专利名称：具有多级热泵压缩机和中间再沸器的分离器的制作方法
技术领域：
本公开一般涉及烃(或称碳氢化合物)的处理。更具体地，本公开涉及含烃材料 的初始处理，其将含烃材料处理成包括两种具有近似沸点的材料(例如丙烯和丙烷)的中 间流，还涉及这两种材料的分离或分流。
背景技术：
轻质烯烃在众多化学制品的生产中用作进料。传统上，通过对例如从石油源获得 的烃进行蒸汽裂化或催化裂化处理而生产出轻质烯烃。重烃流的流化催化裂化(FCC)通常 是通过使相对较高沸点的烃与由细碎的或颗粒状的固体材料组成的催化剂相接触来实现 的。通过将气体或蒸汽以足够的速度传送通过催化剂，催化剂以类似流体的方式被运送，从 而产生期望的流体运送机制。重烃与流化催化剂的接触导致了裂化反应。在US 5，360，533,US 5，584，985,US 5，858，206 和 US 6，843，906 中 FCC 处理更全 面地进行了描述。各种接触区域、再生区域和剥离区域以及用于在各个区域之间运送催化 剂的装置是本领域技术人员熟知的。FCC反应器用于将柴油或较重的进料分离成宽范围的产品。从FCC单元中分离 的蒸汽进入分离区域，该分离区域典型地为主塔形式，提供气体流、汽油馏分、轻循环油 (LC0)、重循环油(HC0)和澄清油(CO)组分。气体流可包括氢和Q和C2烃，以及液化石油 气(“LPG”)，即 C3 和 C4 烃。对诸如丙烯的轻质烯烃的需求正在增加，用于生产聚丙烯、丙苯、异丙基苯等。各 种研究工作已促进了 FCC处理工艺的发展，产生或获得了更大相对产量的轻质烯烃(诸如 丙烯)。这种处理工艺在US 6，538，169中进行了更全面的描述。传统的FCC处理工艺产生混合的丙烯/丙烷流。从混合的丙烯/丙烷中恢复和纯 化丙烯需要通过一系列蒸馏操作实现。这一系列操作包括用蒸馏塔从丙烯中分离出较低和 较高沸点的组分，并且通常包括蒸馏操作以将混合的丙烷和丙烯流分离成丙烯产品或“聚 合物级”丙烯，该“聚合物级”丙烯可在下游操作中用于制造聚合物。由于有待分离的物品 的相对挥发性、进料的构成和对“聚合物级”丙烯的产品纯度的要求，通过蒸馏进行丙烷/ 丙烯的分离对能量和资金敏感。总之，由于分离塔的能量消耗的要求，考虑到能量成本的增加和对减少与矿物燃 料消耗有关的C02排放的基本要求，用于沸点相近材料的能够减小动力消耗的分离塔配置 是人们所期望的。
发明内容
本发明公开了一种分离器系统，用于从第一和第二材料的混合物中分离出第一材 料。该系统包括塔，该塔具有进料入口以将第一和第二材料的混合物引入塔中。使用两个再 沸器热交换器和两个相关的循环回路。中间回路被连接到所述塔位于所述进料入口之下。 所述中间回路经过中间再沸器热交换器。作为中间回路的一种替代方案，中间再沸器可以
4是布置在所述塔内位于进料之下的刺入式热交换器。底部回路被连接到塔的底部，其中底 部回路穿过底部再沸器热交换器。作为该底部回路的一种替代方案，在所述塔的底部内可 使用刺入式热交换器。塔的顶部包括被连接到第一塔顶回路和第二塔顶回路的塔顶出口。第一塔顶回路 将所述塔顶出口连接到第一热泵压缩机和第二热泵压缩机。第二热泵压缩机将第一塔顶回 路连接到第二热泵压缩机。第一热泵压缩机使来自第一塔顶回路的蒸汽以升高的压力通过中间再沸器热交 换器，以加热并且至少部分地蒸发中间再沸器中的中间材料。第二热泵压缩机将来自第二 塔顶回路的蒸汽以升高的压力通过底部再沸器热交换器，从而加热和至少部分地蒸发暴露 于底部再沸器的底部材料。第一和第二热泵压缩机作用以增加第一和第二塔顶回路蒸汽流 的压力，从而增加它们各自的冷凝温度，使得第一和第二塔顶回路流能够将热输送到中间 和底部再沸器。两个热泵、两个塔顶蒸汽回路以及额外的中间再沸器的使用极大地的节省了能 量，如下面所示的那样。能量的节省使得用刺入式热交换器作为中间再沸器和底部再沸器 成为可能，这取决于正在执行的分离。在一种改进中，第一热泵压缩机和第二热泵压缩机是两级热泵压缩机中的第一和
