專利名稱：閃蒸進料型內(nèi)部熱集成節(jié)能精餾裝置及方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及精餾技術(shù)領(lǐng)域和精餾塔系統(tǒng)，特別涉及一種閃蒸進料型內(nèi)部熱集成節(jié) 能精餾裝置及方法。
背景技術(shù)：
精餾是當代應用最廣的一種工業(yè)分離方法，已經(jīng)廣泛應用于化工、石油、食品、輕 工等工業(yè)部門。雖然科技的發(fā)展，新型分離技術(shù)已經(jīng)開始了工業(yè)應用，但在一定的時期內(nèi)， 精餾技術(shù)的統(tǒng)治地位還不能被動搖。精餾分離技術(shù)成熟、容易工業(yè)化，但缺點是耗能很大。傳統(tǒng)的精餾分離，輸入能耗 占工業(yè)總能耗的40%以上，這在能源日益緊缺的21世紀是不可忽視的。在傳統(tǒng)的精餾塔中，引入精餾塔再沸器的能量通過冷凝器排出，大部分能量損失 在諸如塔的壓降以及通過換熱器的溫差上，只有部分能量用來減少產(chǎn)品的熵。與其將塔排 出的全部熱量排入大氣，還不如提高能量的等級來加以利用，以減少或消除再沸蒸汽的使 用量，從而起到節(jié)能的效果，這就是內(nèi)部熱集成塔的設(shè)計思想。如圖1所示的普通內(nèi)部熱集成塔，它是將傳統(tǒng)的精餾塔從進料處分成兩個塔段， 即提餾塔段和精餾塔段。提餾塔段頂部出口飽和蒸汽經(jīng)氣體壓縮機加壓后再進入精餾塔段 塔底。由于精餾塔段的操作壓力和溫度高于提餾塔段，因此精餾塔段和提餾塔段之間會存 在內(nèi)部熱交換。通過兩塔段間的內(nèi)部熱交換，可以減小提餾段塔底再沸器熱負荷和精餾段 塔頂冷凝器冷凝負荷。類似的普通內(nèi)部熱集成塔在專利CN200610053303. 5和專利CN200620107487. 4中 被描述過。專利CN200610053303. 5和專利CN200620107487. 4中所述流程和設(shè)備的不足之 處(1)氣體壓縮機進口前沒有設(shè)置熱氣體過熱器，則當壓縮機的壓縮比增大時，進入 壓縮機的飽和蒸汽經(jīng)壓縮機壓縮后會在壓縮機內(nèi)部分液化，從而會影響壓縮機的正常工作 和使用壽命，進而導致壓縮機出口管路積存液體，會對整個流程的安全和平穩(wěn)運行產(chǎn)生負 面影響。(2)精餾段塔頂氣體物料冷凝時放出的熱負荷沒有進行回收和利用，還需要消耗 系統(tǒng)外部提供的冷凝負荷。(3)壓縮機處理的蒸汽量較大，造成其壓縮功消耗較大，電耗費用也大。

發(fā)明內(nèi)容
針對上述精餾分離工業(yè)過程的高能耗問題，本發(fā)明提出了一種能耗較低，新型的 內(nèi)部熱集成節(jié)能精餾裝置及方法。本發(fā)明的技術(shù)方案如下一種閃蒸進料型內(nèi)部熱集成節(jié)能精餾裝置，該裝置包括系統(tǒng)熱回收換熱器、進料預熱器、氣液分離器、精餾段、輔助冷凝器、提餾段、壓縮機和輔助再沸器；其特征是系統(tǒng)熱 回收換熱器(2)、進料預熱器(3)、氣液分離器(5)位于原料液管線與精餾段塔底氣體進料 口之間；輔助冷凝器(13)位于精餾段塔頂氣體出口管與塔頂冷凝液回流管之間。進料管線連接到系統(tǒng)熱回收換熱器進口，系統(tǒng)熱回收換熱器出口連接到進料預熱 器進口，進料預熱器出口飽和液體經(jīng)減壓閥減壓后形成的氣液混合物連接到氣液分離器進 口 ；氣液分離器氣體出口連接到精餾段塔底的氣相進料管，氣液分離器液體出口連接到減 壓閥進口，減壓閥出口連接到提餾段塔頂進料管；提餾段塔頂?shù)臍庀喑隹诠苓B接到氣體過 熱器冷介質(zhì)進口，氣體過熱器冷介質(zhì)出口連接到輔助氣體過熱器冷介質(zhì)進口，輔助氣體過 熱器冷介質(zhì)出口連接到壓縮機進口，壓縮機出口管連接到精餾段塔底的氣相進料管；精餾 段塔頂?shù)臍庀喑隹诠苓B接到蒸汽流量分配器；蒸汽流量分配器出口蒸汽一部分連接到系統(tǒng) 熱回收換熱器熱介質(zhì)進口，另一部分連接到氣體過熱器熱介質(zhì)進口 ；系統(tǒng)熱回收換熱器和 氣體過熱器的熱介質(zhì)出口連接到輔助冷凝器進口，輔助冷凝器出口連接到回流罐進口，回 流罐出口一端連接到精餾段塔頂回流液進口，另一端連接到塔頂液相產(chǎn)品采出口。本發(fā)明的裝置的閃蒸進料型內(nèi)部熱集成節(jié)能精餾方法a)原料液被系統(tǒng)熱回收換熱器⑵和進料預熱器⑶加熱到一定熱狀況，經(jīng)減壓 閥(4)減壓后再進入氣液分離器(5)。b)提餾段塔頂蒸汽經(jīng)氣體過熱器加熱到過熱態(tài)，再經(jīng)壓縮機壓縮達到精餾段塔底 壓力要求，與氣液分離器氣體出口管線過來的氣體匯合后進入精餾段底部。