CN101874934A - 闪蒸进料型内部热集成节能精馏装置及方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种闪蒸进料型内部热集成节能精馏装置及方法，该装置包括系统热回收换热器、进料预热器、气液分离器、精馏段、辅助冷凝器、提馏段、压缩机、辅助再沸器等。本发明主要特征是在进料管线上设置气液分离器；原料液经过系统热回收换热器加热和进料预热器的进一步预热后进入气液分离器；经气液分离器分离出的气体直接进入精馏段塔底，液体经减压阀减压后进入提馏段顶部；另外，将精馏段塔顶饱和蒸汽一部分用于预热进料，另一部分用于加热提馏段塔顶气体过热器。与普通内部热集成精馏塔相比，采用本发明方法与装置可大幅度降低精馏过程的总能耗，节省操作费用，达到进一步节能增效的目的。
Description
闪蒸进料型内部热集成节能精馏装置及方法
技术领域
[0001 ] 本发明涉及精馏技术领域和精馏塔系统，特别涉及一种闪蒸进料型内部热集成节 能精馏装置及方法。
背景技术
[0002] 精馏是当代应用最广的一种工业分离方法，已经广泛应用于化工、石油、食品、轻 工等工业部门。虽然科技的发展，新型分离技术已经开始了工业应用，但在一定的时期内， 精馏技术的统治地位还不能被动摇。
[0003] 精馏分离技术成熟、容易工业化，但缺点是耗能很大。传统的精馏分离，输入能耗 占工业总能耗的40%以上，这在能源日益紧缺的21世纪是不可忽视的。
[0004] 在传统的精馏塔中，引入精馏塔再沸器的能量通过冷凝器排出，大部分能量损失 在诸如塔的压降以及通过换热器的温差上，只有部分能量用来减少产品的熵。与其将塔排 出的全部热量排入大气，还不如提高能量的等级来加以利用，以减少或消除再沸蒸汽的使 用量，从而起到节能的效果，这就是内部热集成塔的设计思想。
[0005] 如图1所示的普通内部热集成塔，它是将传统的精馏塔从进料处分成两个塔段， 即提馏塔段和精馏塔段。提馏塔段顶部出口饱和蒸汽经气体压缩机加压后再进入精馏塔段 塔底。由于精馏塔段的操作压力和温度高于提馏塔段，因此精馏塔段和提馏塔段之间会存 在内部热交换。通过两塔段间的内部热交换，可以减小提馏段塔底再沸器热负荷和精馏段 塔顶冷凝器冷凝负荷。
[0006] 类似的普通内部热集成塔在专利CN200610053303. 5和专利CN200620107487. 4中 被描述过。
[0007] 专利CN200610053303. 5和专利CN200620107487. 4中所述流程和设备的不足之 处：
[0008] (1)气体压缩机进口前没有设置热气体过热器，则当压缩机的压缩比增大时，进入 压缩机的饱和蒸汽经压缩机压缩后会在压缩机内部分液化，从而会影响压缩机的正常工作 和使用寿命，进而导致压缩机出口管路积存液体，会对整个流程的安全和平稳运行产生负 面影响。
[0009] (2)精馏段塔顶气体物料冷凝时放出的热负荷没有进行回收和利用，还需要消耗 系统外部提供的冷凝负荷。
[0010] (3)压缩机处理的蒸汽量较大，造成其压缩功消耗较大，电耗费用也大。 发明内容
[0011] 针对上述精馏分离工业过程的高能耗问题，本发明提出了一种能耗较低，新型的 内部热集成节能精馏装置及方法。
[0012] 本发明的技术方案如下：
[0013] 一种闪蒸进料型内部热集成节能精馏装置，该装置包括系统热回收换热器、进料预热器、气液分离器、精馏段、辅助冷凝器、提馏段、压缩机和辅助再沸器；其特征是系统热 回收换热器（2)、进料预热器（3)、气液分离器（5)位于原料液管线与精馏段塔底气体进料 口之间；辅助冷凝器（13)位于精馏段塔顶气体出口管与塔顶冷凝液回流管之间。
