CN102423539A - 一种催化反应精馏过程的节能工艺及装置 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种催化反应精馏过程的节能方法及装置；将传统的包含有反应段与精馏分离段的催化反应精馏塔分成两个部分，其中反应段的操作压力高于精馏分离段，实现两个部分之间的热量匹配换热，充分利用催化反应精馏塔中反应段内反应发生所需的压力与精馏分离段中分离的压力不同，将传统的催化反应精馏塔分为压力不同的两个部分，分别在适用于反应与分离的两种压力下进行，并利用一个压缩机将分开后的两个塔进行耦合换热，达到节能降耗的目的。反应段顶部冷凝的负荷可以与精馏分离段底部再沸器的负荷匹配换热，甚至达到冷热负荷的完全匹配，冷热能耗为零。而实现该目的的手段仅仅是在设备中增加一台压缩机，该动力消耗相对于原有的热消耗小很多。
Description
技术领域
本发明涉及化工领域中催化反应精馏技术领域，特别是涉及一种适合反应比精馏压力高的条件下进行的催化反应精馏过程的节能方法及设备。
背景技术
催化反应精馏是化工行业中应用日渐广泛的一种将反应与分离耦合在同一设备中同时进行的过程强化技术。催化反应精馏塔的结构如图1所示，主要包括有上精馏分离段4、反应段3以及下精馏分离段14，反应物料在反应段3中同时发生反应与分离两种操作，反应后的产物再通过上精馏分离段4和下精馏分离段14进行分离，从而达到节省设备投资、提高反应转化率以及降低系统整体能耗等目的。与传统的反应和分离分开进行的过程相比，催化反应精馏过程已经具有降低整个工艺流程能耗的优势，但提高催化反应精馏过程的能量利用率仍然是这一领域的研究热点。
对于提高催化反应精馏过程能量利用率的研究，目前研究热点主要集中在开发新型催化反应精馏塔内件上，通过高效的塔内件来提高催化反应精馏塔的效率从而提高工艺整体能量利用率。还有通过对催化反应精馏过程设计方面入手，通过设计工艺中进料方式，精馏段、反应段以及提馏段高度等参数来提高催化反应精馏塔效率从而达到节能的目的。此外，通过增加预反应器，调节预反应器与催化反应精馏中反应量的比例，使整个反应分离体系得到最佳的催化反应精馏效果来达到节能降耗的目的。
近年来，将分隔壁塔(DWC)用来处理催化反应精馏过程从而达到节能目的的研究也越来越多。分隔壁塔是在普通塔内部设一垂直隔板，分成上段、下段、由隔板分开的精馏进料段及中间采出段四部分。在处理催化反应精馏过程时，精馏进料段采用催化填料作为反应段，如图2所示，塔顶气相物料5经过冷凝器7后，配冷去的物料8进入回流储罐9，从回流储罐9流出的物料一部分作为塔顶产品12采出，一部分作为塔顶回流液11回流入公共精馏段4的顶部，从公共精馏段4流出的物料大部分进入反应段3，少部分进入提馏段23，反应物在反应区3中发生反应的同时与提馏段23中的物料进行换热，达到提高整个体系的能量利用率的目的。达到相同的反应分离效果，采用图2所示的DWC与采用图1所示的传统催化反应精馏塔相比，所需的塔底再沸器能耗与塔顶冷凝器能耗都有较大幅度的降低，但仍然需要受到塔顶冷凝器与塔底再沸器同时使用的限制，不能够达到完全热耦合节能的效果。
发明内容
催化反应精馏过程是在一个塔内同时反应和分离两个过程，一般来说压力越低对于精馏分离效率越低，可是反应通常有温度和压力的限制，对于反应要求温度或压力高于精馏分离的时候，需要提高全塔的压力满足要求，使得传统催化反应精馏塔内的精馏分离段也在压力 提高后进行，这样的结果会造成因为精馏分离压力提高使得分离效率下降，分离难度与分离负荷升高，且需提高塔釜再沸器加热介质的温位要求。
本发明的目的是提出一种适用于催化反应精馏过程的节能新方法及装置，该技术可大幅度提高催化反应精馏过程的整体系统能量利用率，可以省略塔顶冷凝器或塔底再沸器中的一个；如冷、热负荷能够达到完全匹配甚至可以将再沸器与冷凝器全部省略，此时仅需要一个无任何外加能量的换热器使反应段顶部气相与精馏分离段底部液相之间进行换热即可。
