CN218146433U - 一种用于丙烯酸精制过程的节能工艺装置 - Google Patents

Abstract

本实用新型提供了一种用于丙烯酸精制过程的节能工艺装置，该装置主要包括脱轻塔中间再沸器及其与吸收塔、吸收塔循环冷却器、脱轻塔、脱醋酸塔三台塔之间的连接管线。本实用新型克服了现有技术的缺陷，可适用于不同浓度的丙烯氧化反应气原料，具有极其显著的节能效果，符合目前节能、减碳趋势，具有广阔的应用前景。

Description

一种用于丙烯酸精制过程的节能工艺装置

技术领域

本实用新型涉及一种用于丙烯酸精制过程的节能工艺装置，可用于从丙烯氧化反应气中通过连续吸收、脱水、脱醋酸，获得粗丙烯酸产品的工艺过程。本实用新型既可节省加热蒸气，又可节省循环冷却水，极大地降低了运行能耗。

背景技术

丙烯酸为不饱和脂肪酸，是丙烯的重要工业衍生物，也是重要的有机化工原料之一。丙烯酸含有活泼双键和羧基官能团，特别适用于制备高吸水性材料、分散剂、絮凝剂、增稠剂等，广泛用于化纤、纺织、涂料、水处理、日用品等多个领域。

在现有的丙烯酸生产工艺中，广泛使用丙烯气相氧化法，该方法以丙烯和空气为原料，在水蒸汽和其它惰性气体存在下通过固定床催化剂床层进行氧化反应，反应分成两步，第一步中，丙烯氧化成丙烯醛，第二步中，丙烯醛氧化成丙烯酸，反应器出口得到丙烯酸气相混合物，其主要组成为丙烯酸气体、氮气、醛类化合物、羧酸类化合物、二氧化碳、一氧化碳及氧气等，丙烯酸气相混合物经过精制分离系统得到丙烯酸产品。

目前，常用的丙烯酸气相分离方法主要包括三种不同的技术路线：有机溶剂吸收精馏技术、水吸收共沸精馏技术和水吸收萃取精馏技术。有机溶剂吸收精馏技术，优点为流程短、能耗相对较低；缺点为需使用溶剂对丙烯酸进行吸收，操作温度高，丙烯酸易聚合，运行周期短；水吸收共沸精馏技术，优点为流程较短，投资费用低，缺点为需要使用共沸剂，能耗较高，运行成本高；水吸收萃取精馏技术，优点为能耗低、运行费用低；缺点为流程较长投资费用高、使用萃取剂、阻聚剂消耗高。

中国专利CN1903738A提供了一种“丙烯酸废水处理工艺”，适用于丙烯酸装置排出的丙烯酸废水。丙烯酸废水处理采用反渗透膜分离和精馏工序，丙烯酸废水经膜分离，渗透侧的净化水排出界区，渗余侧的有机物送入精馏塔，将丙烯酸、甲苯与乙酸、水分开，并分别回收丙烯酸、甲苯和乙酸。这种工艺方法分离得到的丙烯酸、甲苯还需要再进入丙烯酸装置的轻组分塔回收丙烯酸和甲苯，分离得到的乙酸、水还需要再进入乙酸回收系统回收乙酸，无法得到浓度较高的产品；而且反渗透膜的操作压力较高（1~10MPa），且反渗透膜使用寿命有限，需经常更换，也造成了这种工艺方法操作成本偏高。

CN1865216A提供了一种“丙烯酸共沸精制并回收乙酸工艺”，在丙烯酸共沸蒸馏中采用乙基环己烷和甲苯、丙酸乙酯和甲苯配物作共沸剂，设丙烯酸共沸塔、脱乙酸塔，脱除粗丙烯酸溶液中的水和乙酸，另外设有机膜和汽提塔、乙酸共沸塔，将浓度为2~8%（除特殊说明外，本说明书中均指质量百分比）的副产乙酸提浓到浓度≥85%。这种工艺方法虽然具有较高的脱水率、脱乙酸率，但其共沸蒸馏的能耗较高，且共沸剂为多种物料配物，即向系统中引入了更多的待分离组分，也提高了分离难度，增加了分离能耗；而且有机膜为三级反渗膜，设备费用较高，且使用寿命有限，需定期更换，亦造成了设备费用及操作成本的增加。