在操作過程中若精餾段塔頂冷凝提供的熱量小于系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負荷 之和，且兩塔段內(nèi)部交換的熱負荷不能使提餾段塔底熱負荷降為0時，待系統(tǒng)操作運行平 穩(wěn)后可關(guān)閉輔助冷凝器，但需要運行輔助氣體過熱器和輔助再沸器。若精餾段塔頂冷凝提供的熱量小于系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負荷 之和，但兩塔段內(nèi)部交換的熱負荷可使提餾段塔底熱負荷降為0時，待系統(tǒng)操作運行平穩(wěn) 后可關(guān)閉輔助冷凝器和輔助再沸器，但需要運行輔助氣體過熱器。若精餾段塔頂冷凝提供的熱量大于系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負荷 之和，但兩塔段內(nèi)部交換的熱負荷可使提餾段塔底熱負荷降為0時，待系統(tǒng)操作運行平穩(wěn) 后可關(guān)閉輔助氣體過熱器和輔助再沸器，但需要運行輔助冷凝器。若精餾段塔頂冷凝提供的熱量大于系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負荷 之和，且兩塔段內(nèi)部交換的熱負荷不能使提餾段塔底熱負荷降為0時，待系統(tǒng)操作運行平 穩(wěn)后可關(guān)閉輔助氣體過熱器，但需要運行輔助冷凝器和輔助再沸器。若精餾段塔頂冷凝提供的熱量恰好與系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負 荷相匹配，但兩塔段內(nèi)部交換的熱負荷不能使提餾段塔底熱負荷降為0時，待系統(tǒng)操作運 行平穩(wěn)后可關(guān)閉輔助冷凝器和輔助氣體過熱器，但需要運行輔助再沸器。若精餾段塔頂冷凝提供的熱量恰好與系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負 荷相匹配，且兩塔段內(nèi)部交換的熱負荷可使提餾段塔底熱負荷降為0時，待系統(tǒng)操作運行 平穩(wěn)后可關(guān)閉輔助冷凝器、輔助氣體過熱器和輔助再沸器，這三個輔助設(shè)備都不需要運行。與現(xiàn)有普通精餾技術(shù)和普通內(nèi)部熱集成塔相比，本發(fā)明有以下優(yōu)點(1)在進料管線上設(shè)有氣液分離器，分離器出口氣體直接進入精餾段塔底，對
5醇-水等物系的分離，可使壓縮機處理的氣體量減小，可減小壓縮機的壓縮功消耗，節(jié)省電 耗費用。(2)精餾段塔頂冷凝負荷用于預熱進料和過熱提餾段塔頂出口蒸汽，可使系統(tǒng)熱 負荷消耗進一步降低，冷凝負荷消耗降至最小。(3)現(xiàn)有的精餾技術(shù)分離難分離物系時通常耗能很大且需要很高的精餾塔來實現(xiàn) 很好的產(chǎn)品分離，本發(fā)明在實現(xiàn)低能耗的同時，可以降低塔高。本發(fā)明的閃蒸進料型內(nèi)部熱集成節(jié)能精餾裝置及方法與傳統(tǒng)的精餾分離方法相 比，可大幅度降低整個精餾塔系統(tǒng)的總能耗，節(jié)省操作費用；與普通內(nèi)部熱集成塔相比，可 進一步降低系統(tǒng)的操作費用，達到節(jié)能增效的目的。因此，實施本發(fā)明的閃蒸進料型內(nèi)部熱 集成節(jié)能精餾裝置及方法將產(chǎn)生很大的經(jīng)濟效益，具有廣闊的工業(yè)應用前景。


圖1為普通內(nèi)部熱集成精餾塔的流程示意圖；圖2為本發(fā)明閃蒸進料型內(nèi)部熱集成節(jié)能精餾裝置及方法的流程示意圖。
具體實施例方式下面結(jié)合附圖對本發(fā)明所提供的技術(shù)和設(shè)備進行進一步的說明。如圖2所示，原料液由原料液進料管線(1)經(jīng)系統(tǒng)熱回收換熱器(2)加熱，再經(jīng)進 料預熱器(3)的進一步預熱后變?yōu)轱柡鸵后w，經(jīng)過減壓閥(4)減壓后進入氣液分離器(5)。 在氣液分離器(5)內(nèi)，物料被分為兩部分，一部分氣態(tài)物料沿氣液分離器氣體出口管線(6) 經(jīng)精餾段塔底氣體入口管線(7)直接進入精餾段塔底。另一部分液態(tài)物料經(jīng)減壓閥(34) 減壓后沿提餾段塔頂進料管(20)進入提餾段頂部。進入精餾段塔底的上升蒸汽沿精餾段 (8)進入蒸汽流量分配器(9)。經(jīng)過蒸汽流量分配器(9)的蒸汽一部分沿系統(tǒng)熱回收換熱 器熱介質(zhì)進口管線(10)進入系統(tǒng)熱回收換熱器(2)用于加熱原料液。另一部分沿氣體過 熱器熱介質(zhì)入口管線(29)進入氣體過熱器(23)，形成的冷凝液經(jīng)氣體過熱器熱介質(zhì)出口 管線(30)和輔助冷凝器進口管線(12)進入輔助冷凝器(13)；系統(tǒng)熱回收換熱器(2)熱介 質(zhì)出口的物料沿系統(tǒng)熱回收換熱器熱介質(zhì)出口管線(11)經(jīng)輔助冷凝器進口管線(12)進入 輔助冷凝器(13)，經(jīng)輔助冷凝器(13)后形成的冷凝液經(jīng)回流罐入口管線(14)進入回流罐 (15)。