本发明的技术方案如下：
一种催化反应精馏过程的节能方法，将包含有反应段与精馏分离段的催化反应精馏塔分成两个部分，其中反应段的操作压力高于精馏分离段，实现两个部分之间的热量匹配换热。
本发明的一种催化反应精馏过程的节能装置：包括有反应段3、精馏分离段4、气体压缩机1、回流储罐、主换热器20；其精馏分离段底部的液相物料出口管与主换热器上的冷介质进口相连，主换热器上的冷介质出口与精馏分离段底部气相进口相连；精馏分离段的气相出料管路连接到气体压缩机进口，气体压缩机出口管与反应段底部的气相进料管相连；反应段顶部的汽相物料出口管与主换热器热介质进口相连，热介质出口与回流罐进口相连；反应段底部液相出口与精馏分离段顶部的液相进口相连。
所述的反应段之上增加上精馏分离段。
本发明的催化反应精馏的操作方法，由精馏分离段14底部流出的液相物料15一部分作为重组分产品17采出，另一部分物料16流入辅助再沸器18中在主换热器20热负荷小于冷负荷的情况下开启辅助再沸器18对物料16进行补充加热，从辅助再沸器18流出的物料19与从反应段顶部流出的气相物料5在主换热器20中进行热量交换，主换热器流出的被加热物料21从底部进入精馏分离段14；由精馏分离段顶部出来的蒸汽相22经过气体压缩机1压缩后的物流2从反应段3的底部进入反应段，物流2经过反应段3发生反应分离过程，物流直接作为塔顶蒸汽相5流出塔外，反应段底部液相13流入精馏分离段顶部；经过主换热器被取热后的物料6流入辅助冷凝器7，在主换热器20冷负荷小于热负荷的情况下开启辅助冷凝器7对物料6进行补充冷却，从辅助冷凝器7中流出的物料8进入回流储罐9中，从回流储罐9中流出的物料10一部分作为反应段回流液11，另一部分作为轻组分产品12采出。
反应段之上增加上精馏分离段的催化反应精馏的操作方法，当从反应段3顶部流出的物料需要进一步分离时，进入上精馏分离段4进行分离，然后物流再作为塔顶蒸汽相5流出塔外。
根据反应段与精馏分离段之间的换热量匹配，在辅助冷凝器7与辅助再沸器18之间选择其一或共同作为辅助能源设备，若流程设计中反应段顶部物料需要的冷凝量与精馏分离段底部再沸蒸汽所需的加热量可以完全匹配，则两个辅助设备均无需启动。
本发明的一种催化反应精馏过程的节能方法，将传统的包含有反应段与精馏分离段的催化反应精馏塔分成两个部分，其中反应段的操作压力高于精馏分离段，实现两个部分之间的热量匹配换热。
所述的催化反应精馏过程节能新工艺，根据反应段与精馏分离段之间的换热量匹配可在辅助冷凝器7与辅助再沸器18之间选择其一作为辅助能源设备，如果将反应段顶部蒸汽相冷 凝所需的冷负荷量小于将精馏分离段底部液相加热再沸所需的热负荷量，那么需要开启辅助再沸器18作为系统的辅助能源设备；而如果将反应段顶部蒸汽相冷凝所需的冷负荷量大于将精馏分离段底部液相加热再沸所需的热负荷量，那么需要开启辅助冷凝器7作为系统的辅助能源设备；若流程设计中反应段顶部物料需要的冷凝量与精馏分离段底部再沸蒸汽所需的加热量可以完全匹配，则两个辅助设备均无需启动。
与现有工艺相比较，本发明的特点在于：
[1]与传统的反应精馏工艺相比，传统方法因反应段中的反应需要在较高压力或温度下进行反应，需要提高全塔操作压力，从而使得塔内的精馏分离段也需要在高压下操作，增大了不必要的分离难度与分离负荷，本发明充分利用催化反应精馏塔中反应段内反应发生所需的压力与精馏分离段中分离所需的压力不同，将传统的催化反应精馏塔分为压力不同的两个部分，分别在适用于反应与分离的两种压力下进行，并利用一个压缩机将分开后的两个塔进行耦合换热，达到节能降耗的目的。
