CN116116030A - 一种化工分离提纯工艺用节能减排系统 - Google Patents

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Abstract

本发明提供了一种化工分离提纯工艺用节能减排系统，化工分离提纯工艺包括合成工段和/或精馏工段和/或回收工段；节能减排系统包括：能量综合利用最大化节能模块；能量综合利用最大化节能模块对化工分离提纯工艺进行综合评价，并依据初始、终了物流参数获取能量消耗最低值；根据能量消耗最低值对合成工段和/或精馏工段和/或回收工段进行能量集成优化和节能技术改造。本发明涉及全面且覆盖较广的化工分离提纯过程节能减排系统，适应碳中和背景下化工分离提纯过程节能减排关键技术的研究开发，取得了较好的环境效益；不仅能对能量综合充分合理利用，降低能耗、回收有用气体、余热、水资源和原料，减少生产过程中废水、废气和废热的排放，在减少温室气体排放等方面做出了突出的贡献。

Description

一种化工分离提纯工艺用节能减排系统
技术领域
本发明属于化工分离提纯技术领域，具体涉及一种化工分离提纯用节能减排系统。
背景技术
为了应对全球气候变化付出的行动，彰显了责任和担当，对全球可持续发展具有重要的意义。意味着经济社会活动引起的碳排放，和商业碳汇等活动抵消的二氧化碳，以及从空气中吸收的二氧化碳量相等。由于实际生产生活中不可能不排放二氧化碳，的概念其实是通过增加碳吸收或者减少碳排放冲抵自身碳排放，来实现净碳排放接近于零。
在我国国民经济中，化学工业占有重要地位，分离提纯技术作为化工过程的一个重要分支，广泛的应用于化工、石化、医药、信息、材料等多个领域，对生产过程的经济效益和环境效益起到十分重要的作用。
而化工工业中的精馏技术是传质与分离工程的一个重要分支，从原料的精制、中间产物的分离、产品的提纯到废弃物的处理、有用物质的回收等生产环节，从化工、石化、生化、医药、材料、轻工到环保、信息、食品、能源等领域，都有赖于精馏技术，对经济效益、产品质量、环境影响以及工业过程的安全性和可靠性起到了至关重要的作用。
实现的途径包括两种，其一是增加碳吸收，目前主流做法是进行大规模植树造林或建立二氧化碳的工业化吸收装置；其二是减少碳排放，通过化工过程节能是减少碳排放的重要方法。对于化学工业分离过程，尤其是精馏过程，能源消耗以碳基能源为主。热力学研究表明，精馏过程有用功只有约5％，其余95％热能都被塔顶冷却水带走，塔底高温排放物料热焓很高，能耗巨大，需要回收。
因此，为实现生产过程中综合能耗和原料能耗显著降低，整体上提高能源利用率及降低碳排放，提供一种化工分离提纯过程中的节能减排系统及方法。
发明内容
有鉴于此，本发明提供了一种化工分离提纯工艺用节能减排系统，涉及全面且覆盖较广的化工分离提纯过程节能减排系统，适应背景下化工分离提纯过程节能减排关键技术的研究开发，取得了较好的环境效益；不仅能对能量综合充分合理利用，降低能耗、回收有用气体、余热、水资源和原料，减少生产过程中废水、废气和废热的排放，在减少温室气体拍方面等方面做出了突出的贡献。
为实现上述目的，本发明采用如下技术方案：
一种化工分离提纯工艺用节能减排系统，所述化工分离提纯工艺包括合成工段和/或精馏工段和/或回收工段；所述节能减排系统包括：能量综合利用最大化节能模块；
其中，所述能量综合利用最大化节能模块对所述化工分离提纯工艺进行综合评价，并依据初始、终了物流参数获取能量消耗最低值；
再根据所述能量消耗最低值对所述合成工段和/或精馏工段和/或回收工段进行能量集成优化和节能技术改造；
所述合成工段的节能技术改造包括热管节能模块和多阶梯换热节能模块；
所述精馏工段的节能技术改造包括高效塔板、填料装备节能模块、离子液体萃取精馏技术及气液相平衡节能模块、精馏操作工艺节能模块；
所述回收工段的节能技术改造包括：高效塔板填料装备节能模块、精馏系统热集成节能模块、精馏操作工艺节能优化模块、精馏系统自动控制与优化模块。
优选的，所述能量综合利用最大化节能模块是设计及构建能量回收最大化网络数学模型，对精馏过程中能量分布复杂、冷热物流能量利用率进行能量集成最优化。
进一步，能量综合利用最大化节能模块是构造既可以满足初始、终了物流温度，同时又具有公用工程消耗最低的网络，为精馏过程的节能优化提供理论支持。
基于“MEU模型”提出多层次、多维度的精馏工艺的系统优化方案，构建能量综合利用网络，大幅度降低精馏工业的能耗，推动精馏工业高质量、长周期、绿色稳定发展。对于大型化工流程，精馏能量分布复杂，冷热物流能源利用率低；本发明解决了目前工艺流程优化技术难以对所有工况进行全面覆盖的问题，通过MEU网络数学模型突破了原流程优化方法过于单一，不全面的局限，构造出既能够满足换热需求，又能使公用工程及换热器数目最少的换热网络。
优选的，所述热管节能模块是在反应器与气体分离塔连接的管道外增加热管换热器，并且所述热管换热器在气体管道外增加凸齿增加换热面积；
或，在传统的直热管结构上进行优化，获取新型结构的热管换热器；
所述新型结构的热管换热器为倒U型管，倒U型管上部为冷凝段；冷凝液顺着倒U型管壁，在重力的作用下流至倒U型管下部的蒸发段，冷凝液在蒸发段吸收热量汽化为蒸汽上升至冷凝段重新冷凝；
进一步，蒸发段工质受热后将沸腾或蒸发，吸收外部热源热量，产生汽化潜热，由液体变为蒸汽，产生的蒸汽在管内一定压差的作用下流到冷凝段，蒸汽遇冷壁面及外部冷源，凝结成液体，同时放出汽化潜热，并通过管壁传给外部冷源，冷凝液靠重力(或吸液芯)作用回流到蒸发段再次蒸发。如此往复，实现对外部冷热两种介质的热量传递与交换。热管换热器由于其极高的换热系数，降低了冷却介质与物料的温差，提高了换热效率。典型的热管结构主要包括管壳、吸液芯及可在管内流动的工质。该模块对热管结构进行改进，由原本的直管改为倒U型管。倒U型管上部为冷凝段，上升蒸汽在冷凝段放出热量，凝结为冷凝液。冷凝液顺着倒U型管壁，在重力的作用下流至倒U型管下部的蒸发段，冷凝液在蒸发段吸收热量汽化为蒸汽上升至冷凝段重新冷凝，有效扩大了换热面积，进一步降低了换热介质的品质，同时更加适用于工业化规模的极小温差热管换热。
所述多阶梯换热节能模块为在整个精馏系统中同时提供多个品位的冷源，对此进行冷能的梯级利用，减小换热过程中造成的损失。
进一步，化工中往往产生温度很低的流体，其能量品位是很高的。若将其直接应用于不需要如此低温的领域，在换热过程中必然造成大量的损失，这从能量有效利用的角度看是不合理的。因此，冷能的梯级利用，减小损失是非常重要的。冷剂是有品位的，蒸发温度越低，冷剂的品位愈高，功损也愈大；和被冷物流的温差越大，功损也越大。本发明同时提供多个品位的冷源，在换热过程中减少损失，极大降低了操作费用和设备费用。与此同时通过五级梯级冷凝和二级冷凝对比，采用五级梯级冷凝将超低温冷却剂的使用量降低了70％以上。
优选的，所述高效塔板、填料装备节能模块包括：FTP型塔板精馏节能模块和LPD填料精馏节能装备模块；
所述FPT型塔板精馏节能模块和所述高效塔板填料装备节能模块均是通过传质机理和塔板上气液流动实验验证，更换普通塔板或优化FPT型塔板结构；
且，所述FPT型塔板结构由导向孔、梯形帽罩及填料复合而成；
进一步，为了克服普通塔板填料压降过高，造成塔顶塔底温差过大，造成能量浪费的问题，开发了适用于大通量的导向梯形喷射填料式塔板(FPT)。该塔板的结构特点是塔板上的开孔区域上开设有开缝方向与液相流动方向一致的导向孔，来自塔釜的气体穿过导向孔从其梯形开缝中水平吹出，与板上前进的液体形成并流，有利于液体向前流动和液面梯度的降低，压降因此减小。
