CN101874935B - 精馏段塔底再沸型内部热集成节能精馏装置及方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种精馏段塔底再沸型内部热集成节能精馏装置及方法。主再沸器(28)位于精馏段(16)塔底；提馏段(5)塔底设有辅助再沸器(7)；精馏段塔顶气体出口管与塔顶冷凝液回流管之间设有辅助冷凝器(21)；进料处设置有进料预热器(2)；提馏段塔顶蒸汽出口管与压缩机(14)进口间设有气体过热器(10)和辅助气体过热器(12)。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；达到节能增效的目的。因此，实施本发明的精馏段塔底再沸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。
Description
技术领域
本发明涉及精馏技术领域和精馏塔系统，特别地，涉及一种精馏段塔底再沸型内部热集成节能精馏装置及方法。
背景技术
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。
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。
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。
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。
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。
专利CN200610053303.5和专利CN200620107487.4中所述流程和设备的不足之处：
(1)气体压缩机进口前没有设置气体过热器，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。
(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。
(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
针对上述精馏分离工业过程的高能耗问题，本发明提出了一种新型，低能耗的节能精馏装置及方法。
本发明的一种精馏段塔底再沸型内部热集成节能精馏装置，包括提馏段、辅助再沸器、压缩机、精馏段、辅助冷凝器和主再沸器；其中主再沸器(28)位于精馏段(16)塔底；提馏段(5)塔底设有辅助再沸器(7)；精馏段塔顶气体出口管与塔顶冷凝液回流管之间设有辅助冷凝器(21)；进料处设置有进料预热器(2)；提馏段塔顶蒸汽出口管与压缩机(14)进口间设有气体过热器(10)和辅助气体过热器(12)。
所述的装置是精馏段塔底液体一部分流经到主再沸器进口，另一部分流经到减压阀进口；提馏段塔底液体一部分流经到辅助再沸器进口，另一部分作为塔底产品采出；进料管线连接到进料预热器进口，进料预热器出口物料连接到提馏段塔顶进料管；提馏段塔顶蒸汽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体进口管；精馏段塔顶的气体出口管连接到蒸汽流量分配器进口管；蒸汽流量分配器出口蒸汽一部分流经到进料预热器热介质进口，另一部分流经到气体过热器热介质进口；进料预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。
采用本发明的装置的精馏段塔底再沸型内部热集成节能精馏方法：
a)精馏段塔底出口液体一部分经主再沸器(28)加热汽化后再沿主再沸器气体出口管线进入精馏段底部；
b)辅助冷凝器(21)、辅助气体过热器(12)和辅助再沸器(7)主要用于辅助保障精馏塔的平稳启动，当系统操作平稳后，选择其中一个或两个作为辅助能源设备，若运行流程中进料预热器(2)、气体过热器(10)和两塔段内部交换的热负荷完全匹配的话，则三个辅助设备关闭，无需运行。
在操作过程中，若精馏段塔顶冷凝提供的热量恰好与进料预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进料预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。上述三个辅助设备均可关闭，无需运行。
若精馏段塔顶冷凝提供的热量小于进料预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进料预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进料预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大于进料预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。
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：
(1)本发明在精馏段塔底设有主再沸器，对醇水等物系的分离，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。
(2)与普通内部热集成蒸馏塔不同，本发明中在原料液管线与进料口之间引入了进料预热器，改善了进料热状况，再加上将精馏段塔顶饱和蒸汽一部分用于进料预热器，另一部分用于加气体过热器，在实现产品分离要求情况下，可使精馏塔系统的热负荷消耗和总能耗进一步降低。
(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。
本发明的精馏段塔底再沸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，实施本发明的精馏段塔底再沸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
图1为普通内部热集成精馏塔的流程示意图；
图2为本发明流程示意图。
图中：1-原料液进料管线，2-进料预热器，3-进料预热器出口管线，4-提馏段塔顶液体入口管线，5-提馏段，6-提馏段塔底液体出口管线，7-辅助再沸器，8-提馏段塔底产品采出管线，9-提馏段塔顶蒸汽出口管线，10-气体过热器，11-气体过热器出口管线，12-辅助气体过热器，13-辅助气体过热器出口管线，14-压缩机，15-压缩机出口管线，16-精馏段，17-蒸汽流量分配器，18-进料预热器热介质入口管线，19-进料预热器热介质出口管线，20-辅助冷凝器入口管线，21-辅助冷凝器，22-回流罐入口管线，23-回流罐，24-回流液管线，25-精馏段塔顶产品采出管线，26-精馏段塔底液体出口管线，27-主再沸器液体入口管线，28-主再沸器，29-主再沸器气体出口管线，30-减压阀入口管线，31-减压阀，32-减压阀出口管线，33-气体过热器热介质入口管线，34-气体过热器热介质出口管线