[2]与分隔壁催化反应精馏塔不同，反应段与精馏分离段在不同的压力下进行，反应段顶部上升蒸汽经过压缩后能够用于加热精馏分离段底部物料，满足塔底再沸的要求。
[3]反应段顶部冷凝的负荷可以与精馏分离段底部再沸器的负荷匹配换热，甚至达到冷热负荷的完全匹配，冷热能耗为零。而实现该目的的手段仅仅是在设备中增加一台压缩机，该动力消耗相对于原有的热消耗小很多。
附图说明
图1为催化反应精馏过程传统工艺流程示意图；
图2为催化反应精馏过程分隔壁工艺流程示意图；
图3为催化反应精馏过程本发明的节能新工艺包括上精馏分离段流程示意图。
图4为催化反应精馏过程本发明的节能新工艺不含有上精馏分离段流程示意图。
图中，1.压缩机，2.压缩后物料，3.反应段，4.上精馏分离段，5.反应段顶部气相，6.主换热取热后物流，7.辅助冷凝器，8.辅助冷凝器出口物料，9.回流罐，10.回流罐流出物料，11.回流液，12.轻组分产品，13.反应段底部液相，14.精馏分离段，15.精馏分离段底部物料，16.精馏分离段进入换热器物料，17.重组分产品，18.辅助再沸器，19.辅助再沸器出口物料，20.主换热器，21.主换热器返回精馏分离段底部物料，22.精馏分离段顶部出口蒸汽相，23.分隔壁精馏段。
具体实施方式
下面结合附图对本发明所提供的工艺及装置进行进一步的说明。
本发明是通过如下技术方案实现的：
如图3所示，由精馏分离段14底部流出的液相物料15一部分作为重组分产品17采出，另一部分物料16流入辅助再沸器18中在主换热器20热负荷小于冷负荷的情况下开启辅助再沸器18对物料16进行补充加热，从辅助再沸器18流出的物料19与从反应段顶部流出的气相物料5在主换热器20中进行热量交换，主换热器流出的被加热物料21从底部进入精馏分 离段14；由精馏分离段顶部出来的蒸汽相22经过气体压缩机1压缩后的物流2从反应段3的底部进入反应段，物流2经过反应段3发生反应分离过程，当从反应段3顶部流出的物料需要进一步分离时，可进入上精馏分离段4进行分离，此时塔的结构如图3所示；如从反应段3流出的物料不需要进一步分离时，则物流直接作为塔顶蒸汽相5流出塔外，此时塔的结构如图4所示；反应段底部液相13流入精馏分离段顶部；经过主换热器被取热后的物料6流入辅助冷凝器7，在主换热器20冷负荷小于热负荷的情况下开启辅助冷凝器7对物料6进行补充冷却，从辅助冷凝器7中流出的物料8进入回流储罐9中，从回流储罐9中流出的物料10一部分作为反应段回流液11，另一部分作为轻组分产品12采出。
本发明的技术和设备广泛适用于所有的催化反应精馏过程，为了更好地说明本发明在节能降耗方面的优势，选取其中四个应用实例加以说明，但并不因此限制本技术和设备的适用范围。
(一)TAME醚化催化反应精馏过程
本发明是通过如下技术方案实现的：
如图3所示，由精馏分离段14底部流出的液相物料15一部分作为重组分产品17采出，另一部分物料16流入辅助再沸器18中在主换热器20热负荷小于冷负荷的情况下开启辅助再沸器18对物料16进行补充加热，从辅助再沸器18流出的物料19与从反应段顶部流出的气相物料5在主换热器20中进行热量交换，主换热器流出的被加热物料21从底部进入精馏分离段14；由精馏分离段顶部出来的蒸汽相22经过气体压缩机1压缩后的物流2从反应段3的底部进入反应段，物流2经过反应段3发生反应分离过程，从反应段3顶部流出的物料需要进一步分离进入上精馏分离段4进行分离；反应段底部液相13流入精馏分离段顶部；经过主换热器被取热后的物料6流入辅助冷凝器7，在主换热器20冷负荷小于热负荷的情况下开启辅助冷凝器7对物料6进行补充冷却，从辅助冷凝器7中流出的物料8进入回流储罐9中，从回流储罐9中流出的物料10一部分作为反应段回流液11，另一部分作为轻组分产品12采出。