且导向孔在弓形区域沿塔板圆弧的切向方向开口，有效避免该区域较易出现的传质死区和气液返混现象；在液相的进口处，安装有斜向上凸起的鼓泡促进器，该结构主要用来降低液相进出口处两端的液面梯度，使得液相在由上而下进入塔板后能够和由导向孔吹出的气相快速进行接触传质，消除了塔板上游的非活化区；此外塔板上开设了大小相同的矩形孔，孔上安装有呈梯矩形状的帽罩。帽罩侧壁与竖直方向呈一定夹角，横截面积逐渐减小，液体从底隙进入罩内后，在气体作用下被提升，帽罩上半部分为半开放结构，解决立体塔板憋压问题，减小压降；安装Mellapak 250规整填料，增大气液接触面积，提高塔板传质效率。填料上方的分离板可以对液滴产生一定的拦截作用，减小雾沫夹带。
所述LPD填料精馏节能装备模块是建立CFD多尺度模型，对填料内气液相流动进行优化，用于指导和改进LPD填料结构；
所述LPD填料结构由上下两段竖直的直线段和中间倾角不断变化的波纹板构成，所述中间波纹板部分变化倾角分为A、B、C三种，其中波纹倾角变化分别为：30°-40°-30°、30°-37.5°-30°、30°-35°-30°，而上下两端直线段的高度为填料层高度的1/8，中间部分每一段波纹对应的竖直高度为填料高度的2/8，各折线连接处用光滑圆弧连接以减少气液流动的死区。
通过改变填料上下两端波纹的形状，可以有效改善相邻两层填料之间气液的流通状况，减小气液流通阻力；与此同时，不断变化的波纹倾角增强了气液流动的湍动程度，促进了填料表面液膜的更新，强化了传质过程，有效改善两层填料之间的流通状况，减小气液流通阻力，大幅降低了填料层压降，降低塔釜温度，实现换热节能；
优选的，所述离子液体萃取精馏技术及气液相平衡节能模块包括：离子液体萃取精馏节能模块和气液相平衡节能模块；
进一步，化工生产中常常遇到分离组分间的相对挥发度接近于1或形成共沸物的体系，采用普通精馏无法进行分离，需采取特殊精馏技术。若加入的新组分不能与原系统中任何一种组分形成共沸物，并且其沸点又比原组分高，从塔釜离开精馏塔，这类特殊精馏称为萃取精馏。因此，选择合适的萃取剂能够使分离过程达到事半功倍的效果。传统萃取精馏用有机溶剂做萃取剂，其用量多，且挥发性较大，会对环境产生污染，能耗高等问题越发显著，该模块开发的离子液体的物理特性正好解决了上述问题，选择新型离子液体作为萃取剂，破坏原物系中的共沸点，达到分离共沸物的目的，使共沸物分离能耗显著降低，设备投资显著下降。
所述离子液体萃取精馏节能模块是在现有萃取剂基础上进行理论研究和数据分析，获取离子液体作为新型绿色萃取剂并验证，同时对其进行气液平衡数据的测定；
所述气液相平衡节能模块是以共沸二元物系气液相平衡数据为基础，加入离子液体作为新型萃取剂构成三元物系VLE数据，具体为利用Wilson、NRTL、UNIQUAC或UNIFAC模型对二元及三元气液相平衡数据进行关联，获取离子液体作为新型萃取剂的可行性数据，并进行工艺流程模拟，完成流程优化，确定精馏最佳操作参数；
进一步，所述气液相平衡模块主要研究了常压(101.3kPa)下共沸二元物系VLE数据，验证了实验仪器和设备的可靠性，并研究了加入离子液体后三元物系VLE数据。采用Wilson、NRTL、UNIQUAC三种活度系数模型对二元及三元汽液平衡数据进行关联，探究离子液体萃取精馏分离二元共沸物系的可行性并进行工艺流程模拟，并以全年总费用(TAC)最小为目标函数完成流程优化，确定最佳操作参数。
所述离子液体萃取精馏技术及气液相平衡节能模块还包括：固液相平衡模块，所述固液相平衡模块是通过实验测得所研究物系的溶解度数据，在此基础上利用经典热力学模型对目标物系的溶解度数据进行预测计算、模型修正以及改进模型的预测效果。
进一步，所述固液相平衡模块是通过选择有实际意义而研究较少的物系，通过实验所测得的溶解度数据填补所研究物系在多相溶液中的固-液相平衡的空白，充实化工数据库。利用经典热力学模型对目标物系的溶解度数据进行预测计算，通过对模型的修正，改进模型的预测效果，使之更符合实际且具备更强的预测能力，为工业应用提供理论基础。
优选的，所述精馏操作工艺节能模块和所述精馏操作工艺节能优化模块均主要为精馏塔内部和系统节能创新的优化，具体为先以单因素为基础建立多层次、多维度的系统优化结构，同时完成精馏塔内所有因素的优化，在保证产品纯度的前提下，得到最低能耗的操作点；
其中，所述单因素主要包括：最佳塔板数NT、最佳进料位置NF、最佳进料量F、最佳回流比RR、最佳操作压力P、最佳进料状态。
优选的，所述精馏系统热集成节能模块为精馏塔内部和系统节能的优化，即塔顶冷凝器与塔底再沸器之间的热集成；
或冷凝器、再沸器与系统外的热源之间的热集成；
或某一精馏塔塔顶冷凝器与另一精馏塔中间再沸器之间的热集成；
进一步，所述精馏系统热集成节能模块是系统内能量充分利用的有效途径之一，是极为有效的节能技术。相比于比普通精馏更节能的多效精馏、热耦合精馏，系统热集成精馏节能技术更适用于普通换热网络系统、精馏系统、反应系统及公用工程系统等生产系统中，节能效果十分显著；关于精馏系统热集成的方法可以是塔顶冷凝器与塔底再沸器之间的热集成；可以是冷凝器、再沸器与系统外的可用热源之间的热集成；可以是某一精馏塔塔顶冷凝器与另一精馏塔中间再沸器之间的热集成，从而节省循环水冷却水和水蒸气。
所述精馏系统自动控制与优化模块是对精馏塔采用动态控制分析，根据添加进料量及进料组成扰动后比较不同精馏塔控制结构的动态扰动情况，确定最优方案，进而建立具有响应速度快、波动小的双端控制的精馏塔动态控制数学模型；同时建立对塔底液位的动态函数补偿模型，并以塔进料量作为前馈信号。
精馏塔动态控制数学模型具有响应速度快、波动小的双端控制方法。建立了对塔底液位的动态函数补偿模型，以塔进料量作为前馈信号，增强系统的鲁棒性。针对传统单端控制或双温度控制存在控制性能差、产品纯度偏差大等问题，提出同时联锁产品纯度和温度的组分-温度控制结构。分析仪控制可提供直接而正确的产品成分控制，但价格昂贵、维护繁杂和测量滞后大，温度控制存在产品成分波动大，组分-温度控制结构克服了分析仪控制和温度控制的缺点。组分-温度控制结构将产品纯度信号和温度信号同时输送软件进行分析，完成在线校正。组分-温度控制结构实现了响应快、精确性高、扰动小等优点，极大的缩小了精馏“安全区”，可实现在原来基础上节能10％-13％。
优选的，所述多阶梯换热节能模块还包括：热泵精馏节能模块和精馏中间换热节能模块；
所述热泵精馏节能模块是在传统热泵精馏流程上进行改进，在压缩机之前的塔顶蒸气管线上增加换热器，并在塔釜出料液出口端引出一支路作为换热器的换热介质，利用塔釜出料中的余热加热塔顶蒸汽；通过将塔釜出料与塔顶物流换热，提高塔顶蒸汽的温度，缩小塔顶和塔釜的温差，同时使塔顶蒸汽脱离饱和状态实现节能。
具体来说：热泵精馏节能模块的技术核心是逆向卡诺循环，使用热泵精馏技术后，除开工阶段外，几乎不需要向再沸器和冷凝器提供额外的热量，减少了换热介质的使用量。传统的热泵精馏技术对塔顶和塔釜温差有一定的要求，如果塔顶塔釜的温差过大，使塔顶气体升温达到能够再沸塔釜液相所需的压缩机能耗就会很大，很有可能导致热泵精馏的能耗反而高于普通精馏；由于塔顶气相处于饱和状态，采用压缩机直接压缩易出现液化，这不仅容易对压缩机的寿命造成影响，同时大量高品质能量通过压缩机直接与空气换热，造成大量能量损失。该模块在压缩机之前的塔顶蒸气管线上增加一个换热器，并引出一股塔釜出料液作为这一换热器的换热介质，利用塔釜出料中的余热加热塔顶蒸汽，提高塔顶蒸汽的温度，缩小塔顶和塔釜的温差，同时使塔顶蒸汽脱离饱和状态。
所述精馏中间换热节能模块主要以精馏塔内部和系统节能进行优化，具体为在精馏塔增设中间再沸器和中间冷凝器，改变常规精馏的热量分布，加入中间再沸器后，把再沸器加热量分配到塔底和提馏中间段；加入中间冷凝器后，把冷凝器热负荷分配到塔顶和精馏中间段。
具体说明，在常规精馏中，全塔最低温度位于塔顶，需要比塔顶温度更低的换热介质来冷凝塔顶蒸汽；全塔最高温度位于塔釜，需要比塔釜温度更高的换热介质来再沸塔釜液相。系统中动量、热量和质量传递推动力越大，则系统能量损失越大。因此若精馏过程中需要大量高品位换热介质时，就会造成大量的经济消耗和物质消耗。本发明，在常规精馏中加入中间再沸器和中间冷凝器的精馏节能技术，精馏塔增设中间再沸器和中间冷凝器节能，通过中间换热改变精馏操作的操作线，合理布置塔内热传递过程的推动力，降低塔内热传递的不可逆性，以减小功的损失，从而提高过程的热力学效率，达到节能的目的。