具体实施方式
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。
如图2所示，原料液由原料液进料管线(1)经进料预热器(2)加热，达到一定热状况后沿进料预热器出口管线(3)和提馏段塔顶液体入口管线(4)进入提馏段顶部。进料中的液体物料经液体分布器均布后沿提馏段(5)进入提馏段塔底液体出口管线(6)，塔底液体在辅助再沸器(7)内汽化后进入提馏段底部。上升蒸汽沿提馏段(5)进入提馏段塔顶蒸汽出口管线(9)和气体过热器(10)；出气体过热器(10)的蒸汽沿气体过热器出口管线(11)进入辅助气体过热器(12)被加热到一定热状况后，再沿辅助气体过热器出口管线(13)进入压缩机(14)，经压缩机(14)压缩后形成的过热气体沿压缩机出口管线(15)进入精馏段底部，再沿精馏段(16)进入精馏段顶部的蒸汽流量分配器(17)。出蒸汽流量分配器(17)的蒸汽一部分经进料预热器热介质入口管线(18)进入进料预热器(2)用于加热原料液，进料预热器(2)热介质出口形成的混合物沿进料预热器热介质出口管线(19)和辅助冷凝器入口管线(20)进入辅助冷凝器(21)；另一部分蒸汽沿气体过热器热介质入口管线(33)进入气体过热器(10)用于加热提馏段塔顶出口蒸汽，形成的冷凝液经气体过热器热介质出口管线(34)和辅助冷凝器入口管线(20)进入辅助冷凝器(21)。经辅助冷凝器(21)进一步冷却后形成的冷凝液经回流罐入口管线(22)进入回流罐(23)。出回流罐(23)的冷凝液一部分沿回流液管线(24)进入精馏段顶部，另一部分经精馏段塔顶产品采出管线(25)采出。返回精馏段顶部的回流液沿精馏段(16)进入精馏段塔底液体出口管线(26)。出管线(26)的塔底液体一部分经主再沸器液体入口管线(27)进入主再沸器(28)，产生的上升蒸汽沿主再沸器气体出口管线(29)进入精馏段底部；另一部分塔底液体沿减压阀入口管线(30)经减压阀(31)减压后，再沿减压阀出口管线(32)和提馏段塔顶液体入口管线(4)进入提馏段顶部。提馏段塔底液体一部分在辅助再沸器(7)内汽化后形成上升蒸汽进入提馏段底部，另一部分作为产品经提馏段塔底产品采出管线(8)采出。
在操作过程中，若精馏段塔顶冷凝提供的热量恰好与进料预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进料预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。上述三个辅助设备均可关闭，无需运行；若精馏段塔顶冷凝提供的热量小于进料预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进料预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进料预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大于进料预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。
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。
实施例一(典型理想物系分离)
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20℃。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，提馏段塔顶气体过热器过热温度值为10℃。本情形中精馏段塔顶冷凝提供的热量恰好与进料预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。
以下为该过程所用公用工程价格表。如表1所示。
表1公用工程价格
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。
表2公用工程费用
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16483.2$/y。
为便于说明本发明在节能增效方面的技术优势，将本发明所述技术和装置与普通内部热集成精馏塔进行比较。普通内部热集成精馏塔精馏，精馏段和提馏段理论板数各为34块，进料位置为提馏段塔顶。进料流量、组成和温度与本发明相同，压缩机压缩比和两塔段的操作压力均与本发明相同。采出产品的流量、纯度及提馏段塔顶气体过热器过热温度值也与本发明相同。
用于与实施例一情形1对比的普通内部热集成精馏塔的公用工程费用如表3所示。
表3公用工程费用
根据表3中主要耗能装置的操作费用，可得普通内部热集成精馏塔精馏的年度总操作费用为29369.22$/y。
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16483.2$/y，而用于与实施例一情形1对比的普通内部热集成精馏塔的年度总操作费用为29369.22$/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43.88％。
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39℃。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，提馏段塔顶气体过热器过热温度值为10℃。本情形中精馏段塔顶冷凝提供的热量恰好与进料预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。上述三个辅助设备均可关闭，无需运行。
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。
表4公用工程费用
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14306.79$/y。