出回流罐(15)的冷凝液一部分沿回流液入口管線(16)進入精餾段頂部，另一部分 經(jīng)精餾段塔頂產(chǎn)品采出管線(17)作為塔頂產(chǎn)品采出。返回精餾段頂部的回流液沿精餾段 (8)進入精餾段塔底液體出口管線(18)，經(jīng)減壓閥(19)后，再沿提餾段塔頂進料管(20)返 回提餾段頂部，經(jīng)提餾段(21)后的液體物料一部分沿提餾段塔底液體出口管線(31)經(jīng)提 餾段塔底產(chǎn)品采出管線(33)作為塔底產(chǎn)品采出；另一部分液體物料進入輔助再沸器(32)， 物料氣化后形成的上升蒸汽經(jīng)提餾段(21)進入提餾段塔頂氣體出口管線(22)，經(jīng)氣體過 熱器(23)初步加熱后再沿氣體過熱器出口管線(24)進入輔助氣體過熱器(25)；經(jīng)輔助氣 體過熱器(25)加熱到過熱態(tài)后沿壓縮機入口管線(26)進入壓縮機(27)，經(jīng)壓縮機(27)壓 縮后的氣體變?yōu)檫^熱蒸汽，沿壓縮機出口管線(28)和精餾段塔底氣體入口管線(7)進入精 餾段底部。在操作過程中，若精餾段塔頂冷凝提供的熱量小于系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱
6器所需熱負荷之和，且兩塔段內(nèi)部交換的熱負荷不能使提餾段塔底熱負荷降為0。因此，待 系統(tǒng)操作運行平穩(wěn)后可關(guān)閉輔助冷凝器，但需要運行輔助氣體過熱器和輔助再沸器；若精 餾段塔頂冷凝提供的熱量小于系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負荷之和，但兩塔段 內(nèi)部交換的熱負荷可使提餾段塔底熱負荷降為0。因此，待系統(tǒng)操作運行平穩(wěn)后可關(guān)閉輔助 冷凝器和輔助再沸器，但需要運行輔助氣體過熱器；若精餾段塔頂冷凝提供的熱量大于系 統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負荷之和，但兩塔段內(nèi)部交換的熱負荷可使提餾段塔 底熱負荷降為0。因此，待系統(tǒng)操作運行平穩(wěn)后可關(guān)閉輔助氣體過熱器和輔助再沸器，但需 要運行輔助冷凝器；若精餾段塔頂冷凝提供的熱量大于系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所 需熱負荷之和，且兩塔段內(nèi)部交換的熱負荷不能使提餾段塔底熱負荷降為0。因此，待系統(tǒng) 操作運行平穩(wěn)后可關(guān)閉輔助氣體過熱器，但需要運行輔助冷凝器和輔助再沸器；若精餾段 塔頂冷凝提供的熱量恰好與系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負荷相匹配，但兩塔段 內(nèi)部交換的熱負荷不能使提餾段塔底熱負荷降為0。因此，待系統(tǒng)操作運行平穩(wěn)后可關(guān)閉輔 助冷凝器和輔助氣體過熱器，但需要運行輔助再沸器；若精餾段塔頂冷凝提供的熱量恰好 與系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負荷相匹配，且兩塔段內(nèi)部交換的熱負荷可使提 餾段塔底熱負荷降為0。因此，待系統(tǒng)操作運行平穩(wěn)后可關(guān)閉輔助冷凝器、輔助氣體過熱器 和輔助再沸器，這三個輔助設(shè)備都不需要運行。本發(fā)明的技術(shù)和設(shè)備廣泛適用于所有的精餾過程，為了更好地說明本發(fā)明在節(jié)能 增效方面的優(yōu)勢，僅僅選取其中兩個應用實例加以說明，但并不因此限制本發(fā)明技術(shù)和設(shè) 備的應用范圍。實施例一(典型非理想物系分離)情形1 乙醇-水物系分離，采用本發(fā)明所述流程。進料位置為提餾段塔頂，進料 量1000kg/h，進料組成各為50% (wt% )，進料溫度為20°C。精餾段和提餾段理論板數(shù)各為 36塊，進料位置為提餾段塔頂。提餾段操作壓力為常壓，精餾段操作壓力為2. 5atm。精餾 段塔頂產(chǎn)品采出量為500kg/h，采出產(chǎn)品中乙醇純度控制在92% (wt%)以上。本情形中精 餾段塔頂冷凝提供的熱負荷要大于系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負荷之和，開啟 輔助冷凝器使得出系統(tǒng)熱回收換熱器的流股再一次冷凝以達到精餾段塔頂液相回流要求； 再者，兩塔段內(nèi)部熱集成交換的熱負荷可使提餾段塔底所需熱負荷降為0。