CN102775295A公开了一种提纯丙烯酸的方法，该方法包括吸收塔和提纯塔两塔工艺流程，通过丙烯酸冷却、吸收和提纯过程的耦合，使用两个塔组成的装置，完成对丙烯酸的回收精制，同时，循环利用水作为吸收剂和冷却剂，不使用其他溶剂(萃取剂、共沸剂)，避免了溶剂对环境的污染。这种方法流程相对简单，在设备投资费用和运行费用上有所降低，但由于该方法中采用吸收塔塔顶的醋酸水溶液作为吸收剂，导致塔顶尾气中丙烯酸含量较高（约0.3wt%），丙烯单耗增加，导致生产成本增加较多；同时，由于装置中未设置醋酸水溶液的液相采出，在降低塔顶尾气中丙烯酸含量的同时，也会导致吸收塔塔釜醋酸含量的升高，从而影响提纯塔采出丙烯酸产品的品质。

CN109232232A公开了一种丙烯酸的精制方法，该方法将丙烯酸工艺气进行了高浓度气体急冷吸收、低浓度气体再吸收、提纯、萃取和汽提过程，将丙烯酸气相混合物的冷却过程、吸收过程和提纯过程耦合，并进行了后续酸水处理，同时改进了吸收过程，精制过程不使用共沸剂。这种方法流程相对简单、运行费用有所降低，但由于该方法中再吸收过程需从脱轻塔塔顶加入脱盐水，不仅消耗脱盐水，而且会增加系统外排酸水量；而且脱轻塔中上部未设置醋酸水溶液的液相采出，也会导致吸收塔塔釜醋酸含量的升高，从而影响提纯塔采出丙烯酸产品的品质。

CN102775295A和CN109232232A提供的工艺方法都存在一个共性问题，为了降低系统内醋酸含量、满足丙烯酸产品质量，被迫提高去焚烧尾气温度，从而造成少量丙烯酸随尾气、醋酸一起去尾气焚烧系统，造成装置物耗增加、收率降低。

图1是目前普遍采用的原料反应气通过急冷吸收、共沸精馏、常规精馏脱醋酸等步骤得到粗丙烯酸产品的三塔（吸收塔T110、脱轻塔T120、脱醋酸塔T130）常规工艺方法的工艺流程图。上述普遍采用的常规三塔流程，流程相对简单，具有较高的脱水率，但其共沸精馏的能耗较高。

发明内容

本实用新型的目的是提供一种用于丙烯酸精制过程的节能工艺装置，可用于从丙烯氧化反应气中通过连续吸收、脱水、脱醋酸，获得粗丙烯酸产品的工艺过程。本实用新型既可节省加热蒸气，又可节省循环冷却水，极大地降低了运行能耗。本实用新型克服了现有技术的缺陷，可适用于不同浓度的丙烯氧化反应气原料，具有极其显著的节能效果，符合目前节能、减碳趋势，具有广阔的应用前景。

本实用新型提供的一种用于丙烯酸精制过程的节能工艺方法，从丙烯氧化反应气中通过连续吸收、脱水、脱醋酸，获得粗丙烯酸产品的工艺过程。可将吸收塔T110塔釜循环液带出的热量通过脱轻塔中间再沸器E1202传递给脱轻塔T120，主要包括以下步骤：

1）从吸收塔T110塔釜引出高温液相——循环液6进入脱轻塔中间再沸器E1202热侧进行冷却、为脱轻塔T120提供一部分热量，冷却后的循环液7再进入吸收塔循环冷却器E1101进行冷却，冷却后的循环液8返回吸收塔T110下部，吸收反应气1中的丙烯酸；

