CN201454133U

CN201454133U - 一种内部热耦合蒸馏塔的塔器

Info

Publication number: CN201454133U
Application number: CN2009201094034U
Authority: CN
Inventors: 黄克谨; 陈海胜; 武国松; 王芸; 张星星; 王韶锋
Original assignee: Beijing University of Chemical Technology
Current assignee: Beijing University of Chemical Technology
Priority date: 2009-06-19
Filing date: 2009-06-19
Publication date: 2010-05-12
Anticipated expiration: 2019-06-19

Abstract

本实用新型是一种内部热耦合蒸馏塔的塔器，该塔器仅利用三个外部换热器实现精馏段与提馏段之间的热耦合，一个外部换热器进行精馏段顶部与提馏段顶部之间的热量交换，以实现内部热耦合蒸馏塔的无外部回流操作。一个外部换热器进行精馏段底部与提馏段底部之间的热量交换，借以实现内部热耦合蒸馏塔的无外部回热操作。一个外部换热器进行精馏段中部与提馏段中部之间的热量交换，借以实现精馏段与提馏段之间的热耦合作用。本实用新型将换热器设置在精馏段和提馏段外面，使换热器的面积不再受到蒸馏塔工艺的限制，因而能够保证足够的换热面积。由于在精馏段顶部与提馏段底部设置有换热器，因而改善了蒸馏塔的操作弹性、动态特性和可控性。

Description

一种内部热耦合蒸馏塔的塔器

技术领域

本实用新型是一种内部热耦合蒸馏塔的塔器。

背景技术

内部热耦合蒸馏塔的研究始于上世纪70年代末，主要目的是根据热力学第二定律解决混合物分离操作的高耗能性这一长期困扰人们的难题。虽然在理论上早已证明，借助于精馏段与提馏段之间的热耦合作用可以使得内部热耦合蒸馏塔具有非常高的热力学效率，例如外部回流比和外部回热比均可以为零(即打破了最小回流比和最小回热比的限制)，但由于这种热耦合作用难以在蒸馏塔的设计中实现，故这种高效的内部热耦合蒸馏塔至今也没有在化工过程中得到应用。英国在2005提出了一种塔板内部传热式内部热耦合蒸馏塔。日本在这一问题作过多年的尝试，从1995年至2007年先后开发了同心圆柱式和多同心圆柱捆绑式内部热耦合蒸馏塔。虽然后者在日本丸善石化株式会社内应用获得成功，但因为其结构异常复杂且造价昂贵，很难在实际过程中加以应用和推广。欧盟在2005年开发了一种热交换屏(Heat transfer panel：HTP)式内部热耦合蒸馏塔，并试图在石油化学工业中进行应用，但至今没有确定性的进展。概括地讲，以上四种内部热耦合蒸馏塔的塔器具有下述特点。

1.塔板内部传热式内部热耦合蒸馏塔。虽然概念非常新颖，但却难以保证足够的传热面积。

2.HTP式内部热耦合蒸馏塔。比塔板内部传热结构有着较大的传热面积，但仍然难以满足分离操作的需要。

3.同心圆柱式内部热耦合蒸馏塔。结构较为简单，但仍难以保证足够的传热面积。

4.多同心圆柱捆绑式内部热耦合蒸馏塔。虽然比同心圆柱传热结构具有更大的传热面积，但其结构却非常复杂且造价昂贵，难以在实际过程中得到应用和推广。

实用新型内容

针对内部热耦合蒸馏塔在化工过程中难以实现这一问题，本实用新型提供一种新型的内部热耦合蒸馏塔的塔器，它仅利用三个外部热交换器近似精馏段与提馏段之间的热耦合作用，既巧妙地回避了内部热耦合结构难以实现这一问题，又保证了内部热耦合蒸馏塔具有很高的热力学效率。

为了实现上述目的，本实用新型采取了如下技术方案：本实用新型包括通过管道相互连接的精馏段、提馏段、预处理器、压缩机和节流阀。所述的预处理器为预热器或预冷器。进料的预处理器与提馏段的第一块塔板相连，提馏段塔顶通过压缩机与精馏段底部相连，精馏段底部通过节流阀与提馏段的顶部相连。本实用新型在精馏段与提馏段之间仅利用三个外部换热器实现蒸馏塔的精馏段与提馏段之间的热耦合，三个换热器分别是顶部换热器、中部换热器和底部换热器。