第二级。在另一改进中，当塔工作在低压下时，可在两级压缩和微调冷凝器(或称调温冷 凝器，trim condenser)之间采用小流量的第三级压缩，从而消除塔工作温度与微调冷凝器 工作温度之间的相互影响。在这种改进中，第三塔顶回路被提供，其将第二塔顶回路连接到 布置在微调冷凝器上游的第三热泵压缩机。在这种设计中，可采用三级热泵压缩机。在另一改进中，接收鼓布置在每个热泵压缩机或每个热泵级的上游。更具体地，第 一塔顶回路经过第一热泵压缩机并且经过过第二接收鼓，该第二接收鼓具有连接到第二热 泵压缩机的蒸汽出口和连接到第一接收鼓的液体出口。第一接收鼓具有连接到第一热泵压 缩机的蒸汽出口和连接到回流泵的液体出口，该回流泵被连接到回流入口以及第一产品出 口。第二塔顶回路在经过第二接收鼓之前经过第二热泵压缩机到达微调冷凝器。来自第二 接收鼓的液体被传送到第一接收鼓。公开的分离器系统优选工作在回流物与进料比(R/F)为5或更大的情况下。由于 在优选实施例中采用了多级热泵压缩机，因此公开的分离器系统特别有益于分离那些沸点 相差ire (20° F)或更小的材料。在一个实施例中，第一材料为丙烯，第二材料为丙烷。对于丙烯/丙烷分离器，塔 容纳120至220个理论级，更优选为150至190个理论级，而进一步优选为170个理论级。 并且，进料入口可在从塔的顶部数起的第120个级之上连接到塔。另外，中间回路出口可在 从塔的顶部数起的第149个级之上连接到塔。根据被分离的两种材料以及进料中这两种材 料之比的不同，级的数目变化极大。对于丙烯/丙烷分离器，第一热泵压缩机将从第一塔顶回路获得的蒸汽加压到超 过1379kPaa(200pSia)的压力，第二热泵压缩机将来自第二塔顶回路的蒸汽加压到超过 1725kPaa(250psia)的压力。然而，本公开不限于丙烯/丙烷分离器，或者甚至是轻烯烃/烷烃分离器。本文公
5开的装置和技术可应用于具有近似沸点的任意两种材料，其示例很多因而在此不能一一列
出o还公开了一种用于从第一材料和第二材料的混合物中分离出第一材料的方法。被 公开的方法包括将所述混合物通过布置在塔的顶部和底部之间的进料入口引入塔中。该方 法进一步包括通过塔顶蒸汽将热输送到中间和底部再沸器，其中所述塔顶蒸汽是从塔的顶 部获取的，并且以升高的压力循环通过第一和第二塔顶回路，而所述第一和第二塔顶回路 经过所述中间和底部再沸器。对于本领域技术人员而言，根据下文结合所附权利要求和附图所作的详细说明， 其它的优点将变得明显。
图1是一简化示意图，示出了用于对重烃原料进行催化裂化并通过基于吸附作用 的产品恢复来获得所选烃分馏物(包括轻质烯烃)的系统；图2是根据本公开的用于图1所示分离器144的节能分离塔配置的简化示意图， 其用于分离两种沸点相近的材料；和图3是根据本公开的用于图1所示分离器144的节能分离塔配置的另一简化示意 图，其用于分离两种沸点相近的材料。
具体实施例图1示意性地示出了系统10，其用于对重烃原料进行催化裂化，并且通过基于吸 附作用的产品恢复获得轻质烯烃，图2和图3示意性地示出了分离塔144、144a和系统，该 系统用于从烯烃和烷烃混合物(例如丙烯/丙烷混合物)中分离两种沸点相近材料(例如 诸如丙烯之类的轻质烯烃)。然而，还应该再次注意的是，图2和图3的分离器系统并不限 于对轻质烯烃/烷烃或丙烯/丙烷分离。图2和图3公开的系统可应用到任何两种沸点相近材料的分离，并且对于沸点之 差为11°C (约20° F)或更小的材料特别有用。