2）脱轻塔T120塔中侧线采出液相物料16进入脱轻塔中间再沸器E1202冷侧，加热后的物料17返回脱轻塔T120；

3）脱醋酸塔T130塔顶去往脱轻塔T120的液相物料22，进入脱轻塔中间再沸器E1202冷侧进口。

按本实用新型提供的工艺方法，它是经过下述步骤：

1）原料反应气1进入吸收塔T110底部，新鲜工艺水2进入吸收塔T110顶部；

2）吸收塔T110塔顶排放尾气3；所述的节能，即吸收塔T110与脱轻塔T120热集成操作，吸收塔T110塔釜液相4分为两股，第一股5进入脱轻塔中间再沸器E1202冷侧，第二股6为循环液，进入脱轻塔中间再沸器E1202热侧进行冷却，冷却后的循环液7再进入吸收塔循环冷却器E1101进行冷却，冷却后的循环液8返回吸收塔T110下部；

3）脱轻塔T120塔顶气相9进入脱轻塔冷凝器E1203进行冷凝，冷后的不凝气10接真空系统，脱轻塔冷凝器E1203的凝液11进入脱轻塔分相罐V1201进行分相，分相后的油相作为脱轻塔T120回流液12直接返回至脱轻塔T120塔顶，分相后的水相13分为两股，第一股作为回用吸收水14进入吸收塔T110上部，第二股作为外排废水15送出装置；脱轻塔T120塔中侧线采出液相物料16经循环泵升压后进入脱轻塔中间再沸器E1202冷侧，加热后的液相物料17返回脱轻塔T120侧线采出以上的位置；脱轻塔T120塔釜物料18进入脱醋酸塔T130；

4）脱醋酸塔T130塔顶气相19进入脱醋酸塔冷凝器E1302进行冷凝，冷后的不凝气接真空系统，脱醋酸塔冷凝器E1302的凝液20分为两股，第一股作为脱醋酸塔T130回流液21直接返回至脱醋酸塔T130塔顶，第二股22进入脱轻塔中间再沸器E1202冷侧；脱醋酸塔T130塔釜采出的液相物料作为粗丙烯酸产品23送出装置。

按本实用新型提供的工艺方法，脱轻塔中间再沸器E1202与吸收塔循环冷却器E1101可以串联操作，也可以并联操作。

按本实用新型提供的工艺方法，吸收塔T110塔釜去往脱轻塔T120的液相物料，可以不经过脱轻塔中间再沸器E1202冷却，直接进入脱轻塔中间再沸器E1202冷侧进口；也可以不经过脱轻塔中间再沸器E1202冷却，直接进入脱轻塔T120；也可以经过脱轻塔中间再沸器E1202冷却后，再进入脱轻塔T120；还可以经过脱轻塔中间再沸器E1202冷却后，再进入脱轻塔中间再沸器E1202冷侧进口。

按本实用新型提供的工艺方法，脱轻塔中间再沸器E1202冷侧可以采用全液相循环型，冷侧也可以采用冷侧物料部分汽化的型式。

按本实用新型提供的工艺方法，脱醋酸塔T130塔顶去往脱轻塔T120的液相物料，也可以不经过脱轻塔中间再沸器E1202加热，直接进入脱轻塔T120。

按本实用新型提供的工艺方法，采用的节能方法选择：蒸汽凝液可以先后或分别为脱醋酸塔T130、脱轻塔T120的进料预热。

所述的蒸汽凝液可以给系统内任一台塔或他们的排列组合进行预热，上述各种换热方式及其组合只是对本实用新型提供的一种用于丙烯酸精制过程的节能工艺方法的补充，而不是对本实用新型精神的任何限定，相关领域的人员完全可以根据本实用新型提供的方法进行适当改动或变更与组合，来实现该技术。需要特别说明的是，所有这些通过对本实用新型提供的工艺流程进行相类似的改动或变更与重新组合，对本领域技术人员来说是显而易见的，都被视为在本实用新型的精神、范围和内容中。

按本实用新型提供的工艺方法，所述的脱轻塔再沸器E1201、脱醋酸塔再沸器E1301所用热源可以是新鲜蒸汽、导热油，或者是系统内部产生的物料蒸汽。

按本实用新型提供的工艺方法，所述的吸收塔循环冷却器E1101、脱轻塔冷凝器E1203、脱醋酸塔冷凝器E1302可以是空冷器，也可以是水冷器；所用冷却介质可以是循环水、低温水、冷冻水，或者是系统内部的低温物料等其它冷却介质。