所述三个外部换热器的有以下两种连接方式：

连接方式1：用3个外部换热器来实现精馏段和提馏段之间的热耦合，3个外部换热器分别安装在精馏段和提馏段的顶部、中部和底部。其中顶部换热器安装在精馏段的第一块塔板和提馏段的第一块塔板之间；中部换热器安装在精馏段的中部和提馏段的中部之间，其具体的位置需要根据具体的分离物系及分离要求来确定，以实现最大幅度的节能；底部换热器安装在精馏段的最后一块塔板和提馏段的最后一块塔板之间。

连接方式2：用3个外部换热器来实现精馏段和提馏段之间的热耦合，3个外部换热器分别安装在精馏段和提馏段的顶部、中部和底部。其中顶部换热器安装在精馏段的顶部出料和提馏段的第一块塔板之间；中部换热器安装在精馏段的顶部出料和提馏段的中部塔板之间，其安装在提馏段的具体位置需要根据具体的分离物系及分离要求来确定，以实现最大幅度的节能；底部换热器安装在压缩机的出料管道和提馏段的最后一块塔板之间。

蒸馏塔的精馏段塔顶和提馏段塔底的产品浓度可以分别采用蒸馏塔的塔顶出料流量和进料的预处理器的作动媒体的流量作为操作变量进行控制，并采用精馏段内两块塔板之间的温差和提馏段的灵敏板的温度作为被控变量，其中所述精馏段的两块特定塔板中，第一块为靠近精馏段底部的灵敏板，第二块为精馏段顶部的第1～第3块塔板中的任一块；精馏段和提馏段的灵敏板可以根据奇异值分解法(SVD)找到；

当蒸馏塔塔顶产品浓度未达到指标时，减小塔顶出料流量使精馏段内两块特定塔板之间的温差减小从而提升塔顶产品(轻组分)浓度至要求的指标；

当蒸馏塔塔顶产品浓度超过指标时，增大塔顶出料流量使精馏段内两块特定塔板之间的温差增大从而降低塔顶产品浓度至要求的指标；

当蒸馏塔塔底产品浓度未达到指标时，调整预处理器的作动媒体的流量(当预处理器为预热器时增大作动媒体的流量，当预处理器为预冷器时减小作动媒体的流量)使提馏段的灵敏板的温度上升从而使塔底产品浓度增大至要求的指标；

当蒸馏塔塔底产品浓度超过指标时，调整预处理器的作动媒体的流量(当预处理器为预热器时减小作动媒体的流量，当预处理器为预冷器时增大作动媒体的流量)使提馏段的灵敏板的温度下降从而使塔底产品浓度减小至要求的指标。

本实用新型具有以下优点：本实用新型将换热器设置在精馏段和提馏段的外面，回避了精馏段和提馏段之间的内部热耦合难以实现的问题，使换热器的面积不再受到蒸馏塔工艺的限制，因而能够保证足够的换热面积；由于在精馏段顶部与提馏段底部均设置有换热器，因而能够改善内部热耦合蒸馏塔的操作弹性、动态特性和可控性。

附图说明

图1为普通内部热耦合蒸馏塔的基本结构；

图2为本实用新型提供的新型内部热耦合蒸馏塔的塔器；

图3为本实用新型提供的新型内部热耦合蒸馏塔的塔器；

图4为分离乙烯/乙烷的常规蒸馏塔的塔器；

图5为分离乙烯/乙烷的普通内部热耦合蒸馏塔的塔器；

图6为本实用新型实施后得到的分离乙烯/乙烷的新型内部热耦合蒸馏塔的塔器；

图7为分离苯/甲苯的常规蒸馏塔的塔器；

图8为分离苯/甲苯的普通内部热耦合蒸馏塔的塔器；

图9为本实用新型实施后得到的分离苯/甲苯的新型内部热耦合蒸馏塔的塔器；

图10为本实用新型所提供的分离苯/甲苯的内部热耦合蒸馏塔的基本控制方案；

图中：1、精馏段；2、提馏段；3、压缩机；4、进料的预处理器；5、节流阀；6、精馏段的第一块塔板；7、精馏段的最后一块塔板；8、提馏段的第一块塔板；9、提馏段的最后一块塔板；10、热耦合区域；11、顶部的冷凝器；12、进料板；13、再沸器。