适用于图2和图3的系统144、144a的分 离的非限制性示例包括烧烃/烯烃分离，这又包括乙烷/乙烯、丙烷/丙烯、丁烷/ 丁烯、 戊烷/戊烯；这些化合物的异构体/正构体(例如异丁烷/ 丁烷)的分离；直链/分支或多 链烷烃的分离；苯乙烷/苯乙烯；混合二甲苯的分离(例如对位/邻位/间位)；以及其它 分离。本领域技术人员和被本文教导所引导的人员将会认识和意识到所描绘的系统10、 144、144a是简化的，其中省略了各种常用或惯用的处理设备部件，包括一些热交换器、过程 控制系统、泵、分馏系统等。还可看出图1-3中示出的处理流程在很多方面可被修改而不脱 离本公开的范围。在裂化系统10中，合适的重烃原料流通过管线12被引入流化反应区14中，其中 重烃原料接触烃裂化催化剂区以产生烃流出物，该烃流出物包括一定范围的烃产品，包括 轻质烯烃。如US 6，538，169中所描述的那样，在该实施例中使用的合适的流化催化裂化反
应区可包括分离器导管、再生器、混合导管和竖直立管，其中所述竖直立管在其中提供了
6置使催化剂循环，并且使催化剂接触进料。用于FCC处理的 各种催化剂对本领域技术人员来说是已知的。适用于此处所述处理的相对较重的进料包括传统的FCC原料或较高沸点或残 留的进料。普通的传统原料为真空柴油，该真空柴油通常是通过大气残留物的真空分馏 而制备的烃材料，并且具有315-622°C (600-1150° F)的宽沸点范围，更典型地，其具有 343-551 °C (650-1025° F)的较窄沸点范围。重进料或残留进料，即在499°C (930° F) 以上沸腾的烃分馏物也是适用的。本发明的流化催化裂化处理典型地最适用于比在 11TC (350° F)以上沸腾的挥发油(naptha)范围的烃更重的原料。流出物或其至少一选择部分从流化反应区14通过管线16进入烃分离系统20，该 烃分离系统20包括主塔部分22和分级压缩部分24。主塔部分22可如期望的那样包括 具有相关主塔塔顶接收器的主塔分离器，其中流化反应区流出物能够被分离为期望的分馏 物，包括经过管线26的主塔蒸汽流和经过管线30的主塔液体流。其它的例如包括重汽油 流、轻循环油(“LC0”)流、重循环油(“HC0”)、和澄清油(“CO”)流的分馏物管线没有具 体示出或描述。主塔蒸汽流管线26被引入到可为两级压缩的分级压缩部分24。分级压缩部分24 导致在管线32中形成高压分离器液体流，在管线34中形成高压分离器蒸汽流。尽管高压液 体和高压蒸汽的压力可改变，但在操作中，这类流典型地在1375kPag至2100kPag(200psig 至300psig)的压力范围内。压缩部分24还可导致形成溢回材料流，所述溢回材料流主要 由重烃材料组成并且例如能够通过管线35返回到主塔部分22。高压分离器液体流32可包括C3+烃并且基本上没有二氧化碳和硫化氢。高压分 离器蒸汽流34可包括C2-烃并且典型地包括一定量的二氧化碳和硫化氢。分离器蒸汽流管线34被引入到吸附区36，该吸附区36包括主吸附器40。在吸附 器40中，分离器蒸汽流34与由管线42提供的脱丁烷汽油材料和主塔塔顶液体流30接触， 以吸附C3+材料，并从分离器蒸汽流分离C2和较低沸点分馏物。一般性地，吸附区36包括 主吸附器40，其可包括多个级，在该多个级之间具有至少一个(优选两个或更多个)中间冷 却器，以辅助实现期望的吸附。实践中，主吸附器40在每对中间冷却器之间可包括五个吸 附器级。主吸附器40可包括15至25个理想的级以及适当地放置在它们之间的2至4个 中间冷却器。由脱丁烷汽油流42和主塔液体流30吸附或者被吸附到脱丁烷汽油流42和主塔 液体流30中的C3+烃可通过管线43返回到两级压缩机24以便进行进一步的处理。来自 主吸附器40的废气通过管线44到达次级或海绵吸附器46。次级吸附器46使废气与来自 管线50的轻循环油接触。轻循环油吸附大部分残留的C4和高级烃，并且通过管线52返回 到主分馏器。