优选的，还包括：精馏-连续多级逆流分布结晶联合应用模块；
所述通过精馏塔分离，得到采出液送入结晶器，产品在结晶段以晶体型式析出，沉降至分离段后进入熔融段并熔融为液态后采出，剩余混合物残液在结晶段通过结晶分离后，循环回精馏塔进料；由于不断进行相变化和逆流洗涤，分离段内存在着晶浆密度很高的晶体床；实现沸点接近的物质或同分异构体的分离；
进一步，针对沸点接近的物系或同分异构体，采用全精馏过程用于高纯度化学品分离时，存在回流比大、塔釜能耗高等问题。考虑到体系存在结晶点差异高的特性，采用精馏和结晶联用的方式用于沸点接近或同分异构体的高纯分离，同时避免了单独采用精馏能耗高的问题。连续多级逆流分步结晶是在单一的设备中，通过固-液逆流接触，实现物料的分离和提纯，逐步完成多个理论级的分离过程，设备的型式一般都是塔式或塔式的变形。这种设备的特点是能在单一的设备中达到相当于若干个分离级的分离效果，有较高的生产能力，并能适用连续生产过程。该技术将精馏过程能耗大幅度降低，结晶塔塔底得到纯度99.999％甚至更高的另一产品，回流比从原来的5降到2-3甚至更低，适用于同分异构体或者沸点相近的物系精馏，能耗低，产品纯度高。
所述精馏-膜分离联合应用模块是通过精馏塔分离，采出产品送入膜分离装置，利用流体组分在高分子聚合物中的溶解扩散速度不同，在膜两侧分压差的作用下导其渗透通过膜壁的速率不同进行分离。
进一步，物料首先精馏分离，采出产品送入膜分离装置，利用流体组分在高分子聚合物中的溶解扩散速度不同，因而在膜两侧分压差的作用下导致其渗透通过膜壁的速率不同而实现分离；与传统单一精馏相比效率高、能耗低、污染小，且产品质量好，实现了很好的经济效益与环境效益。
所述化工分离提纯工艺用节能减排系统精馏产品的收率最高99.9999％，平均产量扩大至40％。
经由上述的技术方案，与现有技术相比可知，本发明至少具有以下技术效果：
1)本发明提供化工分离提纯工艺用节能减排系统，适应化工分离提纯过程节能减排关键技术的研究开发，取得了良好的环境效益，在对能量综合充分合理利用、降低能耗、回收有用气体、余热、水资源和原料，减少生产过程中废水、废气和废热的排放，进而减少温室气体二氧化碳排放方面做出了突出的贡献；
2)本发明提供的技术方案取得了良好的社会效益，可大幅度提高精馏装置的产能，有效扩大企业的生产能力与规模，同时由于新设备及新技术的应用，大大提高了我国化学品分离提纯的技术水平、产品质量和市场竞争力；
3)本发明使得生产过程的综合能耗和原料消耗均有显著降低，提高了能源利用率，促进了行业科技的进步，为提高了我国化工生产分离的总体水平作出积极贡献；
4)本发明提供的技术方案对工厂实现规模化生产提供有力的支持，根据多家企业的应用证明数据统计，近三年，本发明在生产过程中合计节能折合标煤24.55万吨，相当于减少二氧化碳排放71.20万吨，相当于每年植树造林近9.7万亩。
附图说明
为了更清楚地说明本发明实施例中的技术方案，下面将对实施例描述中所需要使用的附图作简单的介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他附图。
图1为本发明实施例2合成工段结构示意图。
图2为本发明实施例2精馏工段结构示意图。
图3为本发明实施例2回收工段结构示意图。
图4为本发明实施例3精馏操作工艺节能模块示意图。
图5为本发明实施例4热泵精馏节能模块示意图。
图6为本发明实施例6精馏系统热集成节能模块示意图。
图7为本发明实施例7LPD填料精馏节能装备模块示意图。
图8为本发明实施例11精馏—连续多级逆流分步结晶联合应用模块示意图；
其中：1是结晶段；2是分离段；3是熔融段。
具体实施方式
下面将对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
实施例1
本实施例提供一种化工分离提纯工艺用节能减排系统，化工分离提纯工艺包括合成工段和/或精馏工段和/或回收工段；节能减排系统包括：能量综合利用最大化节能模块；
其中，能量综合利用最大化节能模块对化工分离提纯工艺进行综合评价，并依据初始、终了物流参数获取能量消耗最低值；
再根据能量消耗最低值对合成工段和/或精馏工段和/或回收工段进行能量集成优化和节能技术改造；
合成工段的节能技术改造包括热管节能模块和多阶梯换热节能模块；
精馏工段的节能技术改造包括高效塔板、填料装备节能模块、离子液体萃取精馏技术及气液相平衡节能模块、精馏操作工艺节能模块；
回收工段的节能技术改造包括：高效塔板填料装备节能模块、精馏系统热集成节能模块、精馏操作工艺节能优化模块、精馏系统自动控制与优化模块。
为了进一步优化上述技术方案，能量综合利用最大化节能模块是设计及构建能量回收最大化网络数学模型，对精馏过程中能量分布复杂、冷热物流能量利用率进行能量集成最优化。
进一步，能量综合利用最大化节能模块是构造既可以满足初始、终了物流温度，同时又具有公用工程消耗最低的网络，为精馏过程的节能优化提供理论支持。
基于“MEU模型”提出多层次、多维度的精馏工艺的系统优化方案，构建能量综合利用网络，大幅度降低精馏工业的能耗，推动精馏工业高质量、长周期、绿色稳定发展。对于大型化工流程，精馏能量分布复杂，冷热物流能源利用率低；本发明解决了目前工艺流程优化技术难以对所有工况进行全面覆盖的问题，通过MEU网络数学模型突破了原流程优化方法过于单一，不全面的局限，构造出既能够满足换热需求，又能使公用工程及换热器数目最少的换热网络。
为了进一步优化上述技术方案，热管节能模块是在反应器与气体分离塔连接的管道外增加热管换热器，并且热管换热器在气体管道外增加凸齿增加换热面积；
或，在传统的直热管结构上进行优化，获取新型结构的热管换热器；
新型结构的热管换热器为倒U型管，倒U型管上部为冷凝段；冷凝液顺着倒U型管壁，在重力的作用下流至倒U型管下部的蒸发段，冷凝液在蒸发段吸收热量汽化为蒸汽上升至冷凝段重新冷凝。
进一步，蒸发段工质受热后将沸腾或蒸发，吸收外部热源热量，产生汽化潜热，由液体变为蒸汽，产生的蒸汽在管内一定压差的作用下流到冷凝段，蒸汽遇冷壁面及外部冷源，凝结成液体，同时放出汽化潜热，并通过管壁传给外部冷源，冷凝液靠重力(或吸液芯)作用回流到蒸发段再次蒸发。如此往复，实现对外部冷热两种介质的热量传递与交换。热管换热器由于其极高的换热系数，降低了冷却介质与物料的温差，提高了换热效率。典型的热管结构主要包括管壳、吸液芯及可在管内流动的工质。该模块对热管结构进行改进，由原本的直管改为倒U型管。倒U型管上部为冷凝段，上升蒸汽在冷凝段放出热量，凝结为冷凝液。冷凝液顺着倒U型管壁，在重力的作用下流至倒U型管下部的蒸发段，冷凝液在蒸发段吸收热量汽化为蒸汽上升至冷凝段重新冷凝，有效扩大了换热面积，进一步降低了换热介质的品质，同时更加适用于工业化规模的极小温差热管换热。
多阶梯换热节能模块为在整个精馏系统中同时提供多个品位的冷源，对此进行冷能的梯级利用，减小换热过程中造成的损失。
进一步，化工中往往产生温度很低的流体，其能量品位是很高的。若将其直接应用于不需要如此低温的领域，在换热过程中必然造成大量的损失，这从能量有效利用的角度看是不合理的。因此，冷能的梯级利用，减小损失是非常重要的。冷剂是有品位的，蒸发温度越低，冷剂的品位愈高，功损也愈大；和被冷物流的温差越大，功损也越大。本发明同时提供多个品位的冷源，在换热过程中减少损失，极大降低了操作费用和设备费用。与此同时通过五级梯级冷凝和二级冷凝对比，采用五级梯级冷凝将超低温冷却剂的使用量降低了70％以上。
为了进一步优化上述技术方案，高效塔板、填料装备节能模块包括：FTP型塔板精馏节能模块和LPD填料精馏节能装备模块；
