体的精馏排放气中的轻组份包括乙烯、丙烯、偏 氟乙烯等，不凝性气体一般为空气；本发明实施例中选用C2H2F2为例，其中含不凝性气体的 精馏排放气中不凝性气体含量（空气）质量百分比为〇. 14%，不凝性气体（空气）最终排 放量中含量约为50%~95%，优选75%~85%，不凝性气体精馏塔塔顶馏出量为6~70kg/h，优选 9-13 kg/h，质量回流比为30~95，优选40~60。
[0024] 本发明提供的工艺，轻组分产品气以C2H2F2为例，规定不凝性气体分离塔顶部出口 温度为_25°C (可使用冷冻盐水作为冷媒），规定塔顶不凝性气体采出的绝对量。提供了不 同分离温度与原工艺的比较，结果如表1所示： 表1本发明不同分离温度与原工艺的比较表
从表1可以得出，采用改进后的工艺相比原工艺，能回收大部分C2H2F2，根据各能耗价 格及产品价格可得出最佳分离温度在_60°C ~-80°C。
[0025] 实施例1 进气口 10进口物料含不凝性气体的精馏排放气的流量为1154.67 kg/h，组成如下：
采用原工艺时，精馏塔塔顶分离温度为-25°C，塔顶分离压力21. 53barG，塔顶馏出量 为6. 606kg/h，其中C2H2F2含量为73. 28% (4. 841kg/h)，质量回流比为92,塔顶冷凝器负荷 为-31. 65kw，塔底再沸器负荷为31. lkw，压缩机功率为48. 565kw，保证后续精馏塔中的 C2H2F2纯度大于 99. 995%。
[0026] 采用本发明的自冷回收工艺，分离罐6温度为-72°C。精馏塔塔顶分离温度 为-25°C，塔顶分离压力21. 53 barG，塔顶馏出量为28. 08kg/h，其中最终C2H2F2排放含量 为16. 38%(0. 345kg/h)，质量回流比为26,塔顶冷凝器负荷为-38. 03kw，塔底再沸器负荷为 42. 51kw，压缩机功率为50. 287kw，气化器8功率为0. 547kw。
[0027] 本案例中，负荷主要增加在精馏塔4的冷凝器和再沸器这里，冷凝器增加了 6. 4kw，再沸器增加了 11. 4kw，而C2H2F2的回收量增加了 4. 496kg/h，由于C2H2F2市场价值较 高，因此本案例采用了较低的温度，_72°C作为分离温度，尽管精馏塔精馏塔的负荷有所提 高，但回收了大量的C2H2F2，仍具有显著地经济效益和环境效益。
[0028] 实施例2 进气口 10进口含不凝性气体的精馏排放气的物料流量为3000 kg/h，组成如下：
采用原工艺时，精馏塔塔顶分离温度为-25°C，塔顶分离压力29 barG，塔顶馏出量 为5. 84kg/h，其中C2H4含量为79. 14% (4. 622kg/h)，质量回流比为85，塔顶冷凝器负荷 为-41. 406kw，塔底再沸器负荷为40. 079kw，压缩机功率为354. 2kw，保证后续精馏塔中的 C2H4纯度大于99. 99%。。
[0029] 采用自冷回收工艺，分离罐6温度为_30°C。精馏塔塔顶分离温度为_25°C，塔顶 分离压力29 barG，塔顶馏出量为6. 67kg/h，其中最终C2H2F2排放含量为69. 99%(2. 832kg/ h)，质量回流比为82,塔顶冷凝器负荷为-45. 62kw，塔底再沸器负荷为44. 44kw，压缩机功 率为354. 617kw，气化器8功率为0. llkw。
[0030] 本案例中，负荷主要也是增加在精馏塔4的冷凝器和再沸器这里，冷凝器增加了 4. 214kw，再沸器增加了 4. 361kw，而C2H2F2的回收量增加了 I. 79kg/h，采用-30°C作为分离 温度，主要是因为C2H4的市场价值相对于C2H2F 2来说低很多，如果用较低的分离温度所增加 的能耗比回收下来的C2H4市场价值要高，因此本案例采用了较高的温度作为分离温度。
[0031] 由以上两个案例可知，如排放的产品轻组分价格越是昂贵，获得的经济效益就越 大，此外采用本工艺，减少了排放尾气量，本工艺无需改变原有工艺的流程及装置，仅仅在 原有工艺上增加一套自冷回收装置即可，改造起来极其便利。有显著的环境效益。
[0032] 以上所述的两个实施例仅为本发明的其中两个例子而已，凡是涉及到精馏中轻组 分产品气与不凝性气体分离的，都可以用本发明工艺进行回收处理。
【主权项】