C2-烃流从次级或海绵吸附器46作为废气通过管线54被回收，用于进一步的 处置，如本文稍后描述的那样。来自压缩机24的高压液体流32前进到剥离器62，剥离器62通过经过压缩机 24的塔顶管线64去除掉大部分的(2和较轻气体。实践中，剥离器62可在1375kPag至 2100kPag(200psig至300psig)的压力范围内工作，并且剥离器底部的C2/C3摩尔比小于 0. 001，且优选地，剥离器底部的C2/C3摩尔比小于0. 0002至0. 0004。如图1所示，管线64中的C2和较轻气体在压缩机24中与来自管线26的主塔蒸汽
7合并，以形成被供给到主吸附器40的高压分离器蒸汽流34。剥离器62向脱丁烷器70提供 液体C3+流66。适当的脱丁烷器70包括冷凝器(未示出)，该冷凝器期望工作在965kPag 至1105kPag (从140psig至160psig)的压力范围内，其中塔顶的C5烃不大于5mol %，底部 的C4烃不大于5mol %。更优选地，塔顶的C5烃的相对量的范围为小于1至3mol %，底部的 C4烃的相对量的范围为小于1至3mol%。来自脱丁烷器70的C3和C4烃的流被管线72送至塔顶，用于进一步的处置，如下 面描述的那样。来自脱丁烷器70的底部流76包括汽油，该汽油的一部分形成了被供给到 主吸附器40的顶部的流42，在那里，其作为主要的第一吸附溶剂。脱丁烷汽油流的另一部 分经过管线77到达挥发油分离器(未示出)，其可以是一个分隔壁式分离塔。从次级或海绵吸附器46回收的C2-烃流54经过另一压缩部分90以形成被送入压 缩或排放导管94的压缩蒸汽流92。排放导管94形成液体撞击流，该液体撞击流一般由重 组分(例如在排放导管94中液化的C3+烃)组成，且在管线96中被回收。排放导管94还 形成塔顶蒸汽流100，其主要包括C2-烃，且典型地包括不大于痕量(例如小于)的 C3+烃。塔顶流100被连接到胺处理部分102以去除C02和H2S。用于去除二氧化碳和/或 硫化氢的胺处理系统102的使用在本领域是熟知的。传统的胺处理系统典型地采用诸如甲 基二乙醇胺(MDEA)的胺溶剂，以从烃流材料中吸附或以任何其他方式分离C02*H2S。典 型地，随后使用剥离器或再生器以从胺溶剂中剥离出吸附的C02和H2S，从而允许重复使用 胺溶剂。尽管这种胺处理已经被证明为从各种含烃流中去除二氧化碳是基本有效的，但由 于一些烯烃材料可与co2和H2S被胺溶剂共同吸附，在这种胺处理使用到富含乙烯的烃和含 二氧化碳流中时，可导致一些不希望的问题。这种的烯烃材料的共吸附不希望地减少了用 于从该处理中恢复可用的轻质烯烃的量。并且，在胺溶剂的这种后续剥离处理期间，这种烯 烃材料的存在能够引起聚合作用。这种聚合作用能够引起胺溶剂的退化并且要求昂贵的场 外恢复。由上可见，希望利用的胺处理系统可包括或者结合有布置在胺系统吸附器和胺系 统剥离器/再生器之间的预剥离器。这种中间预剥离器能够理想地用作在通过再生器/剥 离器进行后续处理之前从二氧化碳和胺溶剂中分离出烃材料，包括诸如乙烯的轻质烯烃。 C02/H2S输出管线由103示出。基本上没有二氧化碳的包含C2_烃的流104前进到带有水输出管线107的干燥部 分106。基本上没有二氧化碳和硫化氢的包含干燥的C2-烃的流经过管线108到达乙炔转 化部分或单元110。如本领域已知的那样，乙炔转化部分或单元有效地将乙炔转变为乙烯。 因此，传统的浓缩乙烯处理流112被从乙炔转化部分或单元110回收，并且转到可选的干燥 器114或C02、硫化羰(“COS”)、砷化氢和/或磷化氢处理器116 (这是本领域中熟知的)， 从而有效地去除C02、COS、砷化氢和/或磷化氢。水从干燥器114通过管线117被回收。C02、COS、砷化氢和/或磷化氢通过管 线118被回收，处理后的流120被引入脱甲烷器122。