因此，待系統(tǒng)運 行平穩(wěn)后可關(guān)閉輔助再沸器和輔助氣體過熱器，但需要運行輔助冷凝器。以下為該過程所用公用工程價格表。如表1所示。表1公用工程價格 根據(jù)表1中的公用工程價格，可得出實施例一情形1的操作費用，如表2所示。 表2公用工程費用 根據(jù)表2中主要耗能裝置的操作費用，可得實施例一情形1的年度總操作費用為 47806. 60$/y。為便于說明本發(fā)明在節(jié)能增效方面的技術(shù)優(yōu)勢，將本發(fā)明所述技術(shù)和裝置與普通 內(nèi)部熱集成精餾塔進行比較。普通內(nèi)部熱集成精餾塔精餾，精餾段和提餾段理論板數(shù)各為 36塊，進料位置為提餾段塔頂。進料流量、組成和溫度與本發(fā)明相同，壓縮機壓縮比和兩塔 段的操作壓力均與本發(fā)明相同。采出產(chǎn)品的流量和純度也與本發(fā)明相同。用于與實施例一情形1對比的普通內(nèi)部熱集成精餾塔的公用工程費用如表3所 根據(jù)表3中主要耗能裝置的操作費用，可得普通內(nèi)部熱集成精餾塔精餾的年度總 操作費用為64930. 45$/y。對比表2和表3的計算結(jié)果，可以看出，實施例一情形1的的年度總操作費用為 47806. 60$/y，而用于與實施例一情形1對比的普通內(nèi)部熱集成精餾塔的年度總操作費用 為64930. 45$/y。因此，采用本發(fā)明技術(shù)和裝置的實施例一情形1的年度總操作費用節(jié)省了 26. 37%。情形2 乙醇-水物系分離，采用本發(fā)明所述流程。進料位置為提餾段塔頂，進料 量1000kg/h，進料組成各為50% (wt% )，進料溫度為5°C。精餾段和提餾段理論板數(shù)各為 36塊，進料位置為提餾段塔頂。提餾段操作壓力為常壓，精餾段操作壓力為2. 3atm。精餾 段塔頂產(chǎn)品采出量為500kg/h，采出產(chǎn)品中乙醇純度控制在92% (wt%)以上。本情形中精 餾段塔頂冷凝提供的熱負荷大于系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負荷之和，但兩塔 段內(nèi)部熱集成交換的熱負荷不能使提餾段塔底所需熱負荷降為0，因此，待系統(tǒng)操作運行平 穩(wěn)后可關(guān)閉輔助氣體過熱器，但需要運行輔助再沸器和輔助冷凝器。根據(jù)表1中的公用工程價格，可得出實施例一情形2的操作費用，如表4所示。表4公用工程費用
8 根據(jù)表4中主要耗能裝置的操作費用，可得實施例一情形2的年度總操作費用為 45315. 51$/y。為便于說明本發(fā)明在節(jié)能增效方面的技術(shù)優(yōu)勢，將本發(fā)明所述技術(shù)和裝置與普通 內(nèi)部熱集成精餾塔進行比較。普通內(nèi)部熱集成精餾塔精餾，精餾段和提餾段理論板數(shù)各為 36塊，進料位置為提餾段塔頂。進料流量、組成和溫度與本發(fā)明相同，壓縮機壓縮比和兩塔 段的操作壓力均與本發(fā)明相同。采出產(chǎn)品的流量和純度也與本發(fā)明相同。用于與實施例一情形2對比的普通內(nèi)部熱集成精餾塔的公用工程費用如表5所
7J\ o表5公用工程費用 根據(jù)表5中主要耗能裝置的操作費用，可得普通內(nèi)部熱集成精餾塔精餾的年度總 操作費用為67121. 69$/y。對比表4和表5的計算結(jié)果，可以看出，實施例一情形2的的年度總操作費用為 45315. 51$/y，而用于與實施例一情形2對比的普通內(nèi)部熱集成精餾塔的年度總操作費用 為67121. 69$/y。因此，采用本發(fā)明技術(shù)和裝置的實施例一情形2的年度總操作費用節(jié)省了 32.49%。實施例二(典型理想物系分離)情形1 用本發(fā)明方法用于苯-甲苯物系分離，采用本發(fā)明所述流程。進料位置為 提餾段塔頂，進料量1000kg/h，進料組成各為50% (wt%)，進料溫度為0°C。精餾段和提餾 段理論板數(shù)各為34塊，進料位置為提餾段塔頂。提餾段操作壓力為常壓，精餾段操作壓力 為2.55atm。精餾段塔頂產(chǎn)品采出量為500kg/h，采出產(chǎn)品純度控制在99% (wt% )以上。 本情形中精餾段塔頂冷凝提供的熱負荷小于系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負荷 之和，且兩塔段內(nèi)部熱集成交換的熱負荷不能使提餾段塔底所需熱負荷降為0，因此，待系 統(tǒng)操作運行平穩(wěn)后可關(guān)閉輔助冷凝器，但需要運行輔助氣體過熱器和輔助再沸器。根據(jù)表1中的公用工程價格，可得出實施例二情形1的操作費用，如表6所示。表6公用工程費用 根據(jù)表6中主要耗能裝置的操作費用，可得實施例二情形1的年度總操作費用為 19675. 79$/y。為便于說明本發(fā)明在節(jié)能增效方面的技術(shù)優(yōu)勢，將本發(fā)明所述技術(shù)和裝置與普通 內(nèi)部熱集成精餾塔進行比較。普通內(nèi)部熱集成精餾塔精餾，精餾段和提餾段理論板數(shù)各為 34塊，進料位置為提餾段塔頂。進料流量、組成和溫度與本發(fā)明相同，壓縮機壓縮比和兩塔 段的操作壓力均與本發(fā)明相同。采出產(chǎn)品的流量和純度也與本發(fā)明相同。用于與實施例二情形1對比的普通內(nèi)部熱集成精餾塔的公用工程費用如表7所