FPT型塔板精馏节能模块和高效塔板填料装备节能模块均是通过传质机理和塔板上气液流动实验验证，更换普通塔板或优化FPT型塔板结构；
且，FPT型塔板结构由导向孔、梯形帽罩及填料复合而成；
进一步，为了克服普通塔板填料压降过高，造成塔顶塔底温差过大，造成能量浪费的问题，开发了适用于大通量的导向梯形喷射填料式塔板(FPT)。该塔板的结构特点是塔板上的开孔区域上开设有开缝方向与液相流动方向一致的导向孔，来自塔釜的气体穿过导向孔从其梯形开缝中水平吹出，与板上前进的液体形成并流，有利于液体向前流动和液面梯度的降低，压降因此减小。
且导向孔在弓形区域沿塔板圆弧的切向方向开口，有效避免该区域较易出现的传质死区和气液返混现象；在液相的进口处，安装有斜向上凸起的鼓泡促进器，该结构主要用来降低液相进出口处两端的液面梯度，使得液相在由上而下进入塔板后能够和由导向孔吹出的气相快速进行接触传质，消除了塔板上游的非活化区；此外塔板上开设了大小相同的矩形孔，孔上安装有呈梯矩形状的帽罩。帽罩侧壁与竖直方向呈一定夹角，横截面积逐渐减小，液体从底隙进入罩内后，在气体作用下被提升，帽罩上半部分为半开放结构，解决立体塔板憋压问题，减小压降；安装Mellapak 250规整填料，增大气液接触面积，提高塔板传质效率。填料上方的分离板可以对液滴产生一定的拦截作用，减小雾沫夹带。
LPD填料精馏节能装备模块是建立CFD多尺度模型，对填料内气液相流动进行优化，用于指导和改进LPD填料结构；
LPD填料结构由上下两段竖直的直线段和中间倾角不断变化的波纹板构成，中间波纹板部分变化倾角分为A、B、C三种，其中波纹倾角变化分别为：30°-40°-30°、30°-37.5°-30°、30°-35°-30°，而上下两端直线段的高度为填料层高度的1/8，中间部分每一段波纹对应的竖直高度为填料高度的2/8，各折线连接处用光滑圆弧连接以减少气液流动的死区。
通过改变填料上下两端波纹的形状，可以有效改善相邻两层填料之间气液的流通状况，减小气液流通阻力；与此同时，不断变化的波纹倾角增强了气液流动的湍动程度，促进了填料表面液膜的更新，强化了传质过程，有效改善两层填料之间的流通状况，减小气液流通阻力，大幅降低了填料层压降，降低塔釜温度，实现换热节能；
为了进一步优化上述技术方案，离子液体萃取精馏技术及气液相平衡节能模块包括：离子液体萃取精馏节能模块和气液相平衡节能模块；
进一步，化工生产中常常遇到分离组分间的相对挥发度接近于1或形成共沸物的体系，采用普通精馏无法进行分离，需采取特殊精馏技术。若加入的新组分不能与原系统中任何一种组分形成共沸物，并且其沸点又比原组分高，从塔釜离开精馏塔，这类特殊精馏称为萃取精馏。因此，选择合适的萃取剂能够使分离过程达到事半功倍的效果。传统萃取精馏用有机溶剂做萃取剂，其用量多，且挥发性较大，会对环境产生污染，能耗高等问题越发显著，该模块开发的离子液体的物理特性正好解决了上述问题，选择新型离子液体作为萃取剂，破坏原物系中的共沸点，达到分离共沸物的目的，使共沸物分离能耗显著降低，设备投资显著下降。
离子液体萃取精馏节能模块是在现有萃取剂基础上进行理论研究和数据分析，获取离子液体作为新型绿色萃取剂并验证，同时对其进行气液平衡数据的测定；
气液相平衡节能模块是以共沸二元物系气液相平衡数据为基础，加入离子液体作为新型萃取剂构成三元物系VLE数据，具体为利用Wilson、NRTL、UNIQUAC或UNIFAC模型对二元及三元气液相平衡数据进行关联，获取离子液体作为新型萃取剂的可行性数据，并进行工艺流程模拟，完成流程优化，确定精馏最佳操作参数；
进一步，气液相平衡模块主要研究了常压(101.3kPa)下共沸二元物系VLE数据，验证了实验仪器和设备的可靠性，并研究了加入离子液体后三元物系VLE数据。采用Wilson、NRTL、UNIQUAC三种活度系数模型对二元及三元汽液平衡数据进行关联，探究离子液体萃取精馏分离二元共沸物系的可行性并进行工艺流程模拟，并以全年总费用(TAC)最小为目标函数完成流程优化，确定最佳操作参数。
离子液体萃取精馏技术及气液相平衡节能模块还包括：固液相平衡模块，固液相平衡模块是通过实验测得所研究物系的溶解度数据，在此基础上利用经典热力学模型对目标物系的溶解度数据进行预测计算、模型修正以及改进模型的预测效果。
进一步，固液相平衡模块是通过选择有实际意义而研究较少的物系，通过实验所测得的溶解度数据填补所研究物系在多相溶液中的固-液相平衡的空白，充实化工数据库。利用经典热力学模型对目标物系的溶解度数据进行预测计算，通过对模型的修正，改进模型的预测效果，使之更符合实际且具备更强的预测能力，为工业应用提供理论基础。
为了进一步优化上述技术方案，精馏操作工艺节能模块和精馏操作工艺节能优化模块均主要为精馏塔内部和系统节能创新的优化，具体为先以单因素为基础建立多层次、多维度的系统优化结构，同时完成精馏塔内所有因素的优化，在保证产品纯度的前提下，得到最低能耗的操作点；
其中，单因素主要包括：最佳塔板数NT、最佳进料位置NF、最佳进料量F、最佳回流比RR、最佳操作压力P、最佳进料状态。
为了进一步优化上述技术方案，精馏系统热集成节能模块为精馏塔内部和系统节能的优化，即塔顶冷凝器与塔底再沸器之间的热集成；
或冷凝器、再沸器与系统外的热源之间的热集成；
或某一精馏塔塔顶冷凝器与另一精馏塔中间再沸器之间的热集成；
进一步，精馏系统热集成节能模块是系统内能量充分利用的有效途径之一，是极为有效的节能技术。相比于比普通精馏更节能的多效精馏、热耦合精馏，系统热集成精馏节能技术更适用于普通换热网络系统、精馏系统、反应系统及公用工程系统等生产系统中，节能效果十分显著；关于精馏系统热集成的方法可以是塔顶冷凝器与塔底再沸器之间的热集成；可以是冷凝器、再沸器与系统外的可用热源之间的热集成；可以是某一精馏塔塔顶冷凝器与另一精馏塔中间再沸器之间的热集成，从而节省循环水冷却水和水蒸气。
精馏系统自动控制与优化模块是对精馏塔采用动态控制分析，根据添加进料量及进料组成扰动后比较不同精馏塔控制结构的动态扰动情况，确定最优方案，进而建立具有响应速度快、波动小的双端控制的精馏塔动态控制数学模型；同时建立对塔底液位的动态函数补偿模型，并以塔进料量作为前馈信号。
精馏塔动态控制数学模型具有响应速度快、波动小的双端控制方法。建立了对塔底液位的动态函数补偿模型，以塔进料量作为前馈信号，增强系统的鲁棒性。针对传统单端控制或双温度控制存在控制性能差、产品纯度偏差大等问题，提出同时联锁产品纯度和温度的组分-温度控制结构。分析仪控制可提供直接而正确的产品成分控制，但价格昂贵、维护繁杂和测量滞后大，温度控制存在产品成分波动大，组分-温度控制结构克服了分析仪控制和温度控制的缺点。组分-温度控制结构将产品纯度信号和温度信号同时输送软件进行分析，完成在线校正。组分-温度控制结构实现了响应快、精确性高、扰动小等优点，极大的缩小了精馏“安全区”，可实现在原来基础上节能10％-13％。
为了进一步优化上述技术方案，多阶梯换热节能模块还包括：热泵精馏节能模块和精馏中间换热节能模块；
热泵精馏节能模块是在传统热泵精馏流程上进行改进，在压缩机之前的塔顶蒸气管线上增加换热器，并在塔釜出料液出口端引出一支路作为换热器的换热介质，利用塔釜出料中的余热加热塔顶蒸汽；通过将塔釜出料与塔顶物流换热，提高塔顶蒸汽的温度，缩小塔顶和塔釜的温差，同时使塔顶蒸汽脱离饱和状态实现节能。
具体来说：热泵精馏节能模块的技术核心是逆向卡诺循环，使用热泵精馏技术后，除开工阶段外，几乎不需要向再沸器和冷凝器提供额外的热量，减少了换热介质的使用量。传统的热泵精馏技术对塔顶和塔釜温差有一定的要求，如果塔顶塔釜的温差过大，使塔顶气体升温达到能够再沸塔釜液相所需的压缩机能耗就会很大，很有可能导致热泵精馏的能耗反而高于普通精馏；由于塔顶气相处于饱和状态，采用压缩机直接压缩易出现液化，这不仅容易对压缩机的寿命造成影响，同时大量高品质能量通过压缩机直接与空气换热，造成大量能量损失。该模块在压缩机之前的塔顶蒸气管线上增加一个换热器，并引出一股塔釜出料液作为这一换热器的换热介质，利用塔釜出料中的余热加热塔顶蒸汽，提高塔顶蒸汽的温度，缩小塔顶和塔釜的温差，同时使塔顶蒸汽脱离饱和状态。
