精馏节能

精馏节能（精选7篇）

精馏节能 篇1

在化工生产过程中,分离是非常重要的一个过程单元,它直接决定了最终产品的质量和收率,工业生产中占据着主导地位的分离方法就是精馏,精馏是利用混合物中各组分挥发度的不同利用能量进行分离的操作单元,具有独特的优势[1]。据估计,化工过程中40%~70%的能耗用于分离,而精馏能耗又占其中的95%[2]。因此随着世界能源的日益短缺,精馏过程一直是研究者节能挖潜的热点对象,它的每一个进展都会带来巨大的经济效益。

多年来,人们已采用了多种方法和手段对精馏过程进行节能降耗的研究,按照流程是否改变及是否利用过程技术可以将其分为三类:①利用过程技术对精馏塔的操作条件进行优化,以减少精馏塔所消耗的能量,如以产品物流预热进料、增加塔板数、减小回流比、增设中间再沸器和中间冷凝器等;②开发了许多高效节能的特殊精馏工艺流程,如热泵精馏、热偶精馏、多效精馏等;③改进精馏塔的保温材料和开发高效的塔板类型和填料。由于第三类没有利用过程技术,本文只对前两类节能方法进行综述。

1 过程技术节能

1.1 操作条件优化节能

该方法主要是利用模拟软件对精馏过程的操作条件进行研究,精馏塔的主要操作条件包括操作压力、操作温度、塔板压降,进料位置及温度、理论板数、回流比以及回流温度、塔顶塔底采出量、关键组份的清晰分割程度,塔顶塔底热负荷等等,除塔的操作压力一般是给定的(在设计双效流程除外),其它的都可以作为操作变量,通过灵敏度分析、设计规定或者优化技术来确定满足分离任务的最佳值,以获得最小的冷凝负荷和再沸器热负荷,从而使精馏塔能耗最少。

目前由于通用模拟软件的商品化程度的提高,大型化工企业的操作基本上在最佳条件下进行,一些中小型化工企业的精馏操作还有待于进一步优化。

1.2 中间换热节能

对于塔顶塔底温度差别比较大的精馏塔,可以通过增加中间换热器的方式来节省或回收热量(冷量)。中间换热的方式有两种:中间冷凝器和中间再沸器。对塔底再沸器来说(以塔底再沸器为基准),中间冷凝器是回收热量,中间再沸器是节省热量;而对于塔顶冷凝器来说(以塔顶冷凝器为基准),中间冷凝器是节省冷量,中间再沸器是回收冷量[3]。

中间冷凝器和中间再沸器的负荷如果比较大,塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷会降低,这样会导致精馏段回流比和提馏段蒸汽比(气相回流比)减少,回流比的减少,应当相应增加塔板数,才能保证产品的分离纯度,从而使设备投资费用增加。

图1描述了这两种中间换热方式的示意流程:如果精馏塔在塔下方温度分布存在显著的变化,则可设中间再沸器使用低品位热源,以减少主再沸器高品位热量消耗,但中沸器下方塔板分离能力被削弱;当塔上部的温度分布若存在显著的变化时,则可设中间冷凝器,采用较低品位的冷剂,减少主冷凝器高品位冷剂的用量,以减少能耗,但其上方的塔板的分离能力有所下降。

将中间换热方式归类于过程技术节能,是因为原来的精馏塔没有变化,只不过增设的中间换热改变了操作线斜率,利用了低品位能源。在分离任务一定的情况下,常规精馏塔塔釜再沸器的供热量等于设有中间再沸器的精馏塔塔釜再沸器与中间再沸器供热量之和。设置中间再沸器前后,所需要的总的热负荷不变。只是在设置中间再沸器后,部分热量可以采用低于塔底再沸器的廉价的废热蒸汽提供,塔的热能有效降级,这使得热效率提高。对于给定的精馏塔,通过合理设置和使用中间再沸器,可以提供最大的热效率、达到最大的节能效果[4]。

2 特殊精馏工艺节能

2.1 热泵精馏[5,6,7]