合适的脱甲烷器122可包括冷凝器 (未具体示出)，该冷凝器理想地在不大于-90°C (130° F)的温度工作，更优选地在-90°C 至-102°C，优选地从_96°C (-130° F至-150° F，优选在_140°C)的温度范围工作。另外，脱甲烷器122可在底部的甲烷与乙烯的摩尔比不大于0. 0005的情况下工作，更优选地，在 底部的甲烷与乙烯的摩尔比不大于0. 0003至0. 0002的情况下工作。来自脱甲烷器122的甲烷和氢气的塔顶流124可被用作燃料，或者如果需要的话， 被用于进一步的处理或加工，例如到达变压吸附单元(未示出)以便进行吐的恢复。脱甲 烷器出口流126传送到乙烷/乙烯(C2-C2 =)分离器127，该分离器127提供乙烯产品流 125、乙烷流123和废气管线121。从脱丁烷器70被带到塔顶的包含C3和C4烃的流72可包含一些相对较大量的硫 化氢，并且因此优选传送到硫化氢去除处理单元128 (例如胺处理部分)，在该处，硫化氢通 过管线129被去除，处理后的流130被送到任选的萃取单元132，以通过碱洗对二硫化物中 的硫醇进行催化氧化，其通过管线134被去除。得到的流136被送到C3/C4分离器138。适当的C3/C4分离器包括冷凝器(未具体 示出)，该冷凝器理想地在1650kPag至1800kPag(从240psig至260psig)的压力范围工 作，优选以1724kPag(250psig)的压力工作，并且理想地，其工作使得塔顶产品流中的C4不 大于5mol %，优选塔顶产品流中的C4小于lmol %，而底部流中的C3不大于5mol %，优选底 部流中的仏小于lmol%。C3/C4分离器138形成C4+烃底部流240，用于产品恢复或者进一步的期望的处理。 C3/C4分离器138还形成主要由C3烃组成的流142，该流被送到丙烯/丙烷分离器144，如图 2更详细地示出的。适当的这种丙烯/丙烷分离器144可工作，使得至少98wt%的丙烯，优 选至少99衬％的丙烯从塔顶流中恢复，且塔顶流中的丙烯的纯度至少为99. 5%。仍然参见图1，丙烯/丙烷分离器144形成丙烯流146和丙烷流148。丙烯流146 可被传送到干燥器150以便通过管线152去除水；之后，丙烯流146被传送到再生COS处 理器154以便通过管线156去除COS ；之后，丙烯流146被送到砷化氢和/或磷化氢处理器 158以通过管线160去除痕量的砷化氢和/或磷化氢，从而制成丙烯产品流162。转到图2，其更详细地示出丙烯/丙烷(P/P)分离器144和相关设备，其具有两级 热泵压缩机163a、163b和中间再沸器或内部级再沸器164。级163a提供的第一级压缩将加 压的塔顶蒸汽通过管线165输送到中间再沸器164，和通过管线166、第二级抽吸鼓167和 管线170输送到第二压缩级163b，如图2所示。增加通过管线165的塔顶蒸汽的压力会增加 塔顶蒸汽的冷凝温度，从而能够使第一塔顶回路或环路179-163a-165-165a中的塔顶材料 将热输送到中间再沸器164。第二压缩级163b将加压的塔顶蒸汽通过管线171输送到底部 再沸器168以及通过管线173输送到微调冷凝器172。增加通过管线171的塔顶蒸汽的压力 会增加塔顶蒸汽的冷凝温度，从而使得第二塔顶回路或环路166-167-170-163b-171-171a 中的塔顶材料能够将热输送到底部再沸器168。材料还通过管线181循环回到第二级抽吸 鼓或导管167中。分离塔174将需要容纳170理论蒸馏级，以便进行丙烯与丙烷的分离，尽管理论级 (NTS)的数量可根据处理条件改变。用于P-P分离塔的NTS的范围可为从150至190。进 料142被引入120级以上(从顶部开始数)。