[0014] 进料管线连接到系统热回收换热器进口，系统热回收换热器出口连接到进料预热 器进口，进料预热器出口饱和液体经减压阀减压后形成的气液混合物连接到气液分离器进 口 ；气液分离器气体出口连接到精馏段塔底的气相进料管，气液分离器液体出口连接到减 压阀进口，减压阀出口连接到提馏段塔顶进料管；提馏段塔顶的气相出口管连接到气体过 热器冷介质进口，气体过热器冷介质出口连接到辅助气体过热器冷介质进口，辅助气体过 热器冷介质出口连接到压缩机进口，压缩机出口管连接到精馏段塔底的气相进料管；精馏 段塔顶的气相出口管连接到蒸汽流量分配器；蒸汽流量分配器出口蒸汽一部分连接到系统 热回收换热器热介质进口，另一部分连接到气体过热器热介质进口 ；系统热回收换热器和 气体过热器的热介质出口连接到辅助冷凝器进口，辅助冷凝器出口连接到回流罐进口，回 流罐出口一端连接到精馏段塔顶回流液进口，另一端连接到塔顶液相产品采出口。
[0015] 本发明的装置的闪蒸进料型内部热集成节能精馏方法：
[0016] a)原料液被系统热回收换热器⑵和进料预热器⑶加热到一定热状况，经减压 阀（4)减压后再进入气液分离器（5)。
[0017] b)提馏段塔顶蒸汽经气体过热器加热到过热态，再经压缩机压缩达到精馏段塔底 压力要求，与气液分离器气体出口管线过来的气体汇合后进入精馏段底部。
[0018] 在操作过程中：
[0019] 若精馏段塔顶冷凝提供的热量小于系统热回收换热器和气体过热器所需热负荷 之和，且两塔段内部交换的热负荷不能使提馏段塔底热负荷降为0时，待系统操作运行平 稳后可关闭辅助冷凝器，但需要运行辅助气体过热器和辅助再沸器。
[0020] 若精馏段塔顶冷凝提供的热量小于系统热回收换热器和气体过热器所需热负荷 之和，但两塔段内部交换的热负荷可使提馏段塔底热负荷降为0时，待系统操作运行平稳 后可关闭辅助冷凝器和辅助再沸器，但需要运行辅助气体过热器。
[0021] 若精馏段塔顶冷凝提供的热量大于系统热回收换热器和气体过热器所需热负荷 之和，但两塔段内部交换的热负荷可使提馏段塔底热负荷降为0时，待系统操作运行平稳 后可关闭辅助气体过热器和辅助再沸器，但需要运行辅助冷凝器。
[0022] 若精馏段塔顶冷凝提供的热量大于系统热回收换热器和气体过热器所需热负荷 之和，且两塔段内部交换的热负荷不能使提馏段塔底热负荷降为0时，待系统操作运行平 稳后可关闭辅助气体过热器，但需要运行辅助冷凝器和辅助再沸器。
[0023] 若精馏段塔顶冷凝提供的热量恰好与系统热回收换热器和气体过热器所需热负 荷相匹配，但两塔段内部交换的热负荷不能使提馏段塔底热负荷降为0时，待系统操作运 行平稳后可关闭辅助冷凝器和辅助气体过热器，但需要运行辅助再沸器。
[0024] 若精馏段塔顶冷凝提供的热量恰好与系统热回收换热器和气体过热器所需热负 荷相匹配，且两塔段内部交换的热负荷可使提馏段塔底热负荷降为0时，待系统操作运行 平稳后可关闭辅助冷凝器、辅助气体过热器和辅助再沸器，这三个辅助设备都不需要运行。
[0025] 与现有普通精馏技术和普通内部热集成塔相比，本发明有以下优点：
[0026] (1)在进料管线上设有气液分离器，分离器出口气体直接进入精馏段塔底，对
5醇-水等物系的分离，可使压缩机处理的气体量减小，可减小压缩机的压缩功消耗，节省电 耗费用。
[0027] (2)精馏段塔顶冷凝负荷用于预热进料和过热提馏段塔顶出口蒸汽，可使系统热 负荷消耗进一步降低，冷凝负荷消耗降至最小。
[0028] (3)现有的精馏技术分离难分离物系时通常耗能很大且需要很高的精馏塔来实现 很好的产品分离，本发明在实现低能耗的同时，可以降低塔高。
[0029] 本发明的闪蒸进料型内部热集成节能精馏装置及方法与传统的精馏分离方法相 比，可大幅度降低整个精馏塔系统的总能耗，节省操作费用；与普通内部热集成塔相比，可 进一步降低系统的操作费用，达到节能增效的目的。因此，实施本发明的闪蒸进料型内部热 集成节能精馏装置及方法将产生很大的经济效益，具有广阔的工业应用前景。
附图说明
[0030] 图1为普通内部热集成精馏塔的流程示意图；
[0031] 图2为本发明闪蒸进料型内部热集成节能精馏装置及方法的流程示意图。 具体实施方式
[0032] 下面结合附图对本发明所提供的技术和设备进行进一步的说明。