热泵精馏就是靠补偿或消耗机械功,把精馏塔塔顶低温处的热量传递到塔釜高温处,使塔顶低温蒸汽用作塔底再沸器的热源。

2.1.1 热泵精馏的类型

根据热泵所消耗的外界能量不同,热泵精馏可分为蒸汽加压方式和吸收式两种类型。蒸汽加压方式热泵精馏分蒸汽压缩机方式和蒸汽喷射式两种。

蒸汽压缩机方式考虑到冷凝和再沸器热负荷的平衡以及便于控制,在流程中往往设有附加冷却器和加热器。按照流程的不同,蒸汽压缩机方式又可分为间接式、塔顶气体直接压缩式、分割式和塔釜液体闪蒸再沸式等4种流程。其中间接式热泵精馏流程利用单独封闭循环的工质(制冷剂)工作,塔顶气体直接压缩式是以塔顶气体作为工质的热泵;分割式热泵精馏流程分为上下两塔:上塔类似于常规热泵精馏,只不过多了一个进料口;而下塔类似于常规精馏的提馏段即蒸出塔(或汽提塔),进料来自上塔的釜液,蒸汽出料则进入上塔塔底;闪蒸再沸是热泵的一种变型,它直接以塔釜出料为冷剂,经节流后送至塔顶换热,吸收热量蒸发为气体,再经压缩升压升温后,返回塔釜。

蒸汽压缩机方式适用于下述系统:①塔顶和塔底温差较小的场合,只要塔顶和塔底温差小于36℃,就可以获得较好的经济效果;②被分离物质的沸点接近,分离困难,回流比高,因此需要大量蒸气的场合;③在低压运行时必须采用冷冻剂进行冷凝,为了使用冷却水或空气作冷凝介质,必须在较高塔压下分离某些易挥发性物质的场合。

蒸汽喷射式热泵是提高低压蒸汽压力的专门设备,其原理是借助高压蒸汽(驱动蒸汽)喷射产生的高速汽流,将低压蒸汽的压力和温度提高,而高压蒸汽的压力和温度降低。低压蒸汽的压力和温度提高到工艺能使用的指标,从而达到节能的目的。

采用蒸汽喷射泵方式的热泵精馏具有如下优点:①新增设备只有蒸汽喷射泵,设备费低;②蒸汽喷射泵没有转动部件,容易维修,而且维修费低;③吸入蒸气量偏离设计点时发生喘振和阻流现象。这点与蒸汽压缩机相同,但由于没有转动部件,就没有设备损坏的危险。

蒸汽吸收式热泵精馏由吸收器、再生器、冷却器和再沸器等设备组成,常用溴化锂水溶液或氯化钙水溶液为工质。精馏塔的冷凝器也是热泵的再沸器。

吸收式热泵按照机内循环方向的不同可分为:冷凝器压力大于蒸发器压力的第一类吸收式热泵(Ⅰ型) 和蒸发器压力高于冷凝器压力的第二类吸收式热泵(Ⅱ型)。第一类吸收式热泵需要高温热源驱动,但不需要外界冷却水,热量能得到充分利用,主要应用于产生热水;第二类吸收式热泵可利用低品位热能直接驱动,以低温热源与冷却水之间的温差为推动力,可产生低压蒸汽。

2.1.2 热泵技术应用需注意的几个问题

热泵技术以其高效节能的特性,得到了普遍应用,但并非任何条件下都适宜采用热泵技术,应从以下几个方面进行可行性判定:

(1)是否存在优质的热源,通常热源应温度较高,稳定量大,与热泵设置点距离较近,且不具有腐蚀性,不易结垢,对设备磨损较小;

(2)是否有合适的用热需求,应根据所采用的热泵类型,确定合适的供热温度,使热泵系统经济性较好;

(3)运行成本是否低。由于供热方式的改变,相应增加了其它消耗,应探讨是否具有经济效益,一般热泵节能率达30%以上时,才能比锅炉供热成本低;

(4)还应当注意采用热泵技术后,是否对原系统产生其它影响,如意外故障的应变性、负荷变化时的适应性,以及系统整体的热量平衡等。

2.2 热偶精馏[8,9,10,11,12,13,14]

热偶精馏由于既节能又节省设备投资引起了人们的广泛关注。最早的热偶精馏是50年前由Petlyuk提出的,研究发现热偶精馏比常规精馏过程节能至少30%以上,但受当时的技术条件所限而难以工业化。近年来,随着对节能要求的提高,且由于控制技术的提高,热偶精馏方面的研究又趋于活跃,一些大公司已将其中的分隔壁精馏塔工业化。本文主要介绍热偶蒸馏的特点以及各种流程和应用现状,以期促进我国对该项技术的研究和应用。