示 o表7公用工程費用 根據(jù)表7中主要耗能裝置的操作費用，可得普通內(nèi)部熱集成精餾塔精餾的年度總 操作費用為32906. 17$/y。對比表6和表7的計算結(jié)果，可以看出，實施例二情形1的的年度總操作費用為 19675. 79$/y，而用于與實施例二情形1對比的普通內(nèi)部熱集成精餾塔的年度總操作費用 為32906. 17$/y。因此，采用本發(fā)明技術(shù)和裝置的實施例二情形1的年度總操作費用節(jié)省了 40. 21%，與普通內(nèi)部熱集成精餾塔的操作費用相比，可大幅度減小過程的公用工程消耗， 節(jié)省操作費用。情形2 用本發(fā)明方法用于苯-甲苯物系分離，采用本發(fā)明所述流程。進料位置為 提餾段塔頂，進料量1000kg/h，進料組成各為50% (wt% )，進料溫度為5°C。精餾段和提餾 段理論板數(shù)各為34塊，進料位置為提餾段塔頂。提餾段操作壓力為常壓，精餾段操作壓力 為2.57atm。精餾段塔頂產(chǎn)品采出量為500kg/h，采出產(chǎn)品純度控制在99% (wt% )以上。 本情形中精餾段塔頂冷凝提供的熱量小于系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負荷之 和，但兩塔段內(nèi)部交換的熱負荷可使提餾段塔底熱負荷降為0。因此，待系統(tǒng)操作運行平穩(wěn) 后可關(guān)閉輔助冷凝器和輔助再沸器，但需要運行輔助氣體過熱器。根據(jù)表1中的公用工程價格，可得出實施例二情形2的操作費用，如表8所示。表8公用工程費用
裝置名稱單位操作費用
根據(jù)表8中主要耗能裝置的操作費用，可得實施例二情形2的年度總操作費用為 19074. 37$/y。為便于說明本發(fā)明在節(jié)能增效方面的技術(shù)優(yōu)勢，將本發(fā)明所述技術(shù)和裝置與普通 內(nèi)部熱集成精餾塔進行比較。普通內(nèi)部熱集成精餾塔精餾，精餾段和提餾段理論板數(shù)各為 34塊，進料位置為提餾段塔頂。進料流量、組成和溫度與本發(fā)明相同，壓縮機壓縮比和兩塔 段的操作壓力均與本發(fā)明相同。采出產(chǎn)品的流量和純度也與本發(fā)明相同。用于與實施例二情形2對比的普通內(nèi)部熱集成精餾塔的公用工程費用如表9所
示o表9公用工程費用 根據(jù)表9中主要耗能裝置的操作費用，可得普通內(nèi)部熱集成精餾塔精餾的年度總 操作費用為32406. 43$/y。對比表8和表9的計算結(jié)果，可以看出，實施例二情形2的的年度總操作費用為 19442. 60$/y,而用于與實施例二情形2對比的普通內(nèi)部熱集成精餾塔的年度總操作費用 為32406. 43$/y。因此，采用本發(fā)明技術(shù)和裝置的實施例二情形2的年度總操作費用節(jié)省了 41. 14%，與普通內(nèi)部熱集成精餾塔的操作費用相比，可大幅度減小過程的公用工程消耗， 節(jié)省操作費用。情形3 用本發(fā)明方法用于苯_甲苯物系分離，采用本發(fā)明所述流程。進料位置為 提餾段塔頂，進料量1000kg/h，進料組成各為50% (wt% )，進料溫度為20°C。精餾段和提 餾段理論板數(shù)各為34塊，進料位置為提餾段塔頂。提餾段操作壓力為常壓，精餾段操作壓 力為2. 5atm。精餾段塔頂產(chǎn)品采出量為500kg/h，采出產(chǎn)品純度控制在99% (wt% )以上。 本情形中精餾段塔頂冷凝提供的熱負荷要大于系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負 荷之和，開啟輔助冷凝器使得出系統(tǒng)熱回收換熱器的流股再一次冷凝以達到精餾段塔頂液 相回流要求；再者，兩塔段內(nèi)部熱集成交換的熱負荷可使提餾段塔底所需熱負荷降為0。因 此，待系統(tǒng)運行平穩(wěn)后可關(guān)閉輔助再沸器和輔助氣體過熱器，但需要運行輔助冷凝器。根據(jù)表1中的公用工程價格，可得出實施例二情形3的操作費用，如表10所示。表10公用工程費用