具体实施方式

本实用新型的一个中心思想是提供一种新颖且实用的内部热耦合蒸馏塔的塔器。它仅利用三个外部热交换器近似精馏段与提馏段之间的热耦合作用的理论数学模型。一个外部换热器进行精馏段顶部与提馏段顶部之间的热量交换，以此实现内部热耦合蒸馏塔的无外部回流操作。一个外部换热器进行精馏段底部与提馏段底部之间的热量交换，借以实现内部热耦合蒸馏塔的无外部回热操作。一个外部换热器进行精馏段中部与提馏段中部之间的热量交换，借以实现精馏段与提馏段之间的热耦合作用。

实施例1：

本实用新型技术方案1实施后得到的内部热耦合蒸馏塔的塔器的连接方式是：进料通过管道进入预处理器，经过预处理后通过管道进入进料板，即提馏段的第一块塔板；提馏段塔顶通过管道与压缩机的一端相连；压缩机的另一端与精馏段底部相连；精馏段底部与节流阀的一端相连；节流阀的另一端与提馏段的顶部相连；精馏段与提馏段之间连接3个换热器，它们分别是顶部换热器、中部换热器和底部换热器；顶部换热器的一端连接到精馏段的第一块塔板，另一端连接到提馏段的第一块塔板；中部换热器的一端连接到精馏段的中部塔板，另一端连接到提馏段的中部塔板，具体的连接位置要根据具体的分离物系及分离要求来确定，所述的中部塔板就是设置在第一块塔板和底部换热器所在的塔板之间的塔板。底部换热器的一端连接到精馏段的最后一块塔板，另一端连接到提馏段的最后一块塔板。如图2所示，a1和b1之间连接的是顶部换热器；a2和b2之间连接的是中部换热器；a3和b3之间连接的是底部换热器。

实施例2：

本实用新型技术方案2实施后得到的内部热耦合蒸馏塔的塔器的连接方式是：进料通过管道进入预处理器，经过预处理后通过管道进入进料板，即提馏段的第一块塔板；提馏段塔顶通过管道与压缩机的一端相连；压缩机的另一端与精馏段底部相连；精馏段底部与节流阀的一端相连；节流阀的另一端与提馏段的顶部相连；精馏段与提馏段之间连接3个换热器，它们分别是顶部换热器、中部换热器和底部换热器；顶部换热器的一端连接到精馏段的顶部出料，另一端连接到提馏段的第一块塔板；中部换热器的一端连接到精馏段的顶部出料，另一端连接到提馏段的中部，其在提馏段的具体的连接位置要根据具体的分离物系及分离要求来确定；底部换热器的一端连接到压缩机的出料管道，另一端连接到提馏段的最后一块塔板。如图3所示，a1和b1之间连接的是顶部换热器；a2和b2之间连接的是中部换热器；c是底部换热器。

本实用新型塔顶没有冷凝器和塔底没有再沸器，它们完全由外部换热器所代替；在进料的管线上增加进料的预处理器，以平衡精馏段与提馏段的热负荷，实现二者最大限度的热耦合，节省能量.

本实用新型提出了一种双温差控制系统，即蒸馏塔的塔顶和塔底的产品浓度可以分别采用蒸馏塔的塔顶出料流量和进料的预处理器的作动媒体的流量作为操作变量进行控制，并采用精馏段内两块特定塔板之间的温差和提馏段的灵敏板的温度作为被控变量，所述精馏段的两块特定塔板中，第一块为靠近精馏段底部的灵敏板，第二块为从灵敏板以上精馏段顶部的第1～3块塔板中的任意一块；精馏段和提馏段的灵敏板可以根据奇异值分解法(SVD)找到。当蒸馏塔塔顶产品浓度未达到指标时，减小塔顶出料流量使精馏段内两块特定塔板之间的温差减小从而提升塔顶产品(轻组分)浓度至要求的指标；当蒸馏塔塔顶产品质量超过指标时，增大塔顶出料流量使精馏段内两块特定塔板之间的温差增大从而降低塔顶产品浓度至要求的指标。当蒸馏塔塔底产品浓度未达到指标时，调整预处理器的作动媒体的流量(当预处理器为预热器时增大作动媒体的流量，当预处理器为预冷器时减小作动媒体的流量)使提馏段的灵敏板的温度上升从而使塔底产品浓度增大至要求的指标；当蒸馏塔塔底产品浓度超过指标时，调整预处理器的作动媒体的流量(当预处理器为预热器时减小作动媒体的流量，当预处理器为预冷器时增大作动媒体的流量)使提馏段的灵敏板的温度下降从而使塔底产品浓度减小至要求的指标。