精馏中间换热节能模块主要以精馏塔内部和系统节能进行优化，具体为在精馏塔增设中间再沸器和中间冷凝器，改变常规精馏的热量分布，加入中间再沸器后，把再沸器加热量分配到塔底和提馏中间段；加入中间冷凝器后，把冷凝器热负荷分配到塔顶和精馏中间段。
具体说明，在常规精馏中，全塔最低温度位于塔顶，需要比塔顶温度更低的换热介质来冷凝塔顶蒸汽；全塔最高温度位于塔釜，需要比塔釜温度更高的换热介质来再沸塔釜液相。系统中动量、热量和质量传递推动力越大，则系统能量损失越大。因此若精馏过程中需要大量高品位换热介质时，就会造成大量的经济消耗和物质消耗。本实施例在常规精馏中加入中间再沸器和中间冷凝器的精馏节能技术，精馏塔增设中间再沸器和中间冷凝器节能，通过中间换热改变精馏操作的操作线，合理布置塔内热传递过程的推动力，降低塔内热传递的不可逆性，以减小功的损失，从而提高过程的热力学效率，达到节能的目的。
为了进一步优化上述技术方案，还包括：精馏-连续多级逆流分布结晶联合应用模块；
通过精馏塔分离，得到采出液送入结晶器，产品在结晶段以晶体型式析出，沉降至分离段后进入熔融段并熔融为液态后采出，剩余混合物残液在结晶段通过结晶分离后，循环回精馏塔进料；由于不断进行相变化和逆流洗涤，分离段内存在着晶浆密度很高的晶体床；实现沸点接近的物质或同分异构体的分离；
进一步，针对沸点接近的物系或同分异构体，采用全精馏过程用于高纯度化学品分离时，存在回流比大、塔釜能耗高等问题。考虑到体系存在结晶点差异高的特性，采用精馏和结晶联用的方式用于沸点接近或同分异构体的高纯分离，同时避免了单独采用精馏能耗高的问题。连续多级逆流分步结晶是在单一的设备中，通过固-液逆流接触，实现物料的分离和提纯，逐步完成多个理论级的分离过程，设备的型式一般都是塔式或塔式的变形。这种设备的特点是能在单一的设备中达到相当于若干个分离级的分离效果，有较高的生产能力，并能适用连续生产过程。该技术将精馏过程能耗大幅度降低，结晶塔塔底得到纯度99.999％甚至更高的另一产品，回流比从原来的5降到2-3甚至更低，适用于同分异构体或者沸点相近的物系精馏，能耗低，产品纯度高。
精馏-膜分离联合应用模块是通过精馏塔分离，采出产品送入膜分离装置，利用流体组分在高分子聚合物中的溶解扩散速度不同，在膜两侧分压差的作用下导其渗透通过膜壁的速率不同进行分离。
进一步，物料首先精馏分离，采出产品送入膜分离装置，利用流体组分在高分子聚合物中的溶解扩散速度不同，因而在膜两侧分压差的作用下导致其渗透通过膜壁的速率不同而实现分离；与传统单一精馏相比效率高、能耗低、污染小，且产品质量好，实现了很好的经济效益与环境效益。
实施例2
化工生产中的全套聚乙烯醇(PVA)生产工艺是一个具有代表性的典型工艺，流程长且工艺十分复杂，完整的PVA生产工艺具体可分为以下几个工段：乙炔工段、合成工段、精馏工段、聚合工段、醇解工段、回收工段。
其中：
乙炔工段：本工段主要目的是通过粗乙炔制备精乙炔。总体包括预处理和洗涤两道工序。
合成工段：本工段主要任务是在合成系统内，将来自上工段的精乙炔与醋酸混合气体在触媒的催化作用下，反应生成醋酸乙烯，然后经分离、回收，生成反应液送往精馏工段。
精馏工段：本工段是将合成反应液和其他工段送来的料液进行分离、精制，得到的精醋酸乙烯(VAC)供聚合工段使用，回收的精醋酸(HAC)和不凝气体乙炔(C2H2)返送合成工段作原料，并对其他副产品醋酸甲酯(MeOAc)、乙醛(Ald)等加以回收利用。组成包括：醋酸乙烯精制系统、回收醋酸乙烯精制系统、醋酸精制系统、醋酸甲酯回收系统、乙醛回收系统。
聚合工段：本工段目的为将单体精醋酸乙烯进行聚合得到中间产品聚醋酸乙烯(PVAC)，供后续PVA生产使用。组成包括：引发剂配制、醋酸乙烯聚合、吹出蒸馏、萃取精馏、甲醇精馏、脱醛精馏。
醇解工段：本工段的主要任务是利用上工段的PVAC醇解生成PVA。过程包括PVAC和碱甲醇混合后进行醇解后再进行粉碎，经粉碎后的粗聚乙烯醇经压滤、干燥等后续操作得到PVA成品后送包装工序进行包装。
回收工段：本工段为生产线醇解废液回收装置，主要任务是回收醇解废液中的MeOH，将MeOAc分解成MeOH和HAC经分离精制后循环使用。
将本发明实施例1应用于该工艺中的合成工段、精馏工段及回收工段三个部分，下面为内蒙双欣公司PVA生产线对以上三个工段进行节能技术改造的具体实施成果。
在对三个工段整体流程实施节能技术改造之前，首先利用能量综合最大化节能模块对整个生产工艺进行综合评价，该项技术目的是使工艺在满足初始、终了物流参数的同时具有能量消耗最低值。在综合评价基础上再分别对合成工段、精馏工段以及回收工段中能量分布复杂且利用率低的关键环节进行能量集成优化，针对性实施各项关键节能技术改造，而每项节能技术的实施最终都服务于能量综合利用最大化的实现。
经能量综合最大化节能模块：
合成工段的主要能耗来自反应器的温度高和气体分离塔冷凝负荷大；
精馏工段的主要能耗来自传统塔板填料的分离能力低、萃取精馏萃取剂用量大且效果不理想、精馏主要工艺参数未达到最优值导致的塔运行负荷大；
回收工段的主要能耗来自传统塔板填料的分离能力低、精馏主要工艺参数未达到最优值导致的塔运行负荷大、精馏系统内部(塔501/503/512)的能量未得到充分有效利用、传统精馏系统自动化控制水平低，对于多塔协同操作的物料、温度的变化反应慢，造成能量浪费。
因此根据评价结果针对各个工段进行定位节能改造，具体如下。
1)合成工段：
合成工段的流程如下：
a)C2H2和HAC混合气进入反应器底部，反应气体从反应器顶部出来进入气体分离塔103。
b)来自103顶部的C2H2，进入吸收塔104底部，与低温吸收液逆流接触，C2H2被溶解吸收，不被吸收的氮气等由塔顶放空。吸收塔釜吸收液液送入解吸塔105。解吸后的釜液返回至104塔顶。解吸出来的C2H2进入水洗塔106。C2H2低温水洗除去其中所夹带的Ald后送往精馏工段。
相关节能技术改造：
合成工段的主要能耗来自反应器的温度高和气体分离塔冷凝负荷大，对此针对性采用热管技术和多阶梯换热技术进行改造，达到能量综合最大化节能的目的。
a)热管节能模块：在合成反应器内，C2H2和HAC混合气体将醋酸锌-活性炭触媒吹起形成沸腾状态，在触媒的催化作用下C2H2和HAC反应生成VAC，并放出反应热，反应温度可维持在178℃，一部分反应热由夹套SK油带走，一部分反应热用来在反应器内将混合气体预热至反应温度，其余反应热由反应气体带出。从反应器出来的高温(165～220℃)合成气通过管道进入气体分离塔进行冷凝分离，冷量由电制冷供应。为了利用合成气的热量，减少气体分离塔的热负荷，在反应器与气体分离塔连接的管道外面增加热管换热器。热管换热器在气体管道外增加凸齿等来增加换热面积，加强传热。热管换热器换热效率高，能量利用充分。
b)多阶梯换热节能模块：由于在生产过程中反应器出口温度很高，普通冷凝需使用大量制冷剂，造成严重能源和物质的浪费，此处技术改造采用多级梯级冷凝工艺，充分使用其他各工段各线路物料的余热对反应器出口物料进行换热处理，将低温冷却剂的使用量降低，极大降低了低温冷却剂制取的能耗。
2)精馏工段：
精馏工段的流程如下：
a)醋酸乙烯精制系统：来自合成工段的粗VAC进入201，塔顶含VAC、Ald及少量H2O等的冷凝液采出作207进料。采出部分在207内与萃取剂软水或低温乙醛水萃取出Ald，塔顶馏出返回201，塔底萃取液进第九精馏塔209。201釜液送往202，将VAC和HAC进行离分。202塔顶馏出冷凝液含VAC、Ald及Cr-Ald等采出经分析合格送罐区成品VAC罐。202塔釜液直接送往第五精馏塔205。