根據(jù)表10中主要耗能裝置的操作費用，可得實施例二情形3的年度總操作費用為 18878. 23$/y。為便于說明本發(fā)明在節(jié)能增效方面的技術(shù)優(yōu)勢，將本發(fā)明所述技術(shù)和裝置與普通 內(nèi)部熱集成精餾塔進行比較。普通內(nèi)部熱集成精餾塔精餾，精餾段和提餾段理論板數(shù)各為 34塊，進料位置為提餾段塔頂。進料流量、組成和溫度與本發(fā)明相同，壓縮機壓縮比和兩塔 段的操作壓力均與本發(fā)明相同。采出產(chǎn)品的流量和純度也與本發(fā)明相同。用于與實施例二情形3對比的普通內(nèi)部熱集成精餾塔的公用工程費用如表11所 表11公用工程費用 根據(jù)表11中主要耗能裝置的操作費用，可得普通內(nèi)部熱集成精餾塔精餾的年度 總操作費用為30297. 61$/y。對比表10和表11的計算結(jié)果，可以看出，實施例二情形3的的年度總操作費用 為18878. 23$/y，而用于與實施例二情形3對比的普通內(nèi)部熱集成精餾塔的年度總操作費 用為30297. 61$/y。因此，采用本發(fā)明技術(shù)和裝置的實施例二情形3的年度總操作費用節(jié) 省了 37. 69%，與普通內(nèi)部熱集成精餾塔的操作費用相比，可大幅度減小過程的公用工程消 耗，節(jié)省操作費用。情形4 用本發(fā)明方法用于苯-甲苯物系分離，采用本發(fā)明所述流程。進料位置為 提餾段塔頂，進料量1000kg/h，進料組成各為50% (wt% )，進料溫度為20°C。精餾段和提 餾段理論板數(shù)各為34塊，進料位置為提餾段塔頂。提餾段操作壓力為常壓，精餾段操作壓 力為2. 3atm。精餾段塔頂產(chǎn)品采出量為500kg/h，采出產(chǎn)品純度控制在99% (wt% )以上。 本情形中精餾段塔頂冷凝提供的熱負荷大于系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負荷 之和，但兩塔段內(nèi)部熱集成交換的熱負荷不能使提餾段塔底所需熱負荷降為0，因此，待系 統(tǒng)操作運行平穩(wěn)后可關(guān)閉輔助氣體過熱器，但需要運行輔助冷凝器和輔助再沸器。根據(jù)表1中的公用工程價格，可得出實施例二情形4的操作費用，如表12所示。表12公用工程費用 根據(jù)表12中主要耗能裝置的操作費用，可得實施例二情形4的年度總操作費用為 18231. 34$/y。為便于說明本發(fā)明在節(jié)能增效方面的技術(shù)優(yōu)勢，將本發(fā)明所述技術(shù)和裝置與普通 內(nèi)部熱集成精餾塔進行比較。普通內(nèi)部熱集成精餾塔精餾，精餾段和提餾段理論板數(shù)各為 34塊，進料位置為提餾段塔頂。進料流量、組成和溫度與本發(fā)明相同，壓縮機壓縮比和兩塔 段的操作壓力均與本發(fā)明相同。采出產(chǎn)品的流量和純度也與本發(fā)明相同。用于與實施例二情形4對比的普通內(nèi)部熱集成精餾塔的公用工程費用如表13所
7J\ ο表13公用工程費用 根據(jù)表13中主要耗能裝置的操作費用，可得普通內(nèi)部熱集成精餾塔精餾的年度 總操作費用為29811. 32$/y。對比表12和表13的計算結(jié)果，可以看出，實施例二情形4的的年度總操作費用 為18231. 34$/y，而用于與實施例二情形4對比的普通內(nèi)部熱集成精餾塔的年度總操作費 用為29811. 32$/y。因此，采用本發(fā)明技術(shù)和裝置的實施例二情形4的年度總操作費用節(jié) 省了 38. 84%，與普通內(nèi)部熱集成精餾塔的操作費用相比，可大幅度減小過程的公用工程消 耗，節(jié)省操作費用。情形5 用本發(fā)明方法用于苯-甲苯物系分離，采用本發(fā)明所述流程。進料位置為 提餾段塔頂，進料量1000kg/h，進料組成各為50% (wt%)，進料溫度為9°C。精餾段和提 餾段理論板數(shù)各為34塊，進料位置為提餾段塔頂。提餾段操作壓力為常壓，精餾段操作壓 力為2. 5atm。精餾段塔頂產(chǎn)品采出量為500kg/h，采出產(chǎn)品純度控制在99% (wt% )以上。 本情形中精餾段塔頂冷凝提供的熱量恰好與系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負荷 相匹配，但兩塔段內(nèi)部交換的熱負荷不能使提餾段塔底熱負荷降為0。因此，待系統(tǒng)操作運 行平穩(wěn)后可關(guān)閉輔助冷凝器和輔助氣體過熱器，但需要運行輔助再沸器。根據(jù)表1中的公用工程價格，可得出實施例二情形5的操作費用，如表14所示。表14公用工程費用 根據(jù)表14中主要耗能裝置的操作費用，可得實施例二情形5的年度總操作費用為 18441. 22$/y。為便于說明本發(fā)明在節(jié)能增效方面的技術(shù)優(yōu)勢，將本發(fā)明所述技術(shù)和裝置與普通 內(nèi)部熱集成精餾塔進行比較。普通內(nèi)部熱集成精餾塔精餾，精餾段和提餾段理論板數(shù)各為 34塊，進料位置為提餾段塔頂。進料流量、組成和溫度與本發(fā)明相同，壓縮機壓縮比和兩塔 段的操作壓力均與本發(fā)明相同。采出產(chǎn)品的流量和純度也與本發(fā)明相同。用于與實施例二情形5對比的普通內(nèi)部熱集成精餾塔的公用工程費用如表15所