[0033] 如图2所示，原料液由原料液进料管线（1)经系统热回收换热器（2)加热，再经进 料预热器（3)的进一步预热后变为饱和液体，经过减压阀（4)减压后进入气液分离器（5)。 在气液分离器（5)内，物料被分为两部分，一部分气态物料沿气液分离器气体出口管线（6) 经精馏段塔底气体入口管线（7)直接进入精馏段塔底。另一部分液态物料经减压阀（34) 减压后沿提馏段塔顶进料管（20)进入提馏段顶部。进入精馏段塔底的上升蒸汽沿精馏段 (8)进入蒸汽流量分配器（9)。经过蒸汽流量分配器（9)的蒸汽一部分沿系统热回收换热 器热介质进口管线（10)进入系统热回收换热器（2)用于加热原料液。另一部分沿气体过 热器热介质入口管线（29)进入气体过热器（23)，形成的冷凝液经气体过热器热介质出口 管线（30)和辅助冷凝器进口管线（12)进入辅助冷凝器（13)；系统热回收换热器（2)热介 质出口的物料沿系统热回收换热器热介质出口管线（11)经辅助冷凝器进口管线（12)进入 辅助冷凝器（13)，经辅助冷凝器（13)后形成的冷凝液经回流罐入口管线（14)进入回流罐 (15)。出回流罐（15)的冷凝液一部分沿回流液入口管线（16)进入精馏段顶部，另一部分 经精馏段塔顶产品采出管线（17)作为塔顶产品采出。返回精馏段顶部的回流液沿精馏段 (8)进入精馏段塔底液体出口管线（18)，经减压阀（19)后，再沿提馏段塔顶进料管（20)返 回提馏段顶部，经提馏段（21)后的液体物料一部分沿提馏段塔底液体出口管线（31)经提 馏段塔底产品采出管线（33)作为塔底产品采出；另一部分液体物料进入辅助再沸器（32)， 物料气化后形成的上升蒸汽经提馏段（21)进入提馏段塔顶气体出口管线（22)，经气体过 热器（23)初步加热后再沿气体过热器出口管线（24)进入辅助气体过热器（25)；经辅助气 体过热器（25)加热到过热态后沿压缩机入口管线（26)进入压缩机（27)，经压缩机（27)压 缩后的气体变为过热蒸汽，沿压缩机出口管线（28)和精馏段塔底气体入口管线（7)进入精 馏段底部。
[0034] 在操作过程中，若精馏段塔顶冷凝提供的热量小于系统热回收换热器和气体过热
6器所需热负荷之和，且两塔段内部交换的热负荷不能使提馏段塔底热负荷降为0。因此，待 系统操作运行平稳后可关闭辅助冷凝器，但需要运行辅助气体过热器和辅助再沸器；若精 馏段塔顶冷凝提供的热量小于系统热回收换热器和气体过热器所需热负荷之和，但两塔段 内部交换的热负荷可使提馏段塔底热负荷降为0。因此，待系统操作运行平稳后可关闭辅助 冷凝器和辅助再沸器，但需要运行辅助气体过热器；若精馏段塔顶冷凝提供的热量大于系 统热回收换热器和气体过热器所需热负荷之和，但两塔段内部交换的热负荷可使提馏段塔 底热负荷降为0。因此，待系统操作运行平稳后可关闭辅助气体过热器和辅助再沸器，但需 要运行辅助冷凝器；若精馏段塔顶冷凝提供的热量大于系统热回收换热器和气体过热器所 需热负荷之和，且两塔段内部交换的热负荷不能使提馏段塔底热负荷降为0。因此，待系统 操作运行平稳后可关闭辅助气体过热器，但需要运行辅助冷凝器和辅助再沸器；若精馏段 塔顶冷凝提供的热量恰好与系统热回收换热器和气体过热器所需热负荷相匹配，但两塔段 内部交换的热负荷不能使提馏段塔底热负荷降为0。因此，待系统操作运行平稳后可关闭辅 助冷凝器和辅助气体过热器，但需要运行辅助再沸器；若精馏段塔顶冷凝提供的热量恰好 与系统热回收换热器和气体过热器所需热负荷相匹配，且两塔段内部交换的热负荷可使提 馏段塔底热负荷降为0。因此，待系统操作运行平稳后可关闭辅助冷凝器、辅助气体过热器 和辅助再沸器，这三个辅助设备都不需要运行。
[0035] 本发明的技术和设备广泛适用于所有的精馏过程，为了更好地说明本发明在节能 增效方面的优势，仅仅选取其中两个应用实例加以说明，但并不因此限制本发明技术和设 备的应用范围。
[0036] 实施例一（典型非理想物系分离)
[0037] 情形1 ：乙醇-水物系分离，采用本发明所述流程。进料位置为提馏段塔顶，进料 量1000kg/h，进料组成各为50% (wt% )，进料温度为20°C。精馏段和提馏段理论板数各为 36块，进料位置为提馏段塔顶。提馏段操作压力为常压，精馏段操作压力为2. 5atm。精馏 段塔顶产品采出量为500kg/h，采出产品中乙醇纯度控制在92% (wt%)以上。本情形中精 馏段塔顶冷凝提供的热负荷要大于系统热回收换热器和气体过热器所需热负荷之和，开启 辅助冷凝器使得出系统热回收换热器的流股再一次冷凝以达到精馏段塔顶液相回流要求； 再者，两塔段内部热集成交换的热负荷可使提馏段塔底所需热负荷降为0。因此，待系统运 行平稳后可关闭辅助再沸器和辅助气体过热器，但需要运行辅助冷凝器。