为使本实用新型的目的、技术方案和优点更加清晰明白，以下结合两个具体实施例子，并参照附图，对本实用新型作进一步的详细说明。

例1：利用本实用新型实施后得到的内部热耦合蒸馏塔的塔器分离乙烯/乙烷二元混合物。一个进料流量为988.034kmol/h、摩尔组成为83/17的乙烯/乙烷二元混合物分离成99.5mol％的乙烯和99.9mol％的乙烷两股物料。并与常规蒸馏塔进行比较。

图4为分离乙烯/乙烷的常规蒸馏塔的塔器，塔的总塔板数为93块，塔高68.028m，塔径2.253m。进料流量F＝988.034kmol/h，进料位置为第58块塔板，即图中12所示的位置。分离后，塔顶出料为乙烯，产品的液相摩尔浓度为99.5mol％，顶部出料的流量为824.042kmol/h；底部出料为乙烷，产品的液相摩尔浓度为99.9mol％，底部出料流量为163.992kmol/h。当达到了产品纯度要求时，冷凝器(图中位置11)负荷为8191.93kW，再沸器负荷(图中位置13)为5567.47kW。常规蒸馏塔的设备费用为2.10904×10⁶$，操作费用为3.27406×10⁶$，TAC(年均总投资)为3.97708×10⁶$。

图5为本实用新型提供的分离乙烯/乙烷的普通内部热耦合蒸馏塔的塔器。蒸馏塔的精馏段和提馏段的塔板数不同，精馏段塔板数为54块，提馏段塔板数为44块，塔高为71.6855m，塔径为2.36436m，进料的预处理器是部分冷凝器。

由于蒸馏塔的精馏段有54块塔板，而提馏段仅有44块塔板，因此可采取上对齐型的耦合方式，即蒸馏塔的精馏段第1～44块塔板与整个提馏段之间进行热量交换，热耦合区域(图中10所示的区域)共有44个外部换热器，每个换热器的换热面积为10m².蒸馏塔的精馏段顶部压力为1977.46kPa，提馏段的顶部压力为600kPa.进料流量为988.034kmol/h的乙烯/乙烷混合物经过内部热耦合蒸馏塔的塔器的分离后，蒸馏塔的塔顶出料是流量为824.042kmol/h、浓度为99.5mol％的乙烯，塔底出料是流量为163.992kmol/h、浓度为99.9mol％的乙烷.产品浓度均符合分离要求，冷凝器的负荷为0.667MW，压缩机做功为0.072MW.与常规蒸馏塔相比约节省了89.2％的能量.此时，内部热耦合蒸馏塔的操作费用为0.254175×10⁶$，设备费用为2.97745×10⁶$以及TAC为1.361477×10⁶$。

图6为本实用新型实施后得到的分离乙烯/乙烷新型的内部热耦合蒸馏塔的塔器。该结构在图5所示的结构的基础上，仅用3个换热器代替图5中热耦合区域的44个外部换热器，每个换热器的换热面积为166.844m²。其它的设计参数，如塔板数和压力均保持不变，即蒸馏塔的精馏段塔板数为54块，提馏段塔板数为44块，塔高为71.6855m，进料的预处理器是部分冷凝器，蒸馏塔的精馏段顶部压力为1977.46kPa，提馏段的顶部压力为600kPa。塔径变为2.49465m。