7J\ o表15公用工程費用 根據(jù)表15中主要耗能裝置的操作費用，可得普通內(nèi)部熱集成精餾塔精餾的年度 總操作費用為31659. 38$/y。對比表14和表15的計算結(jié)果，可以看出，實施例二情形5的的年度總操作費用 為18441. 22$/y，而用于與實施例二情形5對比的普通內(nèi)部熱集成精餾塔的年度總操作費 用為31659. 38$/y。因此，采用本發(fā)明技術(shù)和裝置的實施例二情形5的年度總操作費用節(jié) 省了 41. 75%，與普通內(nèi)部熱集成精餾塔的操作費用相比，可大幅度減小過程的公用工程消 耗，節(jié)省操作費用。情形6 用本發(fā)明方法用于苯-甲苯物系分離，采用本發(fā)明所述流程。進料位置為 提餾段塔頂，進料量1000kg/h，進料組成各為50% (wt%)，進料溫度為10°C。精餾段和提 餾段理論板數(shù)各為34塊，進料位置為提餾段塔頂。提餾段操作壓力為常壓，精餾段操作壓 力為2. 57atm。精餾段塔頂產(chǎn)品采出量為500kg/h，采出產(chǎn)品純度控制在99 % (wt% )以 上。本情形中精餾段塔頂冷凝提供的熱量恰好等于系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱 負荷，并且兩塔段內(nèi)部熱集成交換的熱負荷可使提餾段塔底所需熱負荷降為0，因此，待系 統(tǒng)操作運行平穩(wěn)后可關(guān)閉輔助冷凝器、輔助再沸器和輔助氣體過熱器，這三個輔助設(shè)備都 不需要運行。根據(jù)表1中的公用工程價格，可得出實施例二情形6的操作費用，如表16所示。表16公用工程費用 根據(jù)表16中主要耗能裝置的操作費用，可得實施例二情形6的年度總操作費用為 18544. 29$/y。為便于說明本發(fā)明在節(jié)能增效方面的技術(shù)優(yōu)勢，將本發(fā)明所述技術(shù)和裝置與普通 內(nèi)部熱集成精餾塔進行比較。普通內(nèi)部熱集成精餾塔精餾，精餾段和提餾段理論板數(shù)各為 34塊，進料位置為提餾段塔頂。進料流量、組成和溫度與本發(fā)明相同，壓縮機壓縮比和兩塔 段的操作壓力均與本發(fā)明相同。采出產(chǎn)品的流量和純度也與本發(fā)明相同。用于與實施例二情形6對比的普通內(nèi)部熱集成精餾塔的公用工程費用如表17所
7J\ o表17公用工程費用 根據(jù)表17中主要耗能裝置的操作費用，可得普通內(nèi)部熱集成精餾塔精餾的年度 總操作費用為31771. 64$/y。對比表16和表17的計算結(jié)果，可以看出，實施例二情形6的的年度總操作費用 為18544. 29$/y，而用于與實施例二情形6對比的普通內(nèi)部熱集成精餾塔的年度總操作費 用為31771. 64$/y。因此，采用本發(fā)明技術(shù)和裝置的實施例二情形6的年度總操作費用節(jié) 省了 41. 63%，與普通內(nèi)部熱集成精餾塔的操作費用相比，可大幅度減小過程的公用工程消 耗，節(jié)省操作費用。本發(fā)明提出的閃蒸進料型內(nèi)部熱集成節(jié)能精餾裝置及方法，已通過較佳的實施例 子進行了描述，相關(guān)技術(shù)人員明顯能在不脫離本發(fā)明內(nèi)容、精神和范圍內(nèi)對本文所述的裝 置和操作方法進行改動或適當變更與組合，來實現(xiàn)本發(fā)明技術(shù)。特別需要指出的是，所有 相類似的替換和改動對本領(lǐng)域的技術(shù)人員是顯而易見的，它們都會被視為包含在本發(fā)明精 神、范圍和內(nèi)容中。
權(quán)利要求
一種閃蒸進料型內(nèi)部熱集成節(jié)能精餾裝置，該裝置包括系統(tǒng)熱回收換熱器、進料預熱器、氣液分離器、精餾段、輔助冷凝器、提餾段、壓縮機和輔助再沸器；其特征是系統(tǒng)熱回收換熱器(2)、進料預熱器(3)、氣液分離器(5)位于原料液管線與精餾段塔底氣體進料口之間；輔助冷凝器(13)位于精餾段塔頂氣體出口管與塔頂冷凝液回流管之間。