按本实用新型提供的工艺方法，为减少不凝气带入真空系统造成的物料损失，所述的脱轻塔冷凝器E1203、脱醋酸塔冷凝器E1302后可以再设置脱轻塔尾冷器E1204和脱醋酸塔尾冷器E1303，所用冷却介质可以是低温水、冷冻水，或者是系统内部的低温物料等其它深冷介质。

按本实用新型提供的工艺方法，其特征在于：各塔典型操作条件为：

吸收塔（T110）塔顶操作压力范围为50～350kPa；

脱轻塔（T120）塔顶操作压力范围为5～120kPa；

脱醋酸塔（T130）塔顶操作压力范围为2～80kPa。

各塔优选操作条件为：

吸收塔（T110）塔顶操作压力为90～180kpa，塔顶操作温度为58～70℃，塔釜操作温度为68～79℃；

脱轻塔（T120）塔顶操作压力为8～18kPa，塔顶操作温度为32～48℃，塔中操作温度为33～58℃，塔釜操作温度为72～89℃；

脱醋酸塔（T130）塔顶操作压力为3～10kpa，塔顶操作温度为48～75℃，塔釜操作温度为70～89℃。

按本实用新型提供的工艺方法，脱轻塔T120侧线循环液16的采出位置和返回循环液17的返回位置也可以位于脱轻塔T120进料5进料口的下方。

按本实用新型提供的一种用于丙烯酸精制过程的节能工艺装置，主要包括脱轻塔中间再沸器E1202及其与吸收塔T110、吸收塔循环冷却器E1101、脱轻塔T120、脱醋酸塔T130三台塔之间的连接管线。

吸收塔T110底部分别与脱轻塔中间再沸器E1202热侧入口及脱轻塔中间再沸器E1202冷侧入口相连；脱轻塔中间再沸器E1202热侧出口与吸收塔循环冷却器E1101热侧入口相连，吸收塔循环冷却器E1101热侧出口连接至吸收塔T110下部。

脱轻塔T120中部侧线采出口与脱轻塔中间再沸器E1202冷侧入口相连，脱轻塔中间再沸器E1202冷侧出口与脱轻塔T120相连。

脱醋酸塔T130塔顶出料管线与脱轻塔中间再沸器E1202冷侧入口连接。

为突出本实用新型提供的一种用于丙烯酸精制过程的节能工艺方法，省略了流程中的部分换热器。

按本实用新型提供的工艺方法，相关专业领域的技术人员，完全可以根据具体装置条件，实施相适宜的系统内部物流换热方法，由此形成的各种演变工艺流程都应被视为在本实用新型的精神、范围和内容中。流程简图中的换热器仅为示意，其具体结构型式不构成对本实用新型的任何限制。

本实用新型提供了一种用于丙烯酸精制过程的节能工艺装置及其各种变形工艺方法，可用于从丙烯氧化反应气中通过连续吸收、脱水、脱醋酸，获得粗丙烯酸产品的工艺过程。本实用新型既可节省加热蒸气，又可节省循环冷却水，极大地降低了运行能耗。本实用新型克服了现有技术的缺陷，可适用于不同浓度的丙烯氧化反应气原料，具有极其显著的节能效果，符合目前节能、减碳趋势，具有广阔的应用前景。

附图说明

图1是目前普遍采用的原料反应气通过急冷吸收、共沸精馏、常规精馏脱醋酸等步骤得到粗丙烯酸产品的三塔（吸收塔T110、脱轻塔T120、脱醋酸塔T130）常规工艺方法的工艺流程图。

图2是本实用新型提供的一种典型的用于丙烯酸精制过程的节能工艺方法的工艺流程图。

图3是图2的一种演变工艺方法，即变形工艺方法一，相对图2提供的流程，脱轻塔中间再沸器E1202与吸收塔循环冷却器E1101也可以并联操作。吸收塔T110塔釜循环液分为两股6和24，分别经过脱轻塔中间再沸器E1202与吸收塔循环冷却器E1101冷却后得到冷后循环液7和25，混合后的冷后循环液8返回吸收塔T110下部。