中间再沸器供应175从理论板149之上(从 顶部开始数)抽取，来自中间再沸器热交换器164的混合蒸汽-液体流176在板148和149 之间往复。对于该示例，要求的蒸馏热输入的接近60%是通过中间再沸器热交换器164输 送的。剩余的热输入则是通过使用底部再沸器168供应的。应该注意到，中间再沸器164可以是布置在塔174内的刺入式热交换器，从而不再需要由175、176所示的中间循环回路。分离器塔顶蒸汽流177与来自第一级热泵压缩机抽吸鼓178的蒸汽混 合。合并后的蒸汽流179流到压缩的第一级163a。在所示的示例中，蒸汽流179从 1218kPaa(176. 7psia)压缩到1687kPaa (244. 7psia)。在这些压力下，蒸汽的冷凝温度足够 使热输入到达中间再沸器热交换器164。来自第一级热泵压缩机163a的加压蒸汽通过管线165被输送到中间再沸器热交 换器164，以及通过管线166被输送到第二级热泵压缩机抽吸鼓167。第二级压缩机163b 进一步压缩通过管线170从第二级压缩机抽吸鼓167中接收到的蒸汽。在该示例中，鼓167 中的蒸汽被第二级压缩机163b从1618kPaa(234. 7psia)压缩到2046kPaa (296. 7psia)。在 这些压力下，蒸汽的冷凝温度足够使热输入到达底部再沸器168，并且使用胺冷却设备来防 止热超过微调冷凝器172进行蒸馏所需要的热。来自底部再沸器热交换器168的液体冷凝物和来自微调冷凝器172的流出物分别 通过管线171a和181返回到第二级压缩机抽吸鼓167。来自中间再沸器热交换器164的液 体冷凝物和来自第二级压缩机抽吸鼓167的液体被输送到第一级压缩机抽吸鼓178。来自 第一级压缩机抽吸鼓178的液体可包括纯的丙烯产品和蒸馏塔回流物。该回流物通过管线 183返回到分离塔174或别处，纯的丙烯可通过管线184被取出作为纯化产品。优选地，通 过管线183返回到塔174的材料与通过进料入口 142进入塔174中的材料的摩尔比(R/F) 为5或更大。其它材料可被用作回流材料。纯的丙烷产品通过输出管线186从分离塔底部 级185回收。底部再循环管线187经过底部再沸器168并且通过管线188返回到P/P分离 塔174。底部再沸器168可以是布置在导管174中的刺入式热交换器，而不用底部材料回路 187、188。公开的分离器系统144a包括节省了大量能量的独特的循环环路或回路。第一塔 顶蒸汽循环回路包括输送到第一级热泵压缩机163a的塔顶蒸汽，塔顶蒸汽在第一级热泵 压缩机163a中被加压，之后通过管线165、165a输送到中间再沸器热交换器164。冷却的蒸 汽/冷凝材料(其刚刚向流过中间回路175、176的材料传递了热)输送到第一级压缩机抽 吸鼓178中。鼓178中的一部分被冷凝材料可被回流泵183a通过管线183泵回到塔174 中。这些材料的另一部分可被通过管线184取走作为丙烯产品。因此，第一塔顶蒸汽回路 的加压塔顶蒸汽将热输送到中间再沸器或中间再沸器热交换器164。第二塔顶回路由第二级抽吸鼓167、管线170和第二级热泵压缩机163b表示。来 自第二级压缩机163b的压缩塔顶材料在返回到抽吸鼓167之前被循环通过底部再沸器热 交换器168。来自该抽吸鼓167的冷凝物随后通过管线192被送到抽吸鼓178。因此，第二 塔顶蒸汽回路将热输送到底部再沸器168，两个独立的塔顶蒸汽回路被用于将热传送到中 间再沸器热交换器164和底部再沸器热交换器168。在带有单一底部再沸器的传统分离器系统中，为了使聚合物级丙烯被适当的分 离，底部液体以40. 6°C (105° F)的温度进入底部再沸器，并且以41. 1°C (106° F)返回到 塔。这要求向底部再沸器输送热的热泵压缩机蒸汽以57. 2°C (135° F)的温度进入单一底 部再沸器，并且以48. 