2.如權(quán)利要求1所述的裝置，其特征是進料管線連接到系統(tǒng)熱回收換熱器進口，系統(tǒng) 熱回收換熱器出口連接到進料預熱器進口，進料預熱器出口飽和液體經(jīng)減壓閥減壓后形成 的氣液混合物連接到氣液分離器進口 ；氣液分離器氣體出口連接到精餾段塔底的氣相進料 管，氣液分離器液體出口連接到減壓閥進口，減壓閥出口連接到提餾段塔頂進料管；提餾段 塔頂?shù)臍庀喑隹诠苓B接到氣體過熱器冷介質(zhì)進口，氣體過熱器冷介質(zhì)出口連接到輔助氣體 過熱器冷介質(zhì)進口，輔助氣體過熱器冷介質(zhì)出口連接到壓縮機進口，壓縮機出口管連接到 精餾段塔底的氣相進料管；精餾段塔頂?shù)臍庀喑隹诠苓B接到蒸汽流量分配器；蒸汽流量分 配器出口蒸汽一部分連接到系統(tǒng)熱回收換熱器熱介質(zhì)進口，另一部分連接到氣體過熱器熱 介質(zhì)進口 ；系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器的熱介質(zhì)出口連接到輔助冷凝器進口，輔助冷 凝器出口連接到回流罐進口，回流罐出口一端連接到精餾段塔頂回流液進口，另一端連接 到塔頂液相產(chǎn)品采出口。
3.閃蒸進料型內(nèi)部熱集成節(jié)能精餾方法，其特征在于a)原料液被系統(tǒng)熱回收換熱器(2)和進料預熱器(3)加熱到一定熱狀況，經(jīng)減壓閥 (4)減壓后再進入氣液分離器(5)。b)提餾段塔頂蒸汽經(jīng)氣體過熱器加熱到過熱態(tài)，再經(jīng)壓縮機壓縮達到精餾段塔底壓力 要求，與氣液分離器氣體出口管線過來的氣體匯合后進入精餾段底部。
4.如權(quán)利要求3的方法，其特征是在操作過程中若精餾段塔頂冷凝提供的熱量小于系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負荷之和， 且兩塔段內(nèi)部交換的熱負荷不能使提餾段塔底熱負荷降為0時，待系統(tǒng)操作運行平穩(wěn)后關(guān) 閉輔助冷凝器，但需要運行輔助氣體過熱器和輔助再沸器。
5.如權(quán)利要求3的方法，其特征是在操作過程中若精餾段塔頂冷凝提供的熱量小于系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負荷之和， 但兩塔段內(nèi)部交換的熱負荷可使提餾段塔底熱負荷降為0。因此，待系統(tǒng)操作運行平穩(wěn)后關(guān) 閉輔助冷凝器和輔助再沸器，但需要運行輔助氣體過熱器。
6.如權(quán)利要求3的方法，其特征是在操作過程中若精餾段塔頂冷凝提供的熱量大于系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負荷之和， 但兩塔段內(nèi)部交換的熱負荷可使提餾段塔底熱負荷降為0時，待系統(tǒng)操作運行平穩(wěn)后關(guān)閉 輔助氣體過熱器和輔助再沸器，但需要運行輔助冷凝器。
7.如權(quán)利要求3的方法，其特征是在操作過程中若精餾段塔頂冷凝提供的熱量大于系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負荷之和， 且兩塔段內(nèi)部交換的熱負荷不能使提餾段塔底熱負荷降為0時，待系統(tǒng)操作運行平穩(wěn)后關(guān) 閉輔助氣體過熱器，但需要運行輔助冷凝器和輔助再沸器。
8.如權(quán)利要求3的方法，其特征是在操作過程中若精餾段塔頂冷凝提供的熱量恰好與系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負荷相 匹配，但兩塔段內(nèi)部交換的熱負荷不能使提餾段塔底熱負荷降為0時，待系統(tǒng)操作運行平穩(wěn)后關(guān)閉輔助冷凝器和輔助氣體過熱器，但需要運行輔助再沸器。
9.如權(quán)利要求3的方法，其特征是在操作過程中若精餾段塔頂冷凝提供的熱量恰好與系統(tǒng)熱回收換熱器和氣體過熱器所需熱負荷相 匹配，且兩塔段內(nèi)部交換的熱負荷可使提餾段塔底熱負荷降為0時，待系統(tǒng)操作運行平穩(wěn) 后關(guān)閉輔助冷凝器、輔助氣體過熱器和輔助再沸器，這三個輔助設(shè)備都不需要運行。
全文摘要
本發(fā)明涉及一種閃蒸進料型內(nèi)部熱集成節(jié)能精餾裝置及方法，該裝置包括系統(tǒng)熱回收換熱器、進料預熱器、氣液分離器、精餾段、輔助冷凝器、提餾段、壓縮機、輔助再沸器等。本發(fā)明主要特征是在進料管線上設(shè)置氣液分離器；原料液經(jīng)過系統(tǒng)熱回收換熱器加熱和進料預熱器的進一步預熱后進入氣液分離器；經(jīng)氣液分離器分離出的氣體直接進入精餾段塔底，液體經(jīng)減壓閥減壓后進入提餾段頂部；另外，將精餾段塔頂飽和蒸汽一部分用于預熱進料，另一部分用于加熱提餾段塔頂氣體過熱器。與普通內(nèi)部熱集成精餾塔相比，采用本發(fā)明方法與裝置可大幅度降低精餾過程的總能耗，節(jié)省操作費用，達到進一步節(jié)能增效的目的。
文檔編號B01D3/42GK101874934SQ20101021760
公開日2010年11月3日 申請日期2010年7月5日 優(yōu)先權(quán)日2010年7月5日
發(fā)明者付博, 劉春江, 唐忠利, 曾愛武, 段宏悅, 羅祎青, 袁希鋼, 許良華, 趙雄, 閆兵海, 陳旭東, 陳淑勇 申請人:天津大學