸收塔底部，组成如下：环氧乙烷约占91wt％，水约占6.5wt％，轻组分(乙烯、CO2、甲烷、氩气等)约占2.5wt％，该塔为填料塔(压力范围为0.016～0.023MPaG，温度范围38～46℃)，理论塔板数为15块，约38℃的再吸收水从塔顶通入，将气相进料中的环氧乙烷再次洗涤下来，从而在塔顶脱除轻组分。为了保证再吸收的效果，塔釜还需设置外部的环氧乙烷再吸收塔塔釜冷却器，用环氧乙烷再吸收塔塔釜泵，将塔釜液的约70％以上经冷却器冷却后循环回环氧乙烷再吸收塔，以撤除吸收过程中的热量。环氧乙烷再吸收塔塔顶的轻组分气体则经加压后循环回到环氧乙烷反应系统，塔釜的环氧乙烷再汽提进料温度46℃，组成为：水约占90.3wt％，环氧乙烷约占9.4wt％，乙二醇约占0.3wt％，CO2约占0.01wt％，经进料预热器与来自环氧乙烷精制塔塔釜的经一系列换热后的精制塔塔底出料(温度64℃)进行热交换，预热至50℃送至乙二醇进料汽提塔顶部，以脱除其中夹带的少量CO2。

乙二醇进料汽提塔为填料塔(压力范围为0.028～0.033MPaG，温度范围50～60℃)，理论塔板数为8块。为将进料中的CO2从塔顶脱除，在该塔底部通入低压蒸汽，以维持一定的汽提量和汽提温度。该塔塔釜被隔板分为底部连通的两个部分，一部分与环氧乙烷精制塔进料泵连接用于向环氧乙烷精制塔进料，另一部分用于接收来自环氧乙烷精制塔的含醛环氧乙烷排放，并与乙二醇反应进料泵连接向乙二醇工段进料。

环氧乙烷精制塔为板式塔(压力范围为0.267～0.335MPaG，温度范围49～147℃)，理论塔板数为54块，该塔设有冷凝器、回流罐、回流泵，塔中段进料位置之上设有侧线再沸器，塔底部设有再沸器及塔釜泵。来自乙二醇进料汽提塔的环氧乙烷精制进料(温度60℃)，组成为：水约占90.8wt％，环氧乙烷约占8.9wt％，乙二醇约占0.3wt％，经环氧乙烷精制塔进/出料换热器，与来自环氧乙烷精制塔的塔釜出料(温度147℃)换热后，加热至95℃送入环氧乙烷精制塔的第15块塔盘上(由下至上)，并在塔的侧线第89(由下至上)块塔盘上采出高纯度的精环氧乙烷产品。塔顶的气相(温度49℃)经冷凝器冷凝后收集在回流罐内，大部分经回流泵送回塔内用做回流，小部分用做含醛环氧乙烷排放经回流泵送至乙二醇进料汽提塔的A部分。该塔精馏所需热量由塔釜再沸器和侧线再沸器提供。环氧乙烷精制塔的塔釜精制塔塔底出料温度147℃，经环氧乙烷精制塔塔釜泵增压后，先通过环氧乙烷精制塔进/出料换热器换热冷却至110℃，接着作为环氧乙烷精制塔侧线再沸器的加热热源被进一步冷却至64℃，再通过进料预热器加热乙二醇进料汽提塔的环氧乙烷汽提塔的进料，并进一步冷却至53℃后，与再吸收水(乙二醇工段返回)混合，经再吸收水冷却器冷却至38℃后，用做环氧乙烷再吸收塔的塔顶吸收水。

对比例

如图1所示，采用无乙二醇进料汽提塔进料预热器的常规流程，乙二醇进料汽提塔的环氧乙烷汽提塔的进料温度为46℃，相对于乙二醇进料汽提塔的操作条件，环氧乙烷汽提塔的进料温度偏低，相应增加了该塔的汽提蒸汽量；自环氧乙烷精制塔塔釜的精制塔塔底出料虽然经过了一系列换热，但在进入再吸收水冷却器前温度仍有64℃，需要通过冷却水将其冷却到工艺所需的38℃，相应增加了冷却水用量。

现有工业装置中，以一个反应器EOE(当量环氧乙烷)能力30万吨/年，年产8万吨精环氧乙烷和28万吨乙二醇的环氧乙烷/乙二醇生产装置为例，增加乙二醇进料汽提塔进料预热器，将进料温度由46℃提高至50℃进料(优选温度范围50～55℃)，可相应减少乙二醇进料汽提塔的汽提蒸气用量3吨/小时，按照年操作时数8000小时计算，每年可节省低压蒸汽消耗2.4万吨/年，每吨低压蒸汽成本按110元考虑，则每年可节约费用约264万元。同时由于上述进料预热器的热源是使用来自环氧乙烷精制塔塔釜的经一系列换热后的出料，换热后该股物料在进入再吸收水冷却器前的温度从64℃降为53℃，相应减少再吸收水冷却器负荷约1.835MW，减少冷却水消耗158吨/小时(基于10℃温升)，按照年操作时数8000小时计算，每年可节省冷却水消耗126万吨/年，每吨冷却水的成本按0.25元考虑，则每年可节约费用约31.5万元。以上低压蒸汽和冷却水合计可节省操作费用约295.5万元/年。