3个换热器的两端连接的位置：顶部换热器的a1连接在蒸馏塔精馏段的第1块塔板处，b1连接在提馏段第1块(即蒸馏塔的第55块)塔板处；中部换热器的a2连接在蒸馏塔精馏段的第1块塔板处，b2连接在提馏段的第13块(即蒸馏塔的第67块)塔板处；底部换热器的c连接在压缩机的出料和提馏段的最后1块(即蒸馏塔的第98块)塔板之间。图中热耦合区域的箭头表示热量传递的方向。

进料流量为988.034kmol/h的乙烯/乙烷混合物经过内部热耦合蒸馏塔的塔器分离后，蒸馏塔的塔顶出料是流量为824.04kmol/h、浓度为99.5mol％的乙烯，塔底出料是流量为163.994kmol/h、浓度为99.9mol％的乙烷。产品浓度均符合分离要求，冷凝器的负荷为0.68MW，压缩机做功为0.08MW。与常规蒸馏塔相比约节省了88.8％的能量。

内部热耦合蒸馏塔的操作费用为0.262037×10⁶$，设备费用为2.616879×10⁶$以及TAC为1.13433×10⁶$。比常规蒸馏塔以及图5所示的多换热器结构的TAC都要低，可见新型内部热耦合蒸馏塔的塔器虽然相比于常规蒸馏塔增加了一定的设备投资，但由于节省了能耗，显著降低了操作费用，所以总体上节省了投资，并且所增加的那部分设备投资回收时间仅需0.169年，即62天的时间。

例2：利用本实用新型实施后得到的内部热耦合蒸馏塔的塔器分离苯/甲苯二元混合物。一个等摩尔组成的苯和甲苯二元混合物分离成99.5mol％的苯和99.5mol％的甲苯两股物料。

图7为分离苯/甲苯的常规蒸馏塔，该塔有40块塔板，塔高29.26m，塔径1.994m，进料位置为第21块塔板，进料板以上为精馏段，进料板以下为提馏段。进料F＝500kmol/h，经分离后塔顶出料为250kmol/h，苯的浓度为99.5mol％，塔底出料为250kmol/h，甲苯的浓度为99.5mol％，达到了产品分离的要求。此时，塔顶冷凝器的回流比为1.42414，冷凝器负荷为5.05MW，塔底再沸器的负荷为5.05MW。操作费用为1.4472×10⁶$，设备费用为1.21797×10⁶$以及TAC为1.85319×10⁶$。

图8为本实用新型所提供的分离苯/甲苯的普通内部热耦合蒸馏塔的塔器。蒸馏塔的精馏段和提馏段的塔板数均为16块，塔高为23.4075m，塔径为1.80923m，进料的预处理器是预热器。蒸馏塔的整个精馏段与整个提馏段之间进行热量交换，热耦合区域(图中10所示的区域)共有16个外部换热器，每个换热器的换热面积为10m²。蒸馏塔的精馏段顶部压力为718.853kPa，提馏段的顶部压力为101.3kPa。

进料流量为500kmol/h的苯/甲苯混合物经过内部热耦合蒸馏塔的塔器分离后，蒸馏塔的塔顶出料是流量为250kmol/h、浓度为99.5mol％的苯，塔底出料是流量为250kmol/h、浓度为99.5mol％的甲苯.产品浓度均符合分离要求，再沸器的负荷为2.0835MW，压缩机的轴功为0.256MW.与常规蒸馏塔相比约节省了43.5％的能量.塔的操作费用为0.148299×10⁶$，设备费用为1.218619×10⁶$以及TAC为0.554504×10⁶$。

图9为本实用新型实施后得到的分离苯/甲苯的新型内部热耦合蒸馏塔的塔器的设计。该结构在图9所示的结构基础上，仅用3个外部换热器代替图9中热耦合区域的16个外部换热器，每个换热器的换热面积为51.0509m²。其它的设计参数，如塔板数和压力均保持不变，即蒸馏塔的精馏段和提馏段的塔板数均为为16块，塔高为23.4075m，进料的预处理器是再沸器，蒸馏塔的精馏段顶部压力为718.853kPa，提馏段的顶部压力为101.3kPa。塔径变为1.8077m。