[0038] 以下为该过程所用公用工程价格表。如表1所示。
[0039] 表1公用工程价格
[0040]
[0041] 根据表1中的公用工程价格，可得出实施例一情形1的操作费用，如表2所示。
[0042] 表2公用工程费用
[0044] 根据表2中主要耗能装置的操作费用，可得实施例一情形1的年度总操作费用为 47806. 60$/y。
[0045] 为便于说明本发明在节能增效方面的技术优势，将本发明所述技术和装置与普通 内部热集成精馏塔进行比较。普通内部热集成精馏塔精馏，精馏段和提馏段理论板数各为 36块，进料位置为提馏段塔顶。进料流量、组成和温度与本发明相同，压缩机压缩比和两塔 段的操作压力均与本发明相同。采出产品的流量和纯度也与本发明相同。
[0046] 用于与实施例一情形1对比的普通内部热集成精馏塔的公用工程费用如表3所
[0049] 根据表3中主要耗能装置的操作费用，可得普通内部热集成精馏塔精馏的年度总 操作费用为64930. 45$/y。
[0050] 对比表2和表3的计算结果，可以看出，实施例一情形1的的年度总操作费用为 47806. 60$/y，而用于与实施例一情形1对比的普通内部热集成精馏塔的年度总操作费用 为64930. 45$/y。因此，采用本发明技术和装置的实施例一情形1的年度总操作费用节省了 26. 37%。
[0051] 情形2 ：乙醇-水物系分离，采用本发明所述流程。进料位置为提馏段塔顶，进料 量1000kg/h，进料组成各为50% (wt% )，进料温度为5°C。精馏段和提馏段理论板数各为 36块，进料位置为提馏段塔顶。提馏段操作压力为常压，精馏段操作压力为2. 3atm。精馏 段塔顶产品采出量为500kg/h，采出产品中乙醇纯度控制在92% (wt%)以上。本情形中精 馏段塔顶冷凝提供的热负荷大于系统热回收换热器和气体过热器所需热负荷之和，但两塔 段内部热集成交换的热负荷不能使提馏段塔底所需热负荷降为0，因此，待系统操作运行平 稳后可关闭辅助气体过热器，但需要运行辅助再沸器和辅助冷凝器。
[0052] 根据表1中的公用工程价格，可得出实施例一情形2的操作费用，如表4所示。
[0053] 表4公用工程费用
8
[0055] 根据表4中主要耗能装置的操作费用，可得实施例一情形2的年度总操作费用为 45315. 51$/y。
[0056] 为便于说明本发明在节能增效方面的技术优势，将本发明所述技术和装置与普通 内部热集成精馏塔进行比较。普通内部热集成精馏塔精馏，精馏段和提馏段理论板数各为 36块，进料位置为提馏段塔顶。进料流量、组成和温度与本发明相同，压缩机压缩比和两塔 段的操作压力均与本发明相同。采出产品的流量和纯度也与本发明相同。
[0057] 用于与实施例一情形2对比的普通内部热集成精馏塔的公用工程费用如表5所
7J\ o
[0058] 表5公用工程费用
[0060] 根据表5中主要耗能装置的操作费用，可得普通内部热集成精馏塔精馏的年度总 操作费用为67121. 69$/y。
[0061] 对比表4和表5的计算结果，可以看出，实施例一情形2的的年度总操作费用为 45315. 51$/y，而用于与实施例一情形2对比的普通内部热集成精馏塔的年度总操作费用 为67121. 69$/y。因此，采用本发明技术和装置的实施例一情形2的年度总操作费用节省了 32.49%。实施例二（典型理想物系分离）
[0062] 情形1 ：用本发明方法用于苯-甲苯物系分离，采用本发明所述流程。进料位置为 提馏段塔顶，进料量1000kg/h，进料组成各为50% (wt%)，进料温度为0°C。精馏段和提馏 段理论板数各为34块，进料位置为提馏段塔顶。提馏段操作压力为常压，精馏段操作压力 为2.55atm。精馏段塔顶产品采出量为500kg/h，采出产品纯度控制在99% (wt% )以上。 本情形中精馏段塔顶冷凝提供的热负荷小于系统热回收换热器和气体过热器所需热负荷 之和，且两塔段内部热集成交换的热负荷不能使提馏段塔底所需热负荷降为0，因此，待系 统操作运行平稳后可关闭辅助冷凝器，但需要运行辅助气体过热器和辅助再沸器。