9°C (120° F)的温度离开该再沸器。类似地，本公开中的底部再沸器168可被供应自热泵压缩机163b的温度为 57.2°C (135° F)的加压蒸汽，而冷凝物以48. 9°C (120° F)的温度返回到抽吸鼓167，以便将底部液体从40. 6°C (105° F)加热至41. 1°C (106° F)。然而，第一热泵压缩机163a 能够向中间再沸器164提供45. 6°C (114° F)的加压蒸汽，并且向抽吸鼓178返回温度为 40°C (104° F)的冷凝物。这导致流经中间回路175、176的材料的温度从33.3°C (92° F) 被加热到33. 4°C (92. 2° F)，而这至少节约了 20%的能量，如下面的表1和表2所示。表1概括了传统的P-P分离器的动力消耗指标，该传统的P-P分离器采用了不具 有中间再沸器的典型的(单级式)热泵压缩机设计，以及图2所示的带有中间再沸器164 配置的两级热泵压缩机163a、163b。该例显示所公开的图2的双级分离器系统144将热泵 压缩机功率消耗和微调冷凝器负荷(duty)减少了 20%以上。表 1P-P分离器进料和产品数据 表2传统P-P分离器与图2的P-P分离器的比较 优选地(但并不是必须地)，热泵压缩机级163a、163b以单个两级式热泵压缩机的 形式提供。这种两级式热泵压缩机在本领域是已知的。并且，第一和第二塔顶回路优选如 图2所示那样串联地连接在一起，但这些回路或环路也能够被并联连接。图3描绘了另一实施例，其中塔174a的压力(以及因此塔的温度)不由微调冷凝 器172的温度决定。在图3所示的系统144a中，额外的抽吸鼓191和第三级热泵压缩机 163c被放置在微调冷凝器172a的上游。第三级热泵压缩机163c仅仅压缩足够的蒸汽以满 足微调冷凝器172a的要求，或者将蒸汽压缩为压力高达该蒸汽能在微调冷凝器172a的温 度冷凝的压力，其典型地稍微大于环境压力。以此方式，塔174a的工作温度将不受微调冷 凝器172a温度的影响。此外，再沸器164和168可以是布置在导管174a中的刺入式热交 换器。所公开的处理方法和方案可以在缺少本文未具体公开的任意元件、部分、步骤、组 件、或组分的情况下实施。
权利要求
一种分离器系统(144，144a)，用于从第一和第二材料的进料混合物(142)中分离出第一材料，该系统(144，144a)包括塔(174，174a)，其包括顶部、底部以及在所述顶部和所述底部之间延伸的侧壁(174，174a)；进料入口(142)，其被连接到所述侧壁，以便将第一和第二材料的混合物引入所述塔(174，174a)中；中间再沸器热交换器(164)和底部再沸器热交换器(168)；所述顶部包括连接到第一塔顶回路和第二塔顶回路的塔顶出口(177)，所述第一塔顶回路将所述塔顶出口(177)连接到第一热泵压缩机(163)，所述第二塔顶回路将所述塔顶出口(177)连接到第二热泵压缩机(163b)，所述第一热泵压缩机(163a)使来自所述第一塔顶回路的塔顶材料经过所述中间再沸器热交换器(164)，所述第二热泵压缩机(163b)使来自所述第二塔顶回路的塔顶材料经过所述底部再沸器热交换器(168)。
2.如权利要求1所述的分离器，其中所述第一热泵压缩机(163a)和所述第二热泵压缩 机(163b)是两级式热泵压缩机的第一级和第二级。
3.如权利要求1或2所述的分离器，其中所述第一塔顶回路经过所述第一热泵压缩 机(163a)和经过第二接收鼓(167)，该第二接收鼓(167)具有连接到所述第二热泵压缩机 (163b)的蒸汽出口(170)和连接到第一接收鼓(178)的液体出口(192)，所述第一接收鼓 (178)具有连接到所述第一热泵压缩机(163a)的蒸汽出口和连接到回流泵(183a)的液体 出口，该回流泵(183a)被连接到回流入口(183)和第一产品出口(184)。