b)回收醋酸乙烯精制系统：后续聚合工段送来的粗VAC及第四精馏塔204釜液作为第三精馏塔203进料，成品VAC由203侧线采出送入罐区。塔顶馏出采出送204进料。塔底釜液送入阻聚剂(又名TDA配置系统，目的防止精馏过程自聚)配制系统。204塔顶采出送入第八精馏塔208进料。
c)醋酸精制系统：来自202的釜液直接送入205进行精制，成品HAC由205塔中侧线采出后送入罐区。塔顶采出送入第六精馏塔206进料。塔底釜液为醋酸残液，送入残液槽。206塔顶采出送往回收工段，釜液同样送至回收工段。
d)醋酸甲酯回收系统：来自204的馏出液送入208，208为萃取精馏塔，塔顶加入水萃取MeOAc。塔顶采出送回收工段。塔釜釜液排地沟。
e)乙醛回收系统：207塔釜的萃取液作为209进料。209塔顶分离采出Ald，釜液排地沟。
相关节能技术改造：
精馏工段的主要能耗来自传统塔板填料的分离能力低、萃取精馏萃取剂用量大且效果不理想、精馏主要工艺参数未达到最优值导致的塔运行负荷大。对此针对性采用高效塔板填料装备技术、离子液体萃取精馏技术及气液相平衡模块应用、精馏操作过程和操作工艺的最优化技术进行改造，达到能量综合最大化节能的目的。
a)高效塔板、填料装备节能模块：目前精馏工段203塔尚未满足实际的生产需求，该塔因运行负荷大导致生产能力低，同时由于聚合工段进料存在物料粘度大，在板上流动阻力大等问题，易造成液泛或堵塔。本技术提供技改方案，将原先普通塔板更换为FPT塔板。由于FPT塔板具有导向、大通量、高分离效率的作用，塔内气液相流动得到了极大改善，开车一次成功。技改后塔的操作达到并超过了要求指标，尤其是侧线VAC采出率高达99.855～99.9％，这不仅大大提高了VAC回收率，还有效减少了后续工段的处理负荷与能耗。
与此同时，一方面由于203塔生产能力增加，现有204塔生产能力不够；另一方面现204塔的分离效果不能满足要求，塔顶馏出VAC指标不稳定，含量偏高(>3％)，送至下一塔后产生乙醛、丁烯醛，最终影响甲醇和PVA产品的质量。针对此现象进行技术改造，更换精馏塔塔内件，采用高效大通量LPD填料，减小塔内部气液流通阻力，强化了传质过程，大幅降低了全塔压降，生产能力较原塔提高了30％，塔顶满足VAC<1％的要求，同时生产周期得到了延长。
b)离子液体萃取精馏技术及气液相平衡节能模块：现208塔的萃取精馏回收MeOAc效果不理想，部分杂质留在系统中，影响产品质量。技改采用离子液体萃取代替原来的水作为萃取剂，首先对208塔分离物系采用NRTL活度系数模型进行相平衡数据关联，探究离子液体萃取精馏分离的可行性并进行工艺流程模拟，确定最佳操作参数。在此基础上采用新型离子液体萃取剂在塔顶加入，改变物系的相对挥发度，更好地回收MeOAc。208塔经过改造，在实际工业应用中达到了更好的效果，使得萃取剂的加入量大大减少，各物料在塔内达到气液相平衡，循环水、电等公用工程消耗量也大大降低。
c)精馏操作工艺节能模块：公司PVA生产项目原本采用成熟的工艺包，但经济效益并不理想。采用本节能模块对其进行改造。通过Aspen模拟软件，采用严格法计算，将工业实际采用的回流比，理论板数等代入到严格算法中，并进行参数调节。通过塔顶采出量、回流比、进料位置等对塔顶、塔釜关键组分质量的灵敏度分析，得到了全塔最佳操作参数。
3)回收工段：
回收工段的主要流程如下：
a)上工段醇解废液与第五精馏塔505馏出液混合进入第一精馏塔501进行萃取精馏。萃取剂水从塔顶加入，501塔顶馏出含量约为92％的MeOAc蒸汽，送入第十精馏塔510脱除其中少量Ald。510塔顶馏出的Ald等低沸点物作为第十一塔511进料，511主要目的分离MeOAc和Ald两种组分，塔顶馏出Ald送往精馏工段。501塔釜为甲醇MeOH含量95％左右的甲醇水溶液，送入第三精馏塔503实现MeOH精制，503塔顶馏出MeOH送往聚合工段第一精馏塔，釜液为高温废水送至聚合工段第三精馏塔回收热量。
b)510釜液作为分解反应精馏塔512进料，进行MeOAc的水解预反应。512塔釜分解液送回505作为进料，塔顶MeOAc部分回流，部分返回分解反应塔内部。505塔顶馏出MeOAc和MeOH的共沸物，控制HAC小于0.03％，送入501作为进料，塔釜液为HAC水溶液，控制甲醇小于0.05％，作为第六精馏塔506进料。
c)506塔进行共沸精馏浓缩HAC，塔顶为醋酸异丙酯与水形成的共沸物蒸汽，控制醋酸浓度小于0.03％，塔顶馏出夜进入分层罐，上层溶剂为醋酸异丙酯，下层为含有少量醋酸异丙酯的分离水，送入第七精馏塔507精馏。此处通过调节分离水送出量来控制506分层罐界面。506的釜液送回精馏工段处理。507塔塔顶馏出为ipa和水的共沸物，送回六塔分层罐进行定期、定量排废处理，釜液废水送污水处理场处理。
相关节能技术改造：
回收工段的主要能耗来自传统塔板填料的分离能力低、精馏主要工艺参数未达到最优值导致的塔运行负荷大、精馏系统内部(塔501/503/512)的能量未得到充分有效利用、传统精馏系统自动化控制水平低，对于多塔协同操作的物料、温度的变化反应慢，造成能量浪费。对此针对性采用高效塔板填料装备技术、精馏系统热集成节能技术、精馏操作过程和操作工艺的最优化技术、精馏系统自动控制与优化进行改造，达到能量综合最大化节能的目的。
a)FPT型塔板精馏节能模块：现501塔满负荷加料量约为44m3/h，不能满足PVA生产能力，通过改造，使501塔提高生产能力。针对这一目标，对501塔进行核算提出建议的改造方案，将原有塔板更换为FPT型塔板，由于FPT塔板具有导向、大通量、高分离效率的作用，塔内气液相流动得到了极大改善，技改后塔的操作达到了要求的生产能力，处理上限可以达到加料量55m3/h。
b)精馏系统热集成节能模块：503塔目的为实现MeOH精制，对其采用加压精馏的方式进行技术改造。塔顶MeOH气体送入501塔再沸器和512塔再沸器作为热源，冷凝液经换热后再进503塔冷凝器冷却；馏出液部分回流，部分送至罐场。节能改造，将加压塔塔顶冷凝器与常压塔塔底再沸器合二为一，从而节省循环水冷却水和水蒸气，实现多塔之间的能量回收利用。技改后塔顶为99.5％的MeOH，不仅提升了产品纯度，也充分达到了节能降耗的作用。
c)精馏操作工艺节能优化模块：通过Aspen模拟软件，采用严格法计算，将回收工段各塔实际采用的回流比，理论板数等代入到严格算法中，并进行参数调节。通过塔顶采出量、回流比、进料位置等对塔顶、塔釜关键组分质量的灵敏度分析，得到全工段塔的最佳操作参数。
d)精馏系统自动控制与优化模块：由于PVA生产工艺复杂，回收工段更是需要多个精馏塔协同操作，对控制系统具有极高的要求。原始精馏系统自动化控制水平低，对于物料、温度的变化反应慢，经常造成产品纯度不达标，以至于停车整修。采用实施例1开发的精馏系统自动控制与优化模块进行改造，对精馏塔采用动态控制分析，添加进料量及进料组成扰动，比较不同精馏塔控制结构的动态扰动相应情况，确定最佳控制方案，使回流比精准控制在“安全区”的最小值，较技改前能源消耗减少13％。
以上对PVA生产线中合成工段、精馏工段及回收工段三个部分相应环节进行节能技术改造，取得了良好的经济效果，全生产线使用的蒸汽量由原来的25吨蒸汽/吨PVA降至15吨蒸汽/吨PVA，公用工程(包括循环水和用电量)用量大幅下降；同时产品质量纯度大幅提高，且由于技改后塔生产能力的提高，PVA整体产量扩大40％；排放残液中物料含量大幅降低，回流比也比原来下降，减排效果显著，自项目投产以来，一直稳定连续生产，不仅提高了经济效益，也实现了能量节约和环保效益。
整个工艺在整体能量综合利用最大化评价基础上，分别对合成过程、精馏过程以及回收过程中能量分布复杂且利用率低的关键环节进行能量集成优化，针对性定位实施各项关键节能技术改造，最终每项节能技术的实施共同达到能量综合利用最大化的唯一目的。
实施例3