[0063] 根据表1中的公用工程价格，可得出实施例二情形1的操作费用，如表6所示。
[0064] 表6公用工程费用
[0066] 根据表6中主要耗能装置的操作费用，可得实施例二情形1的年度总操作费用为 19675. 79$/y。
[0067] 为便于说明本发明在节能增效方面的技术优势，将本发明所述技术和装置与普通 内部热集成精馏塔进行比较。普通内部热集成精馏塔精馏，精馏段和提馏段理论板数各为 34块，进料位置为提馏段塔顶。进料流量、组成和温度与本发明相同，压缩机压缩比和两塔 段的操作压力均与本发明相同。采出产品的流量和纯度也与本发明相同。
[0068] 用于与实施例二情形1对比的普通内部热集成精馏塔的公用工程费用如表7所
示 o
[0069] 表7公用工程费用
[0071] 根据表7中主要耗能装置的操作费用，可得普通内部热集成精馏塔精馏的年度总 操作费用为32906. 17$/y。
[0072] 对比表6和表7的计算结果，可以看出，实施例二情形1的的年度总操作费用为 19675. 79$/y，而用于与实施例二情形1对比的普通内部热集成精馏塔的年度总操作费用 为32906. 17$/y。因此，采用本发明技术和装置的实施例二情形1的年度总操作费用节省了 40. 21%，与普通内部热集成精馏塔的操作费用相比，可大幅度减小过程的公用工程消耗， 节省操作费用。
[0073] 情形2 ：用本发明方法用于苯-甲苯物系分离，采用本发明所述流程。进料位置为 提馏段塔顶，进料量1000kg/h，进料组成各为50% (wt% )，进料温度为5°C。精馏段和提馏 段理论板数各为34块，进料位置为提馏段塔顶。提馏段操作压力为常压，精馏段操作压力 为2.57atm。精馏段塔顶产品采出量为500kg/h，采出产品纯度控制在99% (wt% )以上。 本情形中精馏段塔顶冷凝提供的热量小于系统热回收换热器和气体过热器所需热负荷之 和，但两塔段内部交换的热负荷可使提馏段塔底热负荷降为0。因此，待系统操作运行平稳 后可关闭辅助冷凝器和辅助再沸器，但需要运行辅助气体过热器。
[0074] 根据表1中的公用工程价格，可得出实施例二情形2的操作费用，如表8所示。
[0075] 表8公用工程费用[0076] 装置名称 单位 操作费用 [0077]
[0078] 根据表8中主要耗能装置的操作费用，可得实施例二情形2的年度总操作费用为 19074. 37$/y。
[0079] 为便于说明本发明在节能增效方面的技术优势，将本发明所述技术和装置与普通 内部热集成精馏塔进行比较。普通内部热集成精馏塔精馏，精馏段和提馏段理论板数各为 34块，进料位置为提馏段塔顶。进料流量、组成和温度与本发明相同，压缩机压缩比和两塔 段的操作压力均与本发明相同。采出产品的流量和纯度也与本发明相同。
[0080] 用于与实施例二情形2对比的普通内部热集成精馏塔的公用工程费用如表9所
示o
[0081] 表9公用工程费用
[0083] 根据表9中主要耗能装置的操作费用，可得普通内部热集成精馏塔精馏的年度总 操作费用为32406. 43$/y。
[0084] 对比表8和表9的计算结果，可以看出，实施例二情形2的的年度总操作费用为 19442. 60$/y,而用于与实施例二情形2对比的普通内部热集成精馏塔的年度总操作费用 为32406. 43$/y。因此，采用本发明技术和装置的实施例二情形2的年度总操作费用节省了 41. 14%，与普通内部热集成精馏塔的操作费用相比，可大幅度减小过程的公用工程消耗， 节省操作费用。