4.如权利要求1-3中任一项所述的分离器，其中所述第二塔顶回路被连接到所述第一 塔顶回路，所述第二塔顶回路在通到所述第二接收鼓(167)之前经过所述第二热泵压缩机 (163b)到达冷凝器(172)。
5.如权利要求1-4中任一项所述的分离器，其中所述第二塔顶回路被连接到第三塔顶 回路，所述第三塔顶回路将所述第二塔顶回路连接到冷凝器(172a)，所述第三塔顶回路包 括第三热泵压缩机(163c)，所述第三热泵压缩机(163c)包括在所述第三塔顶回路中的材 料，并且将所述材料传送到所述冷凝器(172a)。
6.如权利要求1-5中任一项所述的分离器，其中所述第二塔顶回路经过所述第二热泵 压缩机(163b)到达第三塔顶回路，所述第三塔顶回路在将所述材料传到所述第一接收鼓 (178)之前，将所述材料从所述第二塔顶回路传送经过第三接收鼓(191)、经过第三热泵压 缩机(163c)以及经过冷凝器(172a)。
7.如权利要求1-6中任一项所述的分离器，其中所述第二热泵压缩机(163b)将加压塔 顶材料从所述第二塔顶回路传送经过所述底部再沸器热交换器(168)并且传入所述第二 接收鼓(167)。
8.如权利要求1-7中任一项所述的分离器，进一步包括连接到底部回路的底部出口 (186)，所述底部回路在返回到所述塔(174，174a)之前通过所述底部再沸器(168)，和在所述进料(142)之下连接到所述塔(174，174a)的中间回路，其在返回到所述塔 (174,174a)的所述进料(142)之下前通过所述中间热交换器(164)。
9.如权利要求1-8中任一项所述的分离器，其中通过所述回流入口(183)进入所述塔 (174,174a)的材料与通过所述进料入口(142)进入所述塔(174，174a)的材料之间的摩尔 比(R/F)至少为5。
10.一种用于从第一材料和第二材料的混合物中分离出第一材料的方法，该方法包括经由布置在塔(174，174a)的顶部和底部之间的进料入口(142)将所述混合物引入所 述塔(174，174a)中；将来自所述塔(174，174a)的处于所述进料入口(142)之下的材料暴露于中间再沸器 热交换器(164)；将来自所述塔(174，174a)的底部材料暴露于底部再沸器热交换器(168)； 使取自所述塔(174，174a)顶部的塔顶蒸汽循环通过第一和第二塔顶回路，所述第一 塔顶回路将所述塔顶出口(177)连接到第一热泵压缩机(163a)，所述第二塔顶回路将所述 塔顶出口(177)连接到第二热泵压缩机(163b)，压缩所述第一塔顶回路中的塔顶蒸汽，并且将被压缩的塔顶蒸汽循环通过所述中间再 沸器热交换器(164)，以加热那些暴露于所述中间再沸器(164)的中间材料；压缩所述第二塔顶回路中的塔顶蒸汽，并将被压缩的塔顶蒸汽循环通过所述底部再沸 器热交换器(168)，以加热那些暴露于所述底部再沸器(168)的底部材料。
全文摘要
本发明公开了一种从两种材料的混合流中制取产品流的分离器系统。多级式热泵压缩机被结合底部再沸器和中间再沸器使用，从而减小动力消耗。中间再沸器使得能够使用相对于底部再沸器热源温度较低的热源。多级式热泵压缩机的第一级将加压塔顶蒸汽输送到中间再沸器，第二级向底部再沸器提供加压的顶部蒸汽。公开的设计方案和方法将用于丙烯/丙烷分离系统的热泵压缩机功率消耗和微调冷凝器负荷减少了20％以上。塔顶微调冷凝器上游的第三级压缩可被用于形成不受微调冷凝器温度影响的塔压力和温度。
文档编号B01D53/00GK101854988SQ200880115119
公开日2010年10月6日 申请日期2008年9月30日 优先权日2007年11月9日
发明者D·A·维格雷尔, P·A·塞赫里斯特 申请人:环球油品有限责任公司