精馏操作工艺节能模块
内蒙古蒙维科技有限公司的PVA生产项目技术采用日本成熟的工艺包，但经济效益并不理想。采用实施例1对其进行改造。通过Aspen模拟软件，采用严格法计算，将工业实际采用的回流比2.2，理论板数25代入到严格算法中，并进行参数调节。通过塔顶采出量、回流比、进料位置等对塔顶、塔釜甲醇质量的灵敏度分析，得到了全塔最佳操作参数。技改后TQ-304塔塔顶甲醇回流比由2.2降为1.8，以每年8000小时，每年节省水蒸气五万吨，以每吨水蒸气100元计算，每年节省的能量效益为500万元，而其投资仅约为60万元。
实施例4
热泵精馏节能模块：
多晶硅是硅产业链中重要的中间产品，是半导体工业、电子信息工业、太阳能光伏电池产业的最重要、最基础的功能性材料。太阳能多晶硅的生产往往需要多塔串联和很大的回流量，精馏过程能耗非常高，采用热泵精馏可以有效的利用系统自身的热量，减少对外加能量的需求。
对江苏中能的三氯氢硅生产装置采用实施例1公开的热泵精馏节能模块进行改造，塔顶三氯氢硅气体通过压缩机加压后温度升高，进入再沸器加热釜液，使釜液完全汽化，三氯氢硅冷凝液经减压阀减压后会有一部分液体汽化，由辅助冷凝器冷凝后进入回流罐，一部分回流，其余采出进出入产品罐。
表1三氯氢硅塔常压精馏条件
由于采用热泵精馏，精馏塔塔顶的温度不再受冷媒温度的限制，三氯氢硅可以采用常压操作，釜温也相应降，三氯氢硅和四氯氢硅的相对挥发度增大，三氯氢硅的分离效果进一步提高。相比于常规精馏，热泵精馏流程中塔再沸器无需外加蒸汽，可节省约70％的能量，减少公用工程费用500.72万元/年，操作费用减少35.59％。
实施例5
多阶梯换热节能模块与MEU换热网络：
河南尚宇公司是是全国最大的三氯氢硅生产厂家之一，在生产过程中反应器出口温度在300℃左右，需使用制冷剂将其冷凝至-35～-55℃，使用两种冷凝剂冷凝，造成大量能源和物质的浪费，采用实施例1多级梯换热节能模块与MEU换热网络相结合的新型节能技术，充分使用了各线路物料的余热对反应器出口物料进行换热处理，将超低温冷却剂的使用量降低了70％以上，极大降低了超低温冷却剂制取的能耗。相比于原德国西门子两级冷凝工艺，每年可节省电力1610万kW·h，节约费用约966万元。
实施例6
精馏系统热集成节能模块：
甲醇是一种重要的有机化工原料和新型能源燃料，在化工、轻工和清洁能源领域具有广泛的用途。在甲醇工业生产过程中，粗甲醇的精制是决定甲醇质量的重要工序，精制工序的能耗也是影响甲醇生产成本的关键因素之一。
以山西三维集团在10万吨/年粗甲醇精制过程为例，该厂原流程主要由预塔和常压塔组成，技改采用精馏系统热集成节能模块，加压塔操作压力为0.64MPa(绝压)，加压塔塔顶为质量分数99.95％以上的甲醇蒸汽，温度大约为120℃，因此，塔顶甲醇蒸汽可以作为常压塔再沸器热源使用，余热用来预热粗甲醇进料，冷凝至40℃后的甲醇进入回流槽，一部分作为甲醇产品送出，另一部分作为回流液。在加压塔塔底排出的甲醇水溶液送至常压塔，常压塔中下部设杂醇油材出口，以保证低于水沸点的杂质分离出塔。常压塔塔顶采出99.95％粗甲醇，塔底废水送至废水处理系统。
精馏系统热集成节能模块在于将加压塔塔顶冷凝器与常压塔塔底再沸器合二为一，利用加压塔塔顶蒸汽加热常压塔再沸器，从而节省循环水冷却水和水蒸气。三塔双效精馏流程可使精甲醇纯度由99.0％提高至99.95％以上，热负荷减少47.2％，冷负荷减少44.9％，废水中可回收甲醇658.82t/a，节省电力268.333万Kw.h。充分达到了节能降耗的作用。
实施例7
LPD填料精馏节能装备模块：
对中国石化北京燕山分公司的18万吨/年的苯酚-丙酮工段进行工业改造。原异丙苯精馏塔塔底排放物含量高达0.5％，造成极大的浪费和环境污染。新建的精馏塔采用了高度为10m的新型高效大通量LPD填料，产品异丙苯纯度从99.0％提高至99.9％，生产能力较原塔提高了30％。仅2019年节省蒸汽消耗8.37万吨，节省循环水消耗251.1万吨，计节支总额2288.4万元。同时减少了溶剂的用量，生产周期得到了延长，停车清洗周期由原来的3～6个月延长至一年以上。
实施例8
FPT型塔板精馏节能模块：
在PVA生产过程中，聚合工段主要是进行醋酸乙烯(PVAC)以及混合物的分离，醋酸乙烯(VAC)在聚合釜中反应生成聚醋酸乙烯，在聚合工段第一精馏塔(聚合一塔)中将聚合物与未聚合的单体进行分离，聚合物送往下一工段，醋酸乙烯进一步精制，循环使用。从聚合釜出来的反应液聚醋酸乙烯含量很高，物料粘度大(6000～50000cP，而一般有机液体的粘度仅为几厘泊)，这给聚合一塔的脱单体精馏带来一定困难，该塔原来采用泡罩塔板，物料在板上流动阻力大，造成液泛、堵塔等生产事故，平均每月1～2次，严重时使前序的聚合釜爆聚甚至爆炸。
新疆天能采用FPT塔板精馏节能模块对聚合一塔进行技术改造。由于FPT塔板具有导向、大通量、高分离效率的作用，塔内气液相流动得到了极大改善，开车一次成功。技改后塔的操作达到并超过了要求指标，尤其是塔釜VAC含量由原料的0.26％降低为0.02％～0.03％，比要求值低很多，使得VAC吹出率高达99.855～99.9％，这不仅大大提高了VAC回收率，还有效避免了醋酸乙烯含量超标，致使产品聚乙烯醇发黄、发脆、质量不合格的问题。塔顶VAC含量由50％提高到60％，减少了后续工段的处理负荷与能耗。
新设计的FPT聚合一塔，在完成分离任务的前提下，由于塔板效率较高，聚合一塔的回流比由原来的1.3降低到0.7，降低了45％，节能36％，2019年节省蒸汽消耗9.72万吨，节省循环水消耗291.6万吨，节电2070万Kw.h。不仅降低了成本，还节省了大量能耗。
实施例9
热管节能模块：
化工过程中的低温余热，具有量大的特点，对其进行充分回收利用具有重要意义。普通换热器传热温差小、设备投资昂贵、维护困难且运行费用高，对于回收化工余热回收的应用十分困难。而热管换热器由于换热管路互相独立，结构简单、维护费用低、传热效率高，在化工余热回收中具有十分良好的应用前景。
山东滕州晨龙集团公司醋酸乙烯生产过程中，从合成炉出来的高温(165～220℃)合成气通过管道进入气体分离塔进行冷凝分离，冷量由电制冷供应。为了利用合成气的热量，减少气体分离塔的热负荷，在合成炉与气体分离塔连接的管道外面增加热管换热器。热管换热器在气体管道外增加凸齿等来增加换热面积，加强传热。热管换热器换热效率高，能量利用充分，每年节省用电1200万度，以0.6元/度电计算，折合人民币720万元。
实施例10
精馏系统自动控制与优化模块：
德州天宇化工公司是我国丙炔醇产量大、质量高的公司。丙炔醇产品纯度需要与国外著名的生产商—德国巴斯夫公司对标，丙炔醇达到的纯度指标为99.0％，但该工艺复杂，需要多个精馏塔协同操作，对控制系统具有极高的要求。而该公司精馏系统自动化控制水平低，对于物料、温度的变化反应慢，经常造成产品纯度不达标，以至于停车整修。并且单精馏塔回流比大，能耗高，产品价格竞争不占优势。采用实施例1开发的精馏系统自动控制与优化模块进行改造，对精馏塔采用动态控制分析，添加进料量及进料组成扰动，比较不同精馏塔控制结构的动态扰动相应情况，确定最佳控制方案，使回流比精准控制在“安全区”的最小值。回流比由2.5降低至2.2，较技改前能源消耗减少13％。
实施例11
精馏-连续多级逆流分步结晶联合应用模块：
在鞍山煤焦化中精萘的提取分离提纯中采用精馏-连续多级逆流分布结晶联合应用模块能够把能耗大幅度降低，将回流比从原来的5降为2，能耗降低80～90％，节能效果显著。对于同分异构体或者沸点相近的物系精馏，采用该技术，塔顶得到高纯度轻组分产品，塔底釜液进入结晶塔，经过连续多级逆流分步结晶，结晶塔塔底得到纯度99.999％甚至更高的另一产品，塔顶得到混合物继续精馏，如此，可以把回流比降到2-3，且能耗极低，产品纯度高。
实施例12
离子液体萃取精馏节能模块：