1. 一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺，其特征在于含不凝性气体的精馏排放气 经压缩、冷却、精馏，轻组份产品从塔底流出，含不凝性气体的混合气经自冷后再气液分离， 不凝性气体直接排放，液体节流后获得冷量来降低含不凝性气体的混合气的分离温度，经 气化后返回压缩机入口，精馏后轻组份产品及其他重组分产品从塔底进入后续精馏塔。2. 根据权利要求1所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺，其特征在于包括 如下步骤： 1) 含不凝性气体的精馏排放气从进气口进入储罐（1 )，经压缩机（2)压缩、塔前冷却器 (3)冷却后，进入精馏塔（4)精馏； 2) 步骤1)中精馏塔（4)塔底物为轻组份产品及其他重组分产品，进入下一步利用；精 馏塔（4)塔顶物为含轻组份的不凝性气体混合气，进入自冷换热器（5)中换热后再进入分 离罐（6)进行气液分离； 3) 步骤2)中分尚罐（6)分尚出来的气体为不凝性气体，直接从分尚罐（6)顶部排放； 液体为含不凝性气体的轻组份，从分离罐（6)底部流出，经节流阀（7)降温降压后返回自冷 换热器（5)当冷源，给精馏塔顶部排放气降温，换热后进入气化器（8)气化，流入中间储罐 (9)后再与进料气混合，一起进入压缩机入口，经该回收工艺改造后，能降低分离罐（6)顶部 不凝性气体中的轻组份排放量，提高轻组份的回收率。3. 根据权利要求2所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺，其特征在于含不 凝性气体的精馏排放气中，常压时轻组分产品气沸点与不凝性气体沸点相差至少50°C。4. 根据权利要求2所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺，其特征在于分离 罐（6)分离温度为-25°C ~_150°C，优选温度为_40°C ~_65°C。5. 根据权利要求2所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺，其特征在于分离 罐（6)底部出口与自冷换热器（5)连接，液相经节流后作为冷源用，换热后经气化器（8)气 化流入中间储罐（9)后再与进料气混合，一起进入压缩机入口，经该回收工艺改造后，能降 低分离罐（6)顶部不凝性气体中的轻组份排放量，提高轻组份的回收率。6. 根据权利要求2所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺，其特征在于步骤 2 )中精馏塔（4 )塔顶馏出量为6~70kg/h，优选为9-13 kg/h，其质量回流比为30~95，优选 为 40~60。7. -种根据权利要求1所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收装置，包括依次连 接的储罐（1)、压缩机（2 )、冷却器（3 )及精馏塔（4)，其特征在于还包括自冷换热器（5 )和分 离罐（6)，精馏塔（4)塔顶与自冷换热器（5)连接，自冷换热器（5)连接分离罐（6)，分离罐 (6)顶部设有放空管，分离罐（6)底部通过节流阀（7)依次连接自冷换热器（5)、换热器（8) 和中间储罐（9 )，中间储罐（9 )出口连接储罐（1)，形成循环。8. 根据权利要求7所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收装置，其特征在于分离 罐（6)顶部连接膨胀机（11) 一端，膨胀机（11)另一端连接自冷换热器（5)、汽化器（8)和中 间储罐（9 )，中间储罐（9 )出口连接储罐（1)，形成循环。9. 根据权利要求7所述的一种含不凝性气体的精馏排放气回收装置，其特征在于自冷 换热器（5)为自冷多股流换热器。
【专利摘要】一种含不凝性气体的精馏排放气回收工艺及装置，属于化工及石化技术领域。它通过将不凝性气体精馏塔顶的高压排放气体节流，获得冷量来降低排放尾气的分离温度，经换热后分离出的液相与入口器换热，气化后回压缩机进口；分离出的气相最终排放。本发明通过对精馏组分、流程的分析，提出了利用高压排放尾气节流膨胀获得冷量，从而降低排放气的温度，减少轻组分产品气的排放，不但提高了产品利用率，降低排放污染，而且其整个过程不需要外界冷源，其成本低，经济效益好。
【IPC分类】B01D3/42, B01D3/14
【公开号】CN104941231
【申请号】CN201510332318
【发明人】周小波, 吴晓军, 梁利霞, 任浩明
【申请人】浙江省天正设计工程有限公司
【公开日】2015年9月30日
【申请日】2015年6月16日