为便于说明本发明在节能增效方面的技术优势，将本发明所述技术和装置与普通内部热集成精馏塔进行比较。普通内部热集成精馏塔精馏，精馏段和提馏段理论板数各为34块，进料位置为提馏段塔顶。进料流量、组成和温度与本发明相同，压缩机压缩比和两塔段的操作压力均与本发明相同。采出产品的流量、纯度及提馏段塔顶气体过热器过热温度值也与本发明相同。
用于与实施例一情形2对比的普通内部热集成精馏塔的公用工程费用如表5所示。
表5公用工程费用
根据表5中主要耗能装置的操作费用，可得普通内部热集成精馏塔精馏的年度总操作费用为27056.95$/y。
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14306.79$/y，而用于与实施例一情形2对比的普通内部热集成精馏塔的年度总操作费用为27056.95$/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47.12％。
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10℃。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2.4atm。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，提馏段塔顶气体过热器过热温度值为10℃。本情形中精馏段塔顶冷凝提供的热量小于进料预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冷凝器，但需要运行辅助气体过热器和辅助再沸器。
根据表1中的公用工程价格，可得出实施例一情形3的操作费用，如表6所示。
表6公用工程费用
根据表6中主要耗能装置的操作费用，可得实施例一情形3的年度总操作费用为17314.69$/y。
为便于说明本发明在节能增效方面的技术优势，将本发明所述技术和装置与普通内部热集成精馏塔进行比较。普通内部热集成精馏塔精馏，精馏段和提馏段理论板数各为34块，进料位置为提馏段塔顶。进料流量、组成和温度与本发明相同，压缩机压缩比和两塔段的操作压力均与本发明相同。采出产品的流量、纯度及提馏段塔顶气体过热器过热温度值也与本发明相同。
用于与实施例一情形3对比的普通内部热集成精馏塔的公用工程费用如表7所示。
表7公用工程费用
根据表7中主要耗能装置的操作费用，可得普通内部热集成精馏塔精馏的年度总操作费用为30288.35$/y。
对比表6和表7的计算结果，可以看出，实施例一情形3的的年度总操作费用为17314.69$/y，而用于与实施例一情形3对比的普通内部热集成精馏塔的年度总操作费用为30288.35$/y。因此，采用本发明技术和装置的实施例一情形3的年度总操作费用节省了42.83％。
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30℃。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，提馏段塔顶气体过热器过热温度值为10℃。本情形中精馏段塔顶冷凝提供的热量小于进料预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。
根据表1中的公用工程价格，可得出实施例一情形4的操作费用，如表8所示。
表8公用工程费用
根据表8中主要耗能装置的操作费用，可得实施例一情形4的年度总操作费用为15323.61$/y。
为便于说明本发明在节能增效方面的技术优势，将本发明所述技术和装置与普通内部热集成精馏塔进行比较。普通内部热集成精馏塔精馏，精馏段和提馏段理论板数各为34块，进料位置为提馏段塔顶。进料流量、组成和温度与本发明相同，压缩机压缩比和两塔段的操作压力均与本发明相同。采出产品的流量、纯度及提馏段塔顶气体过热器过热温度值也与本发明相同。
用于与实施例一情形4对比的普通内部热集成精馏塔的公用工程费用如表9所示。
表9公用工程费用
根据表9中主要耗能装置的操作费用，可得普通内部热集成精馏塔精馏的年度总操作费用为28204.65$/y。
对比表8和表9的计算结果，可以看出，实施例一情形4的的年度总操作费用为15323.61$/y，而用于与实施例一情形4对比的普通内部热集成精馏塔的年度总操作费用为28204.65$/y。因此，采用本发明技术和装置的实施例一情形4的年度总操作费用节省了45.67％。
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20℃。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2.45atm。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，提馏段塔顶气体过热器过热温度值为10℃。本情形中精馏段塔顶冷凝提供的热量大于进料预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。
根据表1中的公用工程价格，可得出实施例一情形5的操作费用，如表10所示。
表10公用工程费用
根据表10中主要耗能装置的操作费用，可得实施例一情形5的年度总操作费用为18256.81$/y。
为便于说明本发明在节能增效方面的技术优势，将本发明所述技术和装置与普通内部热集成精馏塔进行比较。普通内部热集成精馏塔精馏，精馏段和提馏段理论板数各为34块，进料位置为提馏段塔顶。进料流量、组成和温度与本发明相同，压缩机压缩比和两塔段的操作压力均与本发明相同。采出产品的流量、纯度及提馏段塔顶气体过热器过热温度值也与本发明相同。
用于与实施例一情形5对比的普通内部热集成精馏塔的公用工程费用如表11所示。
表11公用工程费用
根据表11中主要耗能装置的操作费用，可得普通内部热集成精馏塔精馏的年度总操作费用为29282.49$/y。
对比表10和表11的计算结果，可以看出，实施例一情形5的的年度总操作费用为18256.81$/y，而用于与实施例一情形5对比的普通内部热集成精馏塔的年度总操作费用为29282.49$/y。因此，采用本发明技术和装置的实施例一情形5的年度总操作费用节省了37.65％。
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50℃。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，提馏段塔顶气体过热器过热温度值为10℃。本情形中精馏段塔顶冷凝提供的热量大于进料预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。