用本发明方法用于TAME醚化催化反应精馏过程，其中包含上精馏分离段理论板为4，反应段理论板数为19，精馏分离段理论塔板数为11。纯甲醇进料量为215kmol/hr，进料温度为70℃；异戊烯进料量为1195.64koml/hr，进料温度为30℃，进料摩尔组成异戊烯为0.08，异戊烷为0.66，甲醇为0.13，TAME为0.13。
反应段顶部压力(包括上精馏分离段)为4.5atm，温度为124.4℃，底部压力为4.51atm，；精馏分离段顶部压力为1atm，底部压力为1.01atm，温度为73.6℃。本实施例中反应段顶部冷凝提供的热量要小于精馏分离段底部上升再沸蒸汽所需要的热量，需要开启辅助再沸器使得通过主换热器的加热物流继续被加热达到精馏分离段所需蒸汽量的要求。该过程中主要公共工程和压缩机能耗如表1。
表1 节能TAME反应精馏工艺的主要能量消耗
为说明本发明在节能降耗方面的优点，将本发明所述流程与现有的传统的TAME醚化催化反应精馏工艺以及分隔壁塔工艺进行比较。传统催化反应精馏工艺：塔共计34块理论板，进料组成与本发明的工艺相同，若想实现与本发明工艺产品完全相同的反应效果，则塔顶温度为124.4℃，压力为4.5atm，塔底温度为131.2℃，压力为4.52atm。该对比例中主要公共工程能耗如表2所示；分隔壁塔工艺：塔上段理论板数为5，塔下段理论板数为11，反应段理论板数为18，中间采出段理论板数为18。进料组成与本发明的工艺相同，若想实现与本发明工艺产品完全相同的反应效果，则塔顶温度为123.8℃，压力为4.5atm，塔底温度为136.3℃，压力为4.52atm。该对比例中主要公共工程能耗如表3所示；
表2 传统TAME反应精馏工艺的主要能量消耗
表3 分隔壁TAME反应精馏工艺的主要能量消耗
由于该催化反应精馏过程主要能耗集中在热量和动力消耗上，从计算结果可以看到，实施例需要的仅是压缩机的动力消耗为1.395×107kJ/hr，辅助再沸器的热量消耗为1.133×106kJ/hr，而传统催化反应精馏工艺对比例则需要热量消耗为6.046×109kJ/h，分隔壁塔催化反应精馏工艺则需要热量消耗为2.878×108kJ/h，相比较总能耗分别降低了99.75％与94.87％，大幅度削减精馏塔操作过程中公用工程的消耗，真正实现了节能降耗的目的。
(二)MTBE醚化催化反应精馏过程
本发明是通过如下技术方案实现的：
如图3所示，由精馏分离段14底部流出的液相物料15一部分作为重组分产品17采出，另一部分物料16流入辅助再沸器18中在主换热器20热负荷小于冷负荷的情况下开启辅助再沸器18对物料16进行补充加热，从辅助再沸器18流出的物料19与从反应段顶部流出的气相物料5在主换热器20中进行热量交换，主换热器流出的被加热物料21从底部进入精馏分离段14；由精馏分离段顶部出来的蒸汽相22经过气体压缩机1压缩后的物流2从反应段3的底部进入反应段，物流2经过反应段3发生反应分离过程，从反应段3顶部流出的物料需要进一步分离进入上精馏分离段4进行分离；反应段底部液相13流入精馏分离段顶部；经过主换热器被取热后的物料6流入辅助冷凝器7，在主换热器20冷负荷小于热负荷的情况下开启辅助冷凝器7对物料6进行补充冷却，从辅助冷凝器7中流出的物料8进入回流储罐9中，从回流储罐9中流出的物料10一部分作为反应段回流液11，另一部分作为轻组分产品12采 出。
用本发明方法用于MTBE醚化催化反应精馏过程，其中包含上精馏分离段理论板为15，反应段理论板数为26，精馏分离段理论塔板数为32。进料量为500kmol/hr，进料温度为66℃，进料摩尔组成异丁烯为0.21，异丁烷为0.16，甲醇为0.42，MTBE为0.31。