聚乙烯醇(PVA)生产过程中的聚合工段精馏二塔，简称聚合二塔，位号为TQ-302(以下称为TQ-302塔)。其目的是将原料(来源于聚合工段精馏一塔馏出液)中醋酸乙烯与甲醇分离。因醋酸乙烯与甲醇在常压下形成共沸体系，普通精馏难以将其分离。采用离子液体萃取精馏节能模块对宁夏大地的聚合二塔采用萃取精馏同时配以FPT型塔板精馏节能模块进行工业改造。采用新型萃取剂做为萃取剂在塔顶加入，改变醋酸乙烯对甲醇的相对挥发度，破坏其共沸组成，以达到分离醋酸乙烯-甲醇共沸体系的目的。TQ-302塔经过改造，在实际工业应用中达到了更好的效果，塔釜液中甲醇含量的提高使得萃取剂的加入量大大减少，加入量减少了29294t/a。萃取剂加入到TQ-302后，塔釜由水蒸气为再沸器供热，各物料在塔内达到气液相平衡。2019年共计节省蒸汽6.48万吨，节省循环水194.4万吨，节省电力1380万Kw.h。
对所公开的实施例的上述说明，使本领域专业技术人员能够实现或使用本发明。对这些实施例的多种修改对本领域的专业技术人员来说将是显而易见的，本文中所定义的一般原理可以在不脱离本发明的精神或范围的情况下，在其它实施例中实现。因此，本发明将不会被限制于本文所示的这些实施例，而是要符合与本文所公开的原理和新颖特点相一致的最宽的范围。

Claims (10)

1.一种化工分离提纯工艺用节能减排系统，其特征在于，所述化工分离提纯工艺包括合成工段和/或精馏工段和/或回收工段；所述节能减排系统包括：能量综合利用最大化节能模块；
其中，所述能量综合利用最大化节能模块对所述化工分离提纯工艺进行综合评价，并依据初始、终了物流参数获取能量消耗最低值；
再根据所述能量消耗最低值对所述合成工段和/或精馏工段和/或回收工段进行能量集成优化和节能技术改造；
所述合成工段的节能技术改造包括热管节能模块和多阶梯换热节能模块；
所述精馏工段的节能技术改造包括高效塔板、填料装备节能模块、离子液体萃取精馏技术及气液相平衡节能模块、精馏操作工艺节能模块；
所述回收工段的节能技术改造包括：高效塔板填料装备节能模块、精馏系统热集成节能模块、精馏操作工艺节能优化模块、精馏系统自动控制与优化模块。
2.根据权利要求1所述的化工分离提纯工艺用节能减排系统，其特征在于，所述能量综合利用最大化节能模块是设计及构建能量回收最大化网络数学模型，对精馏过程中能量分布复杂、冷热物流能量利用率进行能量集成最优化。
3.根据权利要求1所述的化工分离提纯工艺用节能减排系统，其特征在于，所述热管节能模块是在反应器与气体分离塔连接的管道外增加热管换热器，并且所述热管换热器在气体管道外增加凸齿增加换热面积；
或，在传统的直热管结构上进行优化，获取新型结构的热管换热器；
所述新型结构的热管换热器为倒U型管，倒U型管上部为冷凝段；冷凝液顺着倒U型管壁，在重力的作用下流至倒U型管下部的蒸发段，冷凝液在蒸发段吸收热量汽化为蒸汽上升至冷凝段重新冷凝；
所述多阶梯换热节能模块为在整个精馏系统中同时提供多个品位的冷源，对此进行冷能的梯级利用，减小换热过程中造成的
Figure FDA0004020852150000021
损失。
4.根据权利要求1所述的化工分离提纯工艺用节能减排系统，其特征在于，所述高效塔板、填料装备节能模块包括：FTP型塔板精馏节能模块和LPD填料精馏节能装备模块；
所述FPT型塔板精馏节能模块和所述高效塔板填料装备节能模块均是通过传质机理和塔板上气液流动实验验证，更换普通塔板或优化FPT型塔板结构；
且，所述FPT型塔板结构由导向孔、梯形帽罩及填料复合而成；
所述LPD填料精馏节能装备模块是建立CFD多尺度模型，对填料内气液相流动进行优化，改进LPD填料结构；
所述LPD填料结构由上下两段竖直的直线段和中间倾角不断变化的波纹板构成，所述中间波纹板部分变化倾角分为A、B、C三种，其中波纹倾角变化分别为：30°-40°-30°、30°-37.5°-30°、30°-35°-30°，而上下两端直线段的高度为填料层高度的1/8，各折线连接处用光滑圆弧连接。
5.根据权利要求1所述的化工分离提纯工艺用节能减排系统，其特征在于，
所述离子液体萃取精馏技术及气液相平衡节能模块包括：离子液体萃取精馏节能模块和气液相平衡节能模块；
所述离子液体萃取精馏节能模块是在现有萃取剂基础上进行理论研究和数据分析，获取离子液体作为新型绿色萃取剂并验证，同时对其进行气液平衡数据的测定；
所述气液相平衡节能模块是以共沸二元物系气液相平衡数据为基础，加入离子液体作为新型萃取剂构成三元物系VLE数据，具体为利用Wilson、NRTL、UNIQUAC或UNIFAC模型对二元及三元气液相平衡数据进行关联，获取离子液体作为新型萃取剂的可行性数据，并进行工艺流程模拟，完成流程优化，确定精馏最佳操作参数；
所述离子液体萃取精馏技术及气液相平衡节能模块还包括：固液相平衡模块，所述固液相平衡模块是通过实验测得所研究物系的溶解度数据，在此基础上利用经典热力学模型对目标物系的溶解度数据进行预测计算、模型修正以及改进模型的预测效果。
6.根据权利要求1所述的化工分离提纯工艺用节能减排系统，其特征在于，所述精馏操作工艺节能模块和所述精馏操作工艺节能优化模块均主要为精馏塔内部和系统节能创新的优化，具体为先以单因素为基础建立多层次、多维度的系统优化结构，同时完成精馏塔内所有因素的优化，在保证产品纯度的前提下，得到最低能耗的操作点；
其中，所述单因素主要包括：最佳塔板数NT、最佳进料位置NF、最佳进料量F、最佳回流比RR、最佳操作压力P、最佳进料状态。
7.根据权利要求1所述的化工分离提纯用节能减排系统，其特征在于，所述精馏系统热集成节能模块为精馏塔内部和系统节能的优化，即塔顶冷凝器与塔底再沸器之间的热集成；
或冷凝器、再沸器与系统外的热源之间的热集成；
或某一精馏塔塔顶冷凝器与另一精馏塔中间再沸器之间的热集成；
所述精馏系统自动控制与优化模块是对精馏塔采用动态控制分析，根据添加进料量及进料组成扰动后比较不同精馏塔控制结构的动态扰动情况，确定最优方案，进而建立具有响应速度快、波动小的双端控制的精馏塔动态控制数学模型；同时建立对塔底液位的动态函数补偿模型，并以塔进料量作为前馈信号。
8.根据权利要求4所述的化工分离提纯用节能减排系统，其特征在于，
所述多阶梯换热节能模块还包括：热泵精馏节能模块和精馏中间换热节能模块；
所述热泵精馏节能模块是在传统热泵精馏流程上进行改进，在压缩机之前的塔顶蒸气管线上增加换热器，并在塔釜出料液出口端引出一支路作为换热器的换热介质，利用塔釜出料中的余热加热塔顶蒸汽；通过将塔釜出料与塔顶物流换热，提高塔顶蒸汽的温度，缩小塔顶和塔釜的温差，同时使塔顶蒸汽脱离饱和状态实现节能。
所述精馏中间换热节能模块主要以精馏塔内部和系统节能进行优化，具体为在精馏塔增设中间再沸器和中间冷凝器，改变常规精馏的热量分布，加入中间再沸器后，把再沸器加热量分配到塔底和提馏中间段；加入中间冷凝器后，把冷凝器热负荷分配到塔顶和精馏中间段。
9.根据权利要求1-8所述的化工分离提纯工艺用节能减排系统，其特征在于，还包括：精馏-连续多级逆流分布结晶联合应用模块；
所述通过精馏塔分离，得到采出液送入结晶器，产品在结晶段以晶体型式析出，沉降至分离段后进入熔融段并熔融为液态后采出，剩余混合物残液在结晶段通过结晶分离后，循环回精馏塔进料；由于不断进行相变化和逆流洗涤，分离段内存在着晶浆密度很高的晶体床；实现沸点接近的物质或同分异构体的分离；
所述精馏-膜分离联合应用模块是通过精馏塔分离，采出产品送入膜分离装置，利用流体组分在高分子聚合物中的溶解扩散速度不同，在膜两侧分压差的作用下导其渗透通过膜壁的速率不同进行分离。
10.根据权利要9所述的化工分离提纯工艺用节能减排系统，其特征在于，所述节能减排系统精馏产品的收率最高达99.9999％，平均产量扩大至40％。
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