根据表1中的公用工程价格，可得出实施例一情形6的操作费用，如表12所示。
表12公用工程费用
根据表12中主要耗能装置的操作费用，可得实施例一情形6的年度总操作费用为14353.21$/y。
为便于说明本发明在节能增效方面的技术优势，将本发明所述技术和装置与普通内部热集成精馏塔进行比较。普通内部热集成精馏塔精馏，精馏段和提馏段理论板数各为34块，进料位置为提馏段塔顶。进料流量、组成和温度与本发明相同，压缩机压缩比和两塔段的操作压力均与本发明相同。采出产品的流量、纯度及提馏段塔顶气体过热器过热温度值也与本发明相同。
用于与实施例一情形6对比的普通内部热集成精馏塔的公用工程费用如表13所示。
表13公用工程费用
根据表13中主要耗能装置的操作费用，可得普通内部热集成精馏塔精馏的年度总操作费用为25719.60$/y。
对比表12和表13的计算结果，可以看出，实施例一情形6的的年度总操作费用为14353.21$/y，而用于与实施例一情形6对比的普通内部热集成精馏塔的年度总操作费用为25719.60$/y。因此，采用本发明技术和装置的实施例一情形6的年度总操作费用节省了44.07％。
实施例二(典型非理想物系分离)
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℃。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，提馏段塔顶气体过热器过热温度值为10℃。本情形中精馏段塔顶冷凝提供的热量大于进料预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。
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14所示。
表14公用工程费用
根据表14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32976.51$/y。
为便于说明本发明在节能增效方面的技术优势，将本发明所述技术和装置与普通内部热集成精馏塔进行比较。普通内部热集成精馏塔精馏，精馏段和提馏段理论板数各为36块，进料位置为提馏段塔顶。进料流量、组成和温度与本发明相同，压缩机压缩比和两塔段的操作压力均与本发明相同。采出产品的流量、纯度及提馏段塔顶气体过热器过热温度值也与本发明相同。
用于与实施例二情形1对比的普通内部热集成精馏塔的公用工程费用如表15所示。
表15公用工程费用
根据表15中主要耗能装置的操作费用，可得普通内部热集成精馏塔精馏的年度总操作费用为63309.77$/y。
对比表14和表15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32976.51$/y，而用于与实施例二情形1对比的普通内部热集成精馏塔的年度总操作费用为63309.77$/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47.91％。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。
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20℃。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2.4atm。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，提馏段塔顶气体过热器过热温度值为10℃。本情形中精馏段塔顶冷凝提供的热量大于进料预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。
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16所示。
表16公用工程费用
根据表16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32459.46$/y。
为便于说明本发明在节能增效方面的技术优势，将本发明所述技术和装置与普通内部热集成精馏塔进行比较。普通内部热集成精馏塔精馏，精馏段和提馏段理论板数各为36块，进料位置为提馏段塔顶。进料流量、组成和温度与本发明相同，压缩机压缩比和两塔段的操作压力均与本发明相同。采出产品的流量、纯度及提馏段塔顶气体过热器过热温度值也与本发明相同。
用于与实施例二情形2对比的普通内部热集成精馏塔的公用工程费用如表17所示。
表17公用工程费用
根据表17中主要耗能装置的操作费用，可得普通内部热集成精馏塔精馏的年度总操作费用为62581.77$/y。
对比表16和表17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32459.46$/y，而用于与实施例二情形2对比的普通内部热集成精馏塔的年度总操作费用为62581.77$/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48.13％。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。
情形3：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℃。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2.4atm。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，提馏段塔顶气体过热器过热温度值为10℃。本情形中精馏段塔顶冷凝提供的热量恰好与进料预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。
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18所示。
表18公用工程费用
根据表18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30636.20$/y。
为便于说明本发明在节能增效方面的技术优势，将本发明所述技术和装置与普通内部热集成精馏塔进行比较。普通内部热集成精馏塔精馏，精馏段和提馏段理论板数各为36块，进料位置为提馏段塔顶。进料流量、组成和温度与本发明相同，压缩机压缩比和两塔段的操作压力均与本发明相同。采出产品的流量、纯度及提馏段塔顶气体过热器过热温度值也与本发明相同。