反应段(包括上精馏分离段)顶部压力为7.00atm，温度为71.3℃，底部压力为7.05atm；精馏分离段顶部压力为1atm，底部压力为1.01atm，底部温度为52.6℃。本实施例中反应段顶部冷凝提供的热量与精馏分离段底部上升再沸蒸汽所需要的热量正好完全匹配，因此无需开启辅助冷凝器与辅助再沸器。该过程中主要公共工程和压缩机能耗如表4。
表4 节能MTBE反应精馏工艺的主要能量消耗
为说明本发明在节能降耗方面的优点，将本发明所述流程与现有的传统的MTBE醚化催化反应精馏工艺以及分隔壁塔工艺进行比较。传统催化反应精馏工艺：塔共计73块理论板，进料组成与本发明的工艺相同，若想实现与本发明工艺产品完全相同的反应效果，则塔顶温度为71.3℃，压力为7.00atm，塔底温度为142.6℃，压力为7.05atm。该对比例中主要公共工程能耗如表5所示；分隔壁塔工艺：塔上段理论板数为15，塔下段理论板数为17，反应段理论板数为43，中间采出段理论板数为43。进料组成与本发明的工艺相同，若想实现与本发明工艺产品完全相同的反应效果，则塔顶温度为71.3℃，压力为7.00atm，塔底温度为143.3℃，压力为7.05atm。该对比例中主要公共工程能耗如表6所示；
表5 传统MTBE反应精馏工艺的主要能量消耗
表6 分隔壁MTBE反应精馏工艺的主要能量消耗
由于该催化反应精馏过程主要能耗集中在热量和动力消耗上，从计算结果可以看到，实施例需要的仅是压缩机的动力消耗为2.794×108kJ/hr，而传统催化反应精馏工艺对比例则需要热量消耗为2.079×1010kJ/h，分隔壁塔催化反应精馏工艺对比例实施例与对比例则需要热量消耗为4.783×109kJ/h，相比较总能耗分别降低了99.87％与94.16％，大幅度削减精馏塔操作过程中公用工程的消耗，真正实现了节能降耗的目的。
(三)醋酸甲酯水解催化反应精馏过程
本发明是通过如下技术方案实现的：
如图4所示，由精馏分离段14底部流出的液相物料15一部分作为重组分产品17采出，另一部分物料16流入辅助再沸器18中在主换热器20热负荷小于冷负荷的情况下开启辅助再沸器18对物料16进行补充加热，从辅助再沸器18流出的物料19与从反应段顶部流出的气相物料5在主换热器20中进行热量交换，主换热器流出的被加热物料21从底部进入精馏分离段14；由精馏分离段顶部出来的蒸汽相22经过气体压缩机1压缩后的物流2从反应段3的底部进入反应段，物流2经过反应段3发生反应分离过程，反应段3流出的物料不需要进一步分离，直接作为塔顶蒸汽相5流出塔外；反应段底部液相13流入精馏分离段顶部；经过主换热器被取热后的物料6流入辅助冷凝器7，在主换热器20冷负荷小于热负荷的情况下开启辅助冷凝器7对物料6进行补充冷却，从辅助冷凝器7中流出的物料8进入回流储罐9中，从回流储罐9中流出的物料10一部分作为反应段回流液11，另一部分作为轻组分产品12采出。
用本发明方法用于醋酸甲酯水解催化反应精馏过程，其中反应段理论板数为32，精馏分离段理论塔板数为19。反应物进料量为500kmol/hr，进料温度为95℃，进料摩尔组成醋酸甲酯为0.3，水为0.7。
反应段顶部压力为1.20atm，温度为96℃，底部压力为1.25atm；精馏分离段顶部压力为0.4atm，底部压力为0.45atm，温度为71.9℃。本实施例中高压塔塔顶冷凝提供的热量要大于低压塔塔底上升再沸蒸汽所需要的热量，需要开启辅助冷凝器使得通过主换热器的需要冷却的物流继续被冷却达到高压塔塔顶回流的要求。该过程中主要公共工程和压缩机能耗如表7。
表7 节能醋酸甲酯水解反应精馏工艺的主要能量消耗