图4是图2的一种演变工艺方法，即变形工艺方法二，相对图2提供的流程，吸收塔T110塔釜去往脱轻塔T120的液相物料5，也可以不经过脱轻塔中间再沸器E1202冷却，直接进入脱轻塔T120。

图5是图2的一种演变工艺方法，即变形工艺方法三，相对图2提供的流程，脱轻塔中间再沸器E1202冷侧也可以采用冷侧物料部分汽化的型式，脱轻塔T120塔中侧线采出液相物料16自流进入脱轻塔中间再沸器E1202冷侧、加热后的物料17为气液两相，返回脱轻塔T120。

图6是图2的一种演变工艺方法，即变形工艺方法四，相对图2提供的流程，脱醋酸塔T130塔顶去往脱轻塔T120的液相物料22，也可以不经过脱轻塔中间再沸器E1202加热，直接进入脱轻塔T120。

图7是图4的一种演变工艺方法，即变形工艺方法五，相对图4提供的流程，脱轻塔T120侧线循环液16的采出位置和返回循环液17的返回位置也可以位于脱轻塔T120进料5进料口的下方。

具体实施方式

本实用新型的具体实施方案参照附图详细说明如下，但仅作说明而不是限制本实用新型。

如无特殊说明，实施例中未注明具体使用的塔件等工艺设备的组成、结构，材料（用于连通各塔件之间的连接管线等）、试剂等，均可从商业途径得到，或本领域的普通技术人员用熟知的方法得到。所涉及的具体实验方法、操作条件，通常按照常规工艺条件以及手册中所述的条件，或按照制造厂商所建议的条件。

图1是目前普遍采用的原料反应气通过急冷吸收、共沸精馏、常规精馏脱醋酸等步骤得到粗丙烯酸产品的三塔（吸收塔T110、脱轻塔T120、脱醋酸塔T130）常规工艺方法的工艺流程图。

原料反应气进入吸收塔T110底部，新鲜工艺水进入吸收塔T110顶部。

吸收塔T110塔顶排放尾气；吸收塔T110塔釜液相分为两股，第一股进入脱轻塔T120，第二股为循环液，经吸收塔循环冷却器冷却后返回吸收塔T110下部。

脱轻塔T120塔顶气相经冷凝后的凝液进行分相，分相后的油相回流至脱轻塔T120塔顶，分相后的水相分为两股，第一股作为回用吸收水进入吸收塔T110上部，第二股作为外排废水送出装置；脱轻塔T120塔釜物料进入脱醋酸塔T130。

脱醋酸塔T130塔顶气相经冷凝后的凝液分为两股，第一股回流至脱醋酸塔T130塔顶，第二股进入脱轻塔T120；脱醋酸塔T130塔釜采出粗丙烯酸产品送出装置。

上述普遍采用的常规三塔流程，流程相对简单，具有较高的脱水率，但其共沸精馏的能耗较高。

本实用新型提供了一种用于丙烯酸精制过程的节能工艺装置的具体应用实例如下。

实施例1：

如图2所示，本实用新型提供的一种用于丙烯酸精制过程的节能工艺装置主要包括脱轻塔中间再沸器E1202及其与吸收塔T110、吸收塔循环冷却器E1101、脱轻塔T120、脱醋酸塔T130三台塔之间的连接管线。吸收塔T110底部分别与脱轻塔中间再沸器E1202热侧入口及脱轻塔中间再沸器E1202冷侧入口相连；脱轻塔中间再沸器E1202热侧出口与吸收塔循环冷却器E1101热侧入口相连，吸收塔循环冷却器E1101热侧出口连接至吸收塔T110下部。脱轻塔T120中部侧线采出口与脱轻塔中间再沸器E1202冷侧入口相连，脱轻塔中间再沸器E1202冷侧出口与脱轻塔T120相连。脱醋酸塔T130塔顶出料管线与脱轻塔中间再沸器E1202冷侧入口连接。