3个换热器的两端连接的位置：顶部换热器的a1连接在蒸馏塔精馏段的第1块塔板处，b1连接在提馏段第1块(即蒸馏塔的第17块)塔板处；中部换热器的a2连接在蒸馏塔精馏段的第1块塔板处，b2连接在提馏段的第16块(即蒸馏塔的第32块)塔板处；底部换热器的c连接在压缩机的出料和提馏段的最后1块(即蒸馏塔的第32块)塔板之间。图中热耦合区域的箭头表示热量传递的方向。

进料流量为500kmol/h的苯/甲苯混合物经过内部热耦合蒸馏塔的塔器分离后，蒸馏塔的塔顶出料是流量为250kmol/h、浓度为99.5mol％的苯，塔底出料是流量为250kmol/h、浓度为99.5mol％的甲苯。产品浓度均符合分离要求，再沸器的负荷为2.0835MW，压缩机的轴功为0.255MW。与常规蒸馏塔相比约节省了43.6％的能量。

内部热耦合蒸馏塔的操作费用为0.147991×10⁶$，设备费用为0.979574×10⁶$以及TAC为0.474516×10⁶$。比常规蒸馏塔以及图9所示的多换热器结构的TAC都要低，可见新型内部热耦合蒸馏塔的塔器相比于常规蒸馏塔不仅节省了能耗，显著降低了操作费用，而且减少了一定的设备投资。

图10为本实用新型所提供的分离苯/甲苯的内部热耦合蒸馏塔的塔器的基本控制方案。图中，1为蒸馏塔的精馏段；2为蒸馏塔的提馏段；3为压缩机；4为进料的冷凝器；5为节流阀；10所示的虚线部分为热耦合区域，热耦合区域的箭头为热量传递的方向。图中，TC为温度控制器，TT为温度检测器；G_I为补偿器。

温度检测器连接的位置：a连接在精馏段的第6块塔板处，b连接在精馏段的第18块塔板处，c连接在提馏段的第1块塔板处，即内部热耦合蒸馏塔的第25块塔板处，d连接在提馏段的第9块塔板处，即内部热耦合蒸馏塔的第33块塔板处。

通过以上所述的两个具体实施例子，对本实用新型的目的、技术方案和有益效果作了进一步的说明。应当指出的是，以上所述仅为本实用新型的具体实施例子而已，它们并不用于限制本实用新型。凡在本实用新型的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换和改进等，均应包含在本实用新型的保护范围之内。

Claims

1.一种内部热耦合蒸馏塔的塔器，包括通过管道相互连接的精馏段、提馏段、预处理器、压缩机和节流阀；其中：进料的预处理器与提馏段的第一块塔板相连；提馏段顶部通过压缩机与精馏段底部相连；精馏段底部通过节流阀与提馏段的顶部相连；其特征在于：还包括连接在精馏段与提馏段之间的三个换热器，三个换热器分别是顶部换热器、中部换热器和底部换热器；

顶部换热器的一端连接在精馏段的第一块塔板，另一端连接在提馏段的第一块塔板；

中部换热器的一端连接在精馏段的中部塔板，另一端连接在提馏段的中部塔板；

底部换热器的一端连接在精馏段的最后一块塔板，另一端连接在提馏段的最后一块塔板；

三个换热器的另一种连接方式为：

顶部换热器的一端连接在精馏段的顶部出料，另一端连接在提馏段的第一块塔板；

中部换热器的一端连接在精馏段的顶部出料，另一端连接在提馏段的中部塔板；

底部换热器的一端连接在压缩机的出料管道，另一端连接在提馏段的最后一块塔板。

2.根据权利要求1所述的一种内部热耦合蒸馏塔的塔器，其特征在于：当精馏段的塔板数大于提馏段的塔板数时，底部换热器一端连接在提馏段底部的最后一块塔板，另一端连接在与提馏段底部的最后一块塔板的塔板数相对应的精馏段的塔板，此时位于底部换热器和顶部换热器之间的精馏段的塔板数与整个提馏段的塔板数相等；

当提馏段的塔板数大于精馏段的塔板数时，底部换热器一端连接在精馏段底部的最后一块塔板，另一端连接在与精馏段底部的最后一块塔板的塔板数相对应的提馏段的塔板，此时位于底部换热器和顶部换热器之间的提馏段的塔板数与整个精馏段的塔板数相等。