为说明本发明在节能降耗方面的优点，将本发明所述流程与现有的传统的醋酸甲酯水解催化反应精馏工艺以及分隔壁塔工艺进行比较。传统催化反应精馏工艺：塔共计51块理论板，进料组成与本发明的工艺相同，若想实现与本发明工艺产品完全相同的反应效果，则塔顶温度为96.6℃，压力为1.20atm，塔底温度为140.6℃，压力为1.25atm。该对比例中主要公共工程能耗如表8所示；分隔壁塔工艺：塔下段理论板数为19，反应段理论板数为32，中间采出段理论板数为32。进料组成与本发明的工艺相同，若想实现与本发明工艺产品完全相同的反应效果，则塔顶温度为96.6℃，压力为1.2atm，塔底温度为139.3℃，压力为1.25atm。该对比例中主要公共工程能耗如表9所示；
表8 传统醋酸甲酯水解反应精馏工艺的主要能量消耗
表9 分隔壁醋酸甲酯水解反应精馏工艺的主要能量消耗
由于该催化反应精馏过程主要能耗集中在热量和动力消耗上，从计算结果可以看到，实施例需要的仅是压缩机的动力消耗为2.078×107kJ/hr，而传统催化反应精馏工艺对比例则需要热量消耗为4.796×1010kJ/h，分隔壁塔催化反应精馏工艺对比例实施例与对比例则需要热量消耗为1.073×109kJ/h，相比较总能耗分别降低了99.96％与98.06％，大幅度削减精馏塔操作过程中公用工程的消耗，真正实现了节能降耗的目的。
(四)Fischer-Tropsch合成催化反应精馏过程
本发明是通过如下技术方案实现的：
如图3所示，由精馏分离段14底部流出的液相物料15一部分作为重组分产品17采出，另一部分物料16流入辅助再沸器18中在主换热器20热负荷小于冷负荷的情况下开启辅助再沸器18对物料16进行补充加热，从辅助再沸器18流出的物料19与从反应段顶部流出的气相物料5在主换热器20中进行热量交换，主换热器流出的被加热物料21从底部进入精馏分离段14；由精馏分离段顶部出来的蒸汽相22经过气体压缩机1压缩后的物流2从反应段3的底部进入反应段，物流2经过反应段3发生反应分离过程，从反应段3顶部流出的物料需要进一步分离，进入上精馏分离段4进行分离；反应段底部液相13流入精馏分离段顶部；经过主换热器被取热后的物料6流入辅助冷凝器7，在主换热器20冷负荷小于热负荷的情况下开启辅助冷凝器7对物料6进行补充冷却，从辅助冷凝器7中流出的物料8进入回流储罐9中，从回流储罐9中流出的物料10一部分作为反应段回流液11，另一部分作为轻组分产品12采出。
用本发明方法用于Fischer-Tropsch合成催化反应精馏过程，该反应属于气相反应。其中上精馏分离段理论板为6，反应段理论板数为33，精馏分离段理论塔板数为14。反应物进料量为1000kmol/hr，进料温度为250℃，摩尔组成氢气为0.67，一氧化碳为0.33。
反应段顶部(包括上精馏分离段)压力为25.00atm，温度为210.7℃，底部压力为25.05atm，；精馏分离段顶部压力为13atm，底部压力为13.05atm，温度为175℃。本实施例中反应段顶部冷凝提供的热量与精馏分离段底部上升再沸蒸汽所需要的热量正好完全匹配，因此无需开启辅助冷凝器与辅助再沸器。该过程中主要公共工程和压缩机能耗如表10。
表10 节能MTBE反应精馏工艺的主要能量消耗
为说明本发明在节能降耗方面的优点，将本发明所述流程与现有的传统的Fischer-Tropsch合成催化反应精馏工艺以及分隔壁塔工艺进行比较。传统催化反应精馏工艺：塔共计53块理论板，进料位置为第40块。进料组成与本发明的工艺相同，若想实现与本发明工艺产品完全相同的反应效果，则塔顶温度为210.7℃，压力为25.00atm，塔底温度为230.6℃，压力为25.05atm。该对比例中主要公共工程能耗如表11所示；分隔壁塔工艺：塔上段理论板数为6，塔下段理论板数为14，反应段理论板数为33，中间采出段理论板数为33。进料组成与本发明的工艺相同，进料位置分别为反应段的上端，若想实现与本发明工艺产品完全相同的反应效果，则塔顶温度为210.7℃，压力为25.00atm，塔底温度为230.6℃，压力为25.05atm。该对比例中主要公共工程能耗如表12所示；