本实用新型可用于不同浓度的丙烯氧化反应气原料的丙烯酸脱水和脱醋酸过程。具体过程描述如下：

如图2所示，原料反应气1进入吸收塔T110底部，新鲜工艺水2进入吸收塔T110顶部。

吸收塔T110塔顶排放尾气3；所述的节能，即吸收塔T110与脱轻塔T120热集成操作，吸收塔T110塔釜液相4分为两股，第一股5进入脱轻塔中间再沸器E1202冷侧，第二股6为循环液，进入脱轻塔中间再沸器E1202热侧进行冷却，冷却后的循环液7再进入吸收塔循环冷却器E1101进行冷却，冷却后的循环液8返回吸收塔T110下部。

脱轻塔T120塔顶气相9进入脱轻塔冷凝器E1203进行冷凝，冷后的不凝气10接真空系统，脱轻塔冷凝器E1203的凝液11进入脱轻塔分相罐V1201进行分相，分相后的油相作为脱轻塔T120回流液12直接返回至脱轻塔T120塔顶，分相后的水相13分为两股，第一股作为回用吸收水14进入吸收塔T110上部，第二股作为外排废水15送出装置；脱轻塔T120塔中侧线采出液相物料16经循环泵升压后进入脱轻塔中间再沸器E1202冷侧，加热后的液相物料17返回脱轻塔T120侧线采出的位置；脱轻塔T120塔釜物料18进入脱醋酸塔T130。

脱醋酸塔T130塔顶气相19进入脱醋酸塔冷凝器E1302进行冷凝，冷后的不凝气接真空系统，脱醋酸塔冷凝器E1302的凝液20分为两股，第一股作为脱醋酸塔T130回流液21直接返回至脱醋酸塔T130塔顶，第二股22进入脱轻塔中间再沸器E1202冷侧；脱醋酸塔T130塔釜采出的液相物料作为粗丙烯酸产品23送出装置。

脱轻塔再沸器E1201、脱醋酸塔再沸器E1301所用热源可以是新鲜蒸汽、导热油，或者是系统内部产生的物料蒸汽。

系统加入的新鲜蒸汽的凝液可分别或先后为各塔进料预热。

吸收塔循环冷却器E1101、脱轻塔冷凝器E1203、脱醋酸塔冷凝器E1302可以是空冷器，也可以是水冷器；所用冷却介质可以是循环水、低温水、冷冻水，或者是系统内部的低温物料等其它冷却介质。

以下给出了实施例1中各塔的典型操作条件为：

吸收塔（T110）塔顶操作压力范围为50～350kPa。

脱轻塔（T120）塔顶操作压力范围为5～120kPa。

脱醋酸塔（T130）塔顶操作压力范围为2～80kPa。

以下给出了实施例1中各塔的优选操作条件如下：

吸收塔（T110）塔顶操作压力:90～180kpa，塔顶操作温度:58～70℃，塔釜操作温度:68～79℃。

脱轻塔（T120）塔顶操作压力为8～18kPa，塔顶操作温度为32～48℃，塔中操作温度为33～58℃，塔釜操作温度为72～89℃；

脱醋酸塔（T130）塔顶操作压力为3～10kpa，塔顶操作温度为48～75℃，塔釜操作温度为70～89℃。

低温物料——脱轻塔T120塔中侧线采出液相物料16与高温物料——吸收塔T110塔釜引出的循环液6在脱轻塔中间再沸器E1202内完成换热，吸收塔T110塔釜循环液带出的热量通过脱轻塔中间再沸器E1202传递给脱轻塔T120，作为脱轻塔T120塔中加热热源，为脱轻塔T120提供一部分热量，既节省了脱轻塔T120所需的加热蒸气，又节省了吸收塔T110塔釜循环液冷却所需的循环水，极大地降低了运行能耗。

以10万吨丙烯酸装置为例，脱轻塔T120可节省蒸气约7吨/小时，以蒸气单价200元/吨计算，每年可降低操作费用：

200元/吨×7吨/小时×8000小时/年/10000=1120万元/年。

相应地吸收塔T110可以节省循环水约440m³/h，以循环水单价0.6元/m³计算，每年降低操作费用：

0.6元/ m³×440m³/小时×8000小时/年/10000=211万元/年。

合计每年可降低操作费用：1120+211=1331万元/年。

实施例2：

如图3所示，它是图2的一种演变工艺方法，相对图2提供的流程，脱轻塔中间再沸器E1202与吸收塔循环冷却器E1101也可以并联操作。吸收塔T110塔釜循环液分为两股6和24，分别经过脱轻塔中间再沸器E1202与吸收塔循环冷却器E1101冷却后得到冷后循环液7和25，混合后的冷后循环液8返回吸收塔T110下部。