[0085] 情形3 ：用本发明方法用于苯_甲苯物系分离，采用本发明所述流程。进料位置为 提馏段塔顶，进料量1000kg/h，进料组成各为50% (wt% )，进料温度为20°C。精馏段和提 馏段理论板数各为34块，进料位置为提馏段塔顶。提馏段操作压力为常压，精馏段操作压 力为2. 5atm。精馏段塔顶产品采出量为500kg/h，采出产品纯度控制在99% (wt% )以上。 本情形中精馏段塔顶冷凝提供的热负荷要大于系统热回收换热器和气体过热器所需热负 荷之和，开启辅助冷凝器使得出系统热回收换热器的流股再一次冷凝以达到精馏段塔顶液 相回流要求；再者，两塔段内部热集成交换的热负荷可使提馏段塔底所需热负荷降为0。因 此，待系统运行平稳后可关闭辅助再沸器和辅助气体过热器，但需要运行辅助冷凝器。
[0086] 根据表1中的公用工程价格，可得出实施例二情形3的操作费用，如表10所示。
[0087] 表10公用工程费用[0088]
[0089]
[0090] 根据表10中主要耗能装置的操作费用，可得实施例二情形3的年度总操作费用为 18878. 23$/y。
[0091] 为便于说明本发明在节能增效方面的技术优势，将本发明所述技术和装置与普通 内部热集成精馏塔进行比较。普通内部热集成精馏塔精馏，精馏段和提馏段理论板数各为 34块，进料位置为提馏段塔顶。进料流量、组成和温度与本发明相同，压缩机压缩比和两塔 段的操作压力均与本发明相同。采出产品的流量和纯度也与本发明相同。
[0092] 用于与实施例二情形3对比的普通内部热集成精馏塔的公用工程费用如表11所
[0093] 表11公用工程费用
[0094]
[0095] 根据表11中主要耗能装置的操作费用，可得普通内部热集成精馏塔精馏的年度 总操作费用为30297. 61$/y。
[0096] 对比表10和表11的计算结果，可以看出，实施例二情形3的的年度总操作费用 为18878. 23$/y，而用于与实施例二情形3对比的普通内部热集成精馏塔的年度总操作费 用为30297. 61$/y。因此，采用本发明技术和装置的实施例二情形3的年度总操作费用节 省了 37. 69%，与普通内部热集成精馏塔的操作费用相比，可大幅度减小过程的公用工程消 耗，节省操作费用。
[0097] 情形4 ：用本发明方法用于苯-甲苯物系分离，采用本发明所述流程。进料位置为 提馏段塔顶，进料量1000kg/h，进料组成各为50% (wt% )，进料温度为20°C。精馏段和提 馏段理论板数各为34块，进料位置为提馏段塔顶。提馏段操作压力为常压，精馏段操作压 力为2. 3atm。精馏段塔顶产品采出量为500kg/h，采出产品纯度控制在99% (wt% )以上。 本情形中精馏段塔顶冷凝提供的热负荷大于系统热回收换热器和气体过热器所需热负荷 之和，但两塔段内部热集成交换的热负荷不能使提馏段塔底所需热负荷降为0，因此，待系 统操作运行平稳后可关闭辅助气体过热器，但需要运行辅助冷凝器和辅助再沸器。
[0098] 根据表1中的公用工程价格，可得出实施例二情形4的操作费用，如表12所示。
[0099] 表12公用工程费用
[0101]
[0102] 根据表12中主要耗能装置的操作费用，可得实施例二情形4的年度总操作费用为 18231. 34$/y。
[0103] 为便于说明本发明在节能增效方面的技术优势，将本发明所述技术和装置与普通 内部热集成精馏塔进行比较。普通内部热集成精馏塔精馏，精馏段和提馏段理论板数各为 34块，进料位置为提馏段塔顶。进料流量、组成和温度与本发明相同，压缩机压缩比和两塔 段的操作压力均与本发明相同。采出产品的流量和纯度也与本发明相同。
[0104] 用于与实施例二情形4对比的普通内部热集成精馏塔的公用工程费用如表13所
7J\ ο
[0105] 表13公用工程费用
[0106]
[0107] 根据表13中主要耗能装置的操作费用，可得普通内部热集成精馏塔精馏的年度 总操作费用为29811. 32$/y。
[0108] 对比表12和表13的计算结果，可以看出，实施例二情形4的的年度总操作费用 为18231. 34$/y，而用于与实施例二情形4对比的普通内部热集成精馏塔的年度总操作费 用为29811. 32$/y。因此，采用本发明技术和装置的实施例二情形4的年度总操作费用节 省了 38. 84%，与普通内部热集成精馏塔的操作费用相比，可大幅度减小过程的公用工程消 耗，节省操作费用。