热偶精馏主要用于三组份混合物分离或将混合物分为三种产物, 可分为以下几种形式[5,6,7,8,9,10,11,12,13,14]:①侧线蒸馏塔, 由主塔和侧线蒸馏塔组成;②侧线提馏塔,由主塔和侧线提馏塔组成:③ 完全热偶精馏, 最早由Petlyuk 提出, 故又称为Petlyuk 蒸馏塔,由主塔和预分馏塔构成,预分塔的作用是将混合物进行初步分离, 轻关键组份全部由塔顶分出,重关键组份完全由塔釜采出,中间组份在塔顶、塔底之间分配,主塔的作用则是对预分塔塔顶和塔底的物料进一步分离, 得到符合要求的产物;④立式隔板塔(图2),在塔内部采用立式隔板将塔从中间隔开分成两部分,这一结构从本质上可认为是将petlyuk 蒸馏塔的主塔和预分塔组合于同一塔内。对于某给定的物料,隔板塔精馏和常规精馏流程相比需更小的回流比,增大了操作容量,节能最高可达到60%以上,可省设备投资30%。隔板塔精馏塔能广泛地应用于石油精制、石油化工、化学品及气体精制。

热偶精馏塔节能的主要原因有两点:①热偶精馏塔较好地解决了中间组分在塔内的再混合问题;②热偶精馏预分塔进入主塔的物料, 其组成能够较好地和主塔进料板上的组成相匹配,符合最佳进料板的要求。

热偶精馏流程并不适用于所有化工分离过程,它的应用有一定的限制,这是因为,虽然此类塔从热力学角度来看具有最理想的系统结构,但它主要是通过对输入精馏塔的热量的“重复利用”而实现的。当再沸器所提供的热量非常大或冷凝器需将物料冷至很低温度时,此工艺会受到很大限制。

此外,热偶精馏流程对所分离物系的纯度、进料组成、相对挥发度及塔的操作压力都有一定的要求:

①产品纯度:热偶精馏流程所采出的中间产品的纯度比一般精馏塔侧线出料达到的纯度更大,因此,当希望得到高纯度的中间产品时,可考虑使用热偶精馏流程。如果对中间产品的纯度要求不高,则直接使用一般精馏塔侧线采出即可。

②进料组成:若分离A、B和C三个组分,且相对挥发度依次递增时,采用该类塔型时,进料混合物中组分B 的量应最多,而组分A和C在量上应相当。

③相对挥发度:当组分B是进料中的主要组分时,只有当组分A 的相对挥发度和组分B的相对挥发度的比值与组分B的相对挥发度和组分C的相对挥发度的比值相当时,采用热偶精馏具有的节能优势最明显。如果组分A和组分B(与组分B和组分C相比)非常容易分离时,从节能角度来看就不如使用常规的两塔流程了。

④塔的操作压力:整个分离过程的压力不能改变。当需要改变压力时,则只能使用常规的双塔流程。

2.3 多效精馏[15,16,17,18]

多效精馏是以多塔代替单塔,各塔的能量品位级别不同,品位较高的塔排出的能量用于品位较低的塔,从而达到节能的目的。

多效精馏的工艺流程根据加热蒸汽和物料的流向不同,可分为平流、顺流和逆流三种;按效数可分为两效(双效)、三效、四效……等,最常见的是两效(双效)。

双效精馏是把原来的一个精馏塔分成两个分别在不同压力操作下的塔,通过两效之间的压力不同,使前一效的冷凝器与后一效的再沸器相匹配。与普通精馏塔精馏相比,双效精馏可以充分利用冷热剂固有温差,减少传热的不可逆性,减少公用工程消耗,但同时增加了设备费用。双效精馏的4种基本类型即:

(1)平流型:原料被分成大致均匀的两股分别送入高、低压两塔中,其中以高压塔塔顶蒸汽向低压塔塔釜提供热量,两塔均从塔顶、塔釜采出产品。

(2)顺流型LGH型:流程从高压塔进料,高压塔塔顶产品作为低压塔进料,两塔塔釜均采出产品,而塔顶产品全由低压塔塔顶采出。

(3)顺流HGL型:此流程也只从高压塔进料,高压塔塔底产品作为低压塔进料,两塔塔顶均采出产品,塔底产品只从低压塔采出。

(4)逆流型:所有原料都进入低压塔,其塔底采出作为原料送入高压塔,两塔塔顶均有产品采出,而塔底只有高压塔有产品采出。

3 我国精馏过程节能现状与趋势

近年来,由于能源的短缺,精馏过程节能的技术开发和应用研究非常活跃。

一方面随着计算机技术与软件的发展,大型化工软件商业化越来越多,静态模拟软件如Aspen,proII等已成为化学工程师的基本设计与优化工具,动态模拟软件如gPORMS以及研究物体流动性能的CFD等软件也开始在一定范围内风行,这都在一定程度上促进了人们对精馏操作的规律性认识和本质认识,有利于对精馏过程的节能研究。

另一方面,各类特殊精馏工艺的技术日趋成熟,开始在工业过程中获得实际应用,如热泵精馏在处理丙烯-丙烷系统,乙苯-对二甲苯过程中获得广泛应用,在丁二烯系统中的热偶精馏的运用等,都取得了良好的节能效果。

我国在精馏过程节能的理论研究和技术开发与应用方面与国外都存在着比较大的差距,国外现在已开展对多种方式相结合的节能研究[19],国内尚未见有报导,尤其在工业实用方面差距明显,这也与我国工业生产中的工艺技术水平整体比较落后有关,如对热偶精馏中的分隔壁精馏塔的研究。迄今为止,至少有40套分隔壁精馏塔进行商业运行,大部分属于德国的BASF公司,主要用于分离中间产物含量高的三元混合物。而我国目前尚未见有隔板塔的工业应用报导。因此我国应该加强节能技术的应用研究,尤其是对当前最具前途的隔板精馏塔的应用研究。

4 结论

精馏过程在化工单元操作中由于能耗大,节能潜力高而倍受关注,本文总结了精馏过程主要的节能技术,对各类技术的类型、优缺点和适用范围进行了综述,对化学工程师在进行精馏过程的设计和优化时有一定的指导意义,并指出了当前节能技术开发研究的重点。

摘要：本文总结了精馏过程主要的节能技术,按照流程是否改变及是否利用过程技术对各类技术的进行分类,即过程技术节能,特殊精馏工艺和精馏塔高效材料等类型,对各个类型的主要节能方法、优缺点和适用范围进行了综述,并介绍了我国精馏过程的节能现状与趋势。

关键词：精馏过程,节能,热偶精馏,热泵精馏,中间换热器

化工精馏节能技术研究 篇2

1 化工精馏节能的原理

化工精馏节能的原理如下:在进料后, 塔底的再沸器将提供热量, 以此实现塔底物料的气化, 此后, 塔板促进了液体物料的传质传热, 再借助轻重组分实现了气化与冷凝, 在此基础上, 促进了分离的实现。在塔顶部分的气体, 借助冷凝器实现了冷凝, 此时塔顶将采取一定的产品, 而其余部分则会返回塔顶。在实际的化工生产过程中, 塔顶冷凝器消耗了蒸汽的热量, 塔底再沸器提供了热量。对于塔顶蒸汽冷凝热的高效利用, 可以实现能耗的降低与生产效率的提高, 进而节能与高效生产的目标也将达成[1]。

当前, 化工精馏节能的流程主要分为三种分别为热偶精馏流程、多效精馏流程与热泵精馏流程等。在科学技术的支持下, 我国化工企业生产根据自身的实际需求, 对节能精馏流程进行了广泛的应用, 同时也促进了其类型的增多, 在此基础上, 保证了化工企业生产的高效性、稳定性与可持续性。

2 化工精馏节能的技术

2.1 操作条件的完善

精馏塔的操作条件主要包括操作压力、操作温度、塔板压降、理论板数、进料位置与塔顶塔底采出量及热负荷等, 其中操作压力是固定的数值, 而其他条件要以实际的需求为依据进行灵活的操作。关于分离值的最佳状态, 它是由灵敏度分析、技术优化与设计规定共同决定的, 在此基础上, 实现了对相关负荷的获取, 进而促进了精馏能耗节约目标的达成。

2.2 换热器的安装

通常情况下, 精馏塔的顶部与底部存在较大的温差, 此时要借助换热装置, 在换热器安装后, 使冷热量二者保持了均衡。同时