实施例3：

如图4所示，它是图2的一种演变工艺方法，相对图2提供的流程，吸收塔T110塔釜去往脱轻塔T120的液相物料5，也可以不经过脱轻塔中间再沸器E1202冷却，直接进入脱轻塔T120。

实施例4：

如图5所示，它是图2的一种演变工艺方法，相对图2提供的流程，脱轻塔中间再沸器E1202冷侧采用部分汽化的型式，脱轻塔T120塔中侧线采出液相物料16自流进入脱轻塔中间再沸器E1202冷侧，加热后的物料17部分汽化、为气液两相，返回脱轻塔T120。

实施例5：

如图6所示，它是图2的一种演变工艺方法，相对图2提供的流程，脱醋酸塔T130塔顶去往脱轻塔T120的液相物料22，也可以不经过脱轻塔中间再沸器E1202加热，直接进入脱轻塔T120。

实施例6：

如图7所示，它是图4的一种演变工艺方法，相对图4提供的流程，脱轻塔T120侧线循环液16的采出位置和返回循环液17的返回位置也可以位于脱轻塔T120进料5进料口的下方。

本实用新型提供了一种用于丙烯酸精制过程的节能工艺装置，可用于从丙烯氧化反应气中通过连续吸收、脱水、脱醋酸，获得粗丙烯酸产品的工艺过程。本实用新型既可节省加热蒸气，又可节省循环冷却水，极大地降低了运行能耗。本实用新型克服了现有技术的缺陷，可适用于不同浓度的丙烯氧化反应气原料，具有极其显著的节能效果，符合目前节能、减碳趋势，具有广阔的应用前景。

结合上述实施例加以具体说明，相关领域的人员完全可以根据本实用新型提供的方法进行适当改动或变更与组合，来实现该技术。需要特别说明的是，所有这些通过对本实用新型提供的工艺流程进行相类似的改动或变更与重新组合，实施相适宜的系统内部物流换热方法等，对本领域技术人员来说是显而易见的，都被视为在本实用新型的精神、范围和内容中。

Claims (3)

1.一种用于丙烯酸精制过程的节能工艺装置，其特征在于：该装置主要包括脱轻塔中间再沸器（E1202）及其与吸收塔（T110）、吸收塔循环冷却器（E1101）、脱轻塔（T120）、脱醋酸塔（T130）三台塔之间的连接管线；

吸收塔（T110）底部分别与脱轻塔中间再沸器（E1202）热侧入口及脱轻塔中间再沸器（E1202）冷侧入口相连；脱轻塔中间再沸器（E1202）热侧出口与吸收塔循环冷却器（E1101）热侧入口相连，吸收塔循环冷却器（E1101）热侧出口连接至吸收塔（T110）下部；

脱轻塔（T120）中部侧线采出口与脱轻塔中间再沸器（E1202）冷侧入口相连，脱轻塔中间再沸器（E1202）冷侧出口与脱轻塔（T120）相连；

脱醋酸塔（T130）塔顶出料管线与脱轻塔中间再沸器（E1202）冷侧入口连接。

2.按照权利要求1所述的节能工艺装置，其特征在于：所述的脱轻塔中间再沸器（E1202）与吸收塔循环冷却器（E1101）为串联操作或并联操作。

3.按照权利要求1所述的节能工艺装置，其特征在于：各塔操作条件为：

吸收塔（T110）塔顶操作压力为90～180kpa，塔顶操作温度为58～70℃，塔釜操作温度为68～79℃；

脱轻塔（T120）塔顶操作压力为8～18kPa，塔顶操作温度为32～48℃，塔中操作温度为33～58℃，塔釜操作温度为72～89℃；

脱醋酸塔（T130）塔顶操作压力为3～10kpa，塔顶操作温度为48～75℃，塔釜操作温度为70～89℃。

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