用于与实施例二情形3对比的普通内部热集成精馏塔的公用工程费用如表19所示。
表19公用工程费用
根据表19中主要耗能装置的操作费用，可得普通内部热集成精馏塔精馏的年度总操作费用为64595.93$/y。
对比表18和表19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30636.20$/y，而用于与实施例二情形3对比的普通内部热集成精馏塔的年度总操作费用为64595.93$/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52.57％。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。
情形4：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9℃。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2.29atm。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，提馏段塔顶气体过热器过热温度值为10℃。本情形中精馏段塔顶冷凝提供的热量恰好与进料预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。上述三个辅助设备均可关闭，无需运行。
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20所示。
表20公用工程费用
根据表20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30283.02$/y。
为便于说明本发明在节能增效方面的技术优势，将本发明所述技术和装置与普通内部热集成精馏塔进行比较。普通内部热集成精馏塔精馏，精馏段和提馏段理论板数各为36块，进料位置为提馏段塔顶。进料流量、组成和温度与本发明相同，压缩机压缩比和两塔段的操作压力均与本发明相同。采出产品的流量、纯度及提馏段塔顶气体过热器过热温度值也与本发明相同。
用于与实施例二情形4对比的普通内部热集成精馏塔的公用工程费用如表21所示。
表21公用工程费用
根据表21中主要耗能装置的操作费用，可得普通内部热集成精馏塔精馏的年度总操作费用为64447.75$/y。
对比表20和表21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30283.02$/y，而用于与实施例二情形4对比的普通内部热集成精馏塔的年度总操作费用为64447.75$/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53.01％。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。
情形5：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3℃。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2.25atm。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，提馏段塔顶气体过热器过热温度值为10℃。本情形中精馏段塔顶冷凝提供的热量小于进料预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冷凝器，但需要运行辅助气体过热器和辅助再沸器。
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22所示。
表22公用工程费用
根据表22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31317.72$/y。
为便于说明本发明在节能增效方面的技术优势，将本发明所述技术和装置与普通内部热集成精馏塔进行比较。普通内部热集成精馏塔精馏，精馏段和提馏段理论板数各为36块，进料位置为提馏段塔顶。进料流量、组成和温度与本发明相同，压缩机压缩比和两塔段的操作压力均与本发明相同。采出产品的流量、纯度及提馏段塔顶气体过热器过热温度值也与本发明相同。
用于与实施例二情形5对比的普通内部热集成精馏塔的公用工程费用如表23所示。
表23公用工程费用
根据表23中主要耗能装置的操作费用，可得普通内部热集成精馏塔精馏的年度总操作费用为65373.79$/y。
对比表22和表23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31317.72$/y，而用于与实施例二情形5对比的普通内部热集成精馏塔的年度总操作费用为65373.79$/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52.09％。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。
情形6：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℃。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2.29atm。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，提馏段塔顶气体过热器过热温度值为10℃。本情形中精馏段塔顶冷凝提供的热量小于进料预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。
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24所示。
表24公用工程费用
根据表24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31052.41$/y。
为便于说明本发明在节能增效方面的技术优势，将本发明所述技术和装置与普通内部热集成精馏塔进行比较。普通内部热集成精馏塔精馏，精馏段和提馏段理论板数各为36块，进料位置为提馏段塔顶。进料流量、组成和温度与本发明相同，压缩机压缩比和两塔段的操作压力均与本发明相同。采出产品的流量、纯度及提馏段塔顶气体过热器过热温度值也与本发明相同。