[0109] 情形5 ：用本发明方法用于苯-甲苯物系分离，采用本发明所述流程。进料位置为 提馏段塔顶，进料量1000kg/h，进料组成各为50% (wt%)，进料温度为9°C。精馏段和提 馏段理论板数各为34块，进料位置为提馏段塔顶。提馏段操作压力为常压，精馏段操作压 力为2. 5atm。精馏段塔顶产品采出量为500kg/h，采出产品纯度控制在99% (wt% )以上。 本情形中精馏段塔顶冷凝提供的热量恰好与系统热回收换热器和气体过热器所需热负荷 相匹配，但两塔段内部交换的热负荷不能使提馏段塔底热负荷降为0。因此，待系统操作运 行平稳后可关闭辅助冷凝器和辅助气体过热器，但需要运行辅助再沸器。
[0110] 根据表1中的公用工程价格，可得出实施例二情形5的操作费用，如表14所示。
[0111] 表14公用工程费用
[0113] 根据表14中主要耗能装置的操作费用，可得实施例二情形5的年度总操作费用为 18441. 22$/y。
[0114] 为便于说明本发明在节能增效方面的技术优势，将本发明所述技术和装置与普通 内部热集成精馏塔进行比较。普通内部热集成精馏塔精馏，精馏段和提馏段理论板数各为 34块，进料位置为提馏段塔顶。进料流量、组成和温度与本发明相同，压缩机压缩比和两塔 段的操作压力均与本发明相同。采出产品的流量和纯度也与本发明相同。
[0115] 用于与实施例二情形5对比的普通内部热集成精馏塔的公用工程费用如表15所
7J\ o
[0116] 表15公用工程费用
[0118] 根据表15中主要耗能装置的操作费用，可得普通内部热集成精馏塔精馏的年度 总操作费用为31659. 38$/y。
[0119] 对比表14和表15的计算结果，可以看出，实施例二情形5的的年度总操作费用 为18441. 22$/y，而用于与实施例二情形5对比的普通内部热集成精馏塔的年度总操作费 用为31659. 38$/y。因此，采用本发明技术和装置的实施例二情形5的年度总操作费用节 省了 41. 75%，与普通内部热集成精馏塔的操作费用相比，可大幅度减小过程的公用工程消 耗，节省操作费用。
[0120] 情形6 ：用本发明方法用于苯-甲苯物系分离，采用本发明所述流程。进料位置为 提馏段塔顶，进料量1000kg/h，进料组成各为50% (wt%)，进料温度为10°C。精馏段和提 馏段理论板数各为34块，进料位置为提馏段塔顶。提馏段操作压力为常压，精馏段操作压 力为2. 57atm。精馏段塔顶产品采出量为500kg/h，采出产品纯度控制在99 % (wt% )以 上。本情形中精馏段塔顶冷凝提供的热量恰好等于系统热回收换热器和气体过热器所需热 负荷，并且两塔段内部热集成交换的热负荷可使提馏段塔底所需热负荷降为0，因此，待系 统操作运行平稳后可关闭辅助冷凝器、辅助再沸器和辅助气体过热器，这三个辅助设备都 不需要运行。
[0121] 根据表1中的公用工程价格，可得出实施例二情形6的操作费用，如表16所示。
[0122] 表16公用工程费用
[0124] 根据表16中主要耗能装置的操作费用，可得实施例二情形6的年度总操作费用为 18544. 29$/y。
[0125] 为便于说明本发明在节能增效方面的技术优势，将本发明所述技术和装置与普通 内部热集成精馏塔进行比较。普通内部热集成精馏塔精馏，精馏段和提馏段理论板数各为 34块，进料位置为提馏段塔顶。进料流量、组成和温度与本发明相同，压缩机压缩比和两塔 段的操作压力均与本发明相同。采出产品的流量和纯度也与本发明相同。
[0126] 用于与实施例二情形6对比的普通内部热集成精馏塔的公用工程费用如表17所
7J\ o
[0127] 表17公用工程费用
[0129] 根据表17中主要耗能装置的操作费用，可得普通内部热集成精馏塔精馏的年度 总操作费用为31771. 64$/y。
[0130] 对比表16和表17的计算结果，可以看出，实施例二情形6的的年度总操作费用 为18544. 29$/y，而用于与实施例二情形6对比的普通内部热集成精馏塔的年度总操作费 用为31771. 64$/y。因此，采用本发明技术和装置的实施例二情形6的年度总操作费用节 省了 41. 63%，与普通内部热集成精馏塔的操作费用相比，可大幅度减小过程的公用工程消 耗，节省操作费用。