表11 传统Fischer-Tropsch合成反应精馏工艺的主要能量消耗
表12 分隔壁Fischer-Tropsch合成反应精馏工艺的主要能量消耗
由于该催化反应精馏过程主要能耗集中在热量和动力消耗上，从计算结果可以看到，实施例需要的仅是压缩机的动力消耗为4.147×108kJ/hr，而传统催化反应精馏工艺对比例则需要热量消耗为3.628×1010kJ/h，分隔壁塔催化反应精馏工艺对比例实施例与对比例则需要热量消耗为6.194×109kJ/h，相比较总能耗分别降低了98.85％与93.31％，大幅度削减精馏塔操作过程中公用工程的消耗，真正实现了节能降耗的目的。
本发明提出的一种催化反应精馏过程的节能工艺及装置，已通过较佳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结构和技术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技术人员来说是显而易见的，他们都被视为包括在本发明精神、范围和内容中。
Claims (6)
1.一种催化反应精馏过程的节能方法，其特征是：将包含有反应段与精馏分离段的催化反应精馏塔分成两个部分，其中反应段的操作压力高于精馏分离段，实现两个部分之间的热量匹配换热。
2.一种催化反应精馏过程的节能装置：其特征是包括有反应段(3)、精馏分离段(4)、气体压缩机(1)、回流储罐、主换热器(20)；其精馏分离段底部的液相物料出口管与主换热器上的冷介质进口相连，主换热器上的冷介质出口与精馏分离段底部气相进口相连；精馏分离段的气相出料管路连接到气体压缩机进口，气体压缩机出口管与反应段底部的气相进料管相连；反应段顶部的汽相物料出口管与主换热器热介质进口相连，热介质出口与回流罐进口相连；反应段底部液相出口与精馏分离段顶部的液相进口相连。
3.如权利要求2所述的节能装置，其特征是：所述的反应段之上增加上精馏分离段。
4.如权利要求2在的催化反应精馏的操作方法，其特征是由精馏分离段(14)底部流出的液相物料(15)一部分作为重组分产品(17)采出，另一部分物料(16)流入辅助再沸器(18)中在主换热器(20)热负荷小于冷负荷的情况下开启辅助再沸器(18)对物料(16)进行补充加热，从辅助再沸器(18)流出的物料(19)与从反应段顶部流出的气相物料(5)在主换热器(20)中进行热量交换，主换热器流出的被加热物料(21)从底部进入精馏分离段(14)；由精馏分离段顶部出来的蒸汽相22经过气体压缩机(1)压缩后的物流2从反应段(3)的底部进入反应段，物流(2)经过反应段(3)发生反应分离过程，物流直接作为塔顶蒸汽相(5)流出塔外，反应段底部液相13流入精馏分离段顶部；经过主换热器被取热后的物料(6)流入辅助冷凝器(7)，在主换热器(20)冷负荷小于热负荷的情况下开启辅助冷凝器(7)对物料(6)进行补充冷却，从辅助冷凝器(7)中流出的物料(8)进入回流储罐(9)中，从回流储罐(9)中流出的物料(10)一部分作为反应段回流液(11)，另一部分作为轻组分产品(12)采出。
5.如权利要求3在的催化反应精馏的操作方法，其特征是当从反应段(3)顶部流出的物料需要进一步分离时，进入上精馏分离段(4)进行分离，然后物流再作为塔顶蒸汽相(5)流出塔外。
6.如权利要求2或3所述的节能装置，其特征是：根据反应段与精馏分离段之间的换热量匹配，在辅助冷凝器(7)与辅助再沸器(18)之间选择其一或共同作为辅助能源设备，若流程设计中反应段顶部物料需要的冷凝量与精馏分离段底部再沸蒸汽所需的加热量可以完全匹配，则两个辅助设备均无需启动。
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