用于与实施例二情形6对比的普通内部热集成精馏塔的公用工程费用如表25所示。
表25公用工程费用
根据表25中主要耗能装置的操作费用，可得普通内部热集成精馏塔精馏的年度总操作费用为65312.81$/y。
对比表24和表25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31052.41$/y，而用于与实施例二情形6对比的普通内部热集成精馏塔的年度总操作费用为65312.81$/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52.46％。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。
本发明提出的精馏段塔底再沸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 (2)
1.一种精馏段塔底再沸型内部热集成节能精馏装置，包括提馏段、辅助再沸器、压缩机、精馏段、辅助冷凝器和主再沸器；其特征是主再沸器(28)位于精馏段(16)塔底；提馏段(5)塔底设有辅助再沸器(7)；精馏段塔顶气体出口管与塔顶冷凝液回流管之间设有辅助冷凝器(21)；进料处设置有进料预热器(2)，提馏段塔顶蒸汽出口管与压缩机(14)进口间设有气体过热器(10)和辅助气体过热器(12)；精馏段塔底液体一部分流经到主再沸器进口，另一部分流经到减压阀进口；提馏段塔底液体一部分流经到辅助再沸器进口，另一部分作为塔底产品采出；进料管线连接到进料预热器进口，进料预热器出口物料连接到提馏段塔顶进料管；提馏段塔顶蒸汽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体进口管；精馏段塔顶的气体出口管连接到蒸汽流量分配器进口管；蒸汽流量分配器出口蒸汽一部分流经到进料预热器热介质进口，另一部分流经到气体过热器热介质进口；进料预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。
2.精馏段塔底再沸型内部热集成节能精馏方法，其特征在于：
原料液由原料液进料管线(1)经进料预热器(2)加热，达到一定热状况后沿进料预热器出口管线(3)和提馏段塔顶液体入口管线(4)进入提馏段顶部；进料中的液体物料经液体分布器均布后沿提馏段(5)进入提馏段塔底液体出口管线(6)，塔底液体在辅助再沸器(7)内汽化后进入提馏段底部；上升蒸汽沿提馏段(5)进入提馏段塔顶蒸汽出口管线(9)和气体过热器(10)；出气体过热器(10)的蒸汽沿气体过热器出口管线(11)进入辅助气体过热器(12)被加热到一定热状况后，再沿辅助气体过热器出口管线(13)进入压缩机(14)，经压缩机(14)压缩后形成的过热气体沿压缩机出口管线(15)进入精馏段底部，再沿精馏段(16)进入精馏段顶部的蒸汽流量分配器(17)；出蒸汽流量分配器(17)的蒸汽一部分经进料预热器热介质入口管线(18)进入进料预热器(2)用于加热原料液，进料预热器(2)热介质出口形成的混合物沿进料预热器热介质出口管线(19)和辅助冷凝器入口管线(20)进入辅助冷凝器(21)；另一部分蒸汽沿气体过热器热介质入口管线(33)进入气体过热器(10)用于加热提馏段塔顶出口蒸汽，形成的冷凝液经气体过热器热介质出口管线(34)和辅助冷凝器入口管线(20)进入辅助冷凝器(21)；经辅助冷凝器(21)进一步冷却后形成的冷凝液经回流罐入口管线(22)进入回流罐(23)；出回流罐(23)的冷凝液一部分沿回流液管线(24)进入精馏段顶部，另一部分经精馏段塔顶产品采出管线(25)采出；返回精馏段顶部的回流液沿精馏段(16)进入精馏段塔底液体出口管线(26)；出管线(26)的塔底液体一部分经主再沸器液体入口管线(27)进入主再沸器(28)，产生的上升蒸汽沿主再沸器气体出口管线(29)进入精馏段底部；另一部分塔底液体沿减压阀入口管线(30)经减压阀(31)减压后，再沿减压阀出口管线(32)和提馏段塔顶液体入口管线(4)进入提馏段顶部；提馏段塔底液体一部分在辅助再沸器(7)内汽化后形成上升蒸汽进入提馏段底部，另一部分作为产品经提馏段塔底产品采出管线(8)采出；
在操作过程中，若精馏段塔顶冷凝提供的热量恰好与进料预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进料预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、辅助气体过热器和辅助再沸器；上述三个辅助设备均关闭，无需运行；若精馏段塔顶冷凝提供的热量小于进料预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进料预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；若精馏段塔顶冷凝提供的热量大于进料预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大于进料预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气体过热器和辅助再沸器，但需要运行辅助冷凝器。
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| Date | Code | Title | Description |
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| C06 | Publication | ||
| PB01 | Publication | ||
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| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| C14 | Grant of patent or utility model | ||
| GR01 | Patent grant | ||
| CF01 | Termination of patent right due to non-payment of annual fee | ||
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Granted publication date: 20120725 Termination date: 20210705 |