[0131] 本发明提出的闪蒸进料型内部热集成节能精馏装置及方法，已通过较佳的实施例 子进行了描述，相关技术人员明显能在不脱离本发明内容、精神和范围内对本文所述的装 置和操作方法进行改动或适当变更与组合，来实现本发明技术。特别需要指出的是，所有 相类似的替换和改动对本领域的技术人员是显而易见的，它们都会被视为包含在本发明精 神、范围和内容中。
Claims (9)
- 一种闪蒸进料型内部热集成节能精馏装置，该装置包括系统热回收换热器、进料预热器、气液分离器、精馏段、辅助冷凝器、提馏段、压缩机和辅助再沸器；其特征是系统热回收换热器(2)、进料预热器(3)、气液分离器(5)位于原料液管线与精馏段塔底气体进料口之间；辅助冷凝器(13)位于精馏段塔顶气体出口管与塔顶冷凝液回流管之间。
- 2.如权利要求1所述的装置，其特征是进料管线连接到系统热回收换热器进口，系统 热回收换热器出口连接到进料预热器进口，进料预热器出口饱和液体经减压阀减压后形成 的气液混合物连接到气液分离器进口 ；气液分离器气体出口连接到精馏段塔底的气相进料 管，气液分离器液体出口连接到减压阀进口，减压阀出口连接到提馏段塔顶进料管；提馏段 塔顶的气相出口管连接到气体过热器冷介质进口，气体过热器冷介质出口连接到辅助气体 过热器冷介质进口，辅助气体过热器冷介质出口连接到压缩机进口，压缩机出口管连接到 精馏段塔底的气相进料管；精馏段塔顶的气相出口管连接到蒸汽流量分配器；蒸汽流量分 配器出口蒸汽一部分连接到系统热回收换热器热介质进口，另一部分连接到气体过热器热 介质进口 ；系统热回收换热器和气体过热器的热介质出口连接到辅助冷凝器进口，辅助冷 凝器出口连接到回流罐进口，回流罐出口一端连接到精馏段塔顶回流液进口，另一端连接 到塔顶液相产品采出口。
- 3.闪蒸进料型内部热集成节能精馏方法，其特征在于：a)原料液被系统热回收换热器（2)和进料预热器（3)加热到一定热状况，经减压阀 (4)减压后再进入气液分离器（5)。b)提馏段塔顶蒸汽经气体过热器加热到过热态，再经压缩机压缩达到精馏段塔底压力 要求，与气液分离器气体出口管线过来的气体汇合后进入精馏段底部。
- 4.如权利要求3的方法，其特征是在操作过程中：若精馏段塔顶冷凝提供的热量小于系统热回收换热器和气体过热器所需热负荷之和， 且两塔段内部交换的热负荷不能使提馏段塔底热负荷降为0时，待系统操作运行平稳后关 闭辅助冷凝器，但需要运行辅助气体过热器和辅助再沸器。
- 5.如权利要求3的方法，其特征是在操作过程中：若精馏段塔顶冷凝提供的热量小于系统热回收换热器和气体过热器所需热负荷之和， 但两塔段内部交换的热负荷可使提馏段塔底热负荷降为0。因此，待系统操作运行平稳后关 闭辅助冷凝器和辅助再沸器，但需要运行辅助气体过热器。
- 6.如权利要求3的方法，其特征是在操作过程中：若精馏段塔顶冷凝提供的热量大于系统热回收换热器和气体过热器所需热负荷之和， 但两塔段内部交换的热负荷可使提馏段塔底热负荷降为0时，待系统操作运行平稳后关闭 辅助气体过热器和辅助再沸器，但需要运行辅助冷凝器。
- 7.如权利要求3的方法，其特征是在操作过程中：若精馏段塔顶冷凝提供的热量大于系统热回收换热器和气体过热器所需热负荷之和， 且两塔段内部交换的热负荷不能使提馏段塔底热负荷降为0时，待系统操作运行平稳后关 闭辅助气体过热器，但需要运行辅助冷凝器和辅助再沸器。
- 8.如权利要求3的方法，其特征是在操作过程中：若精馏段塔顶冷凝提供的热量恰好与系统热回收换热器和气体过热器所需热负荷相 匹配，但两塔段内部交换的热负荷不能使提馏段塔底热负荷降为0时，待系统操作运行平稳后关闭辅助冷凝器和辅助气体过热器，但需要运行辅助再沸器。
- 9.如权利要求3的方法，其特征是在操作过程中：若精馏段塔顶冷凝提供的热量恰好与系统热回收换热器和气体过热器所需热负荷相 匹配，且两塔段内部交换的热负荷可使提馏段塔底热负荷降为0时，待系统操作运行平稳 后关闭辅助冷凝器、辅助气体过热器和辅助再沸器，这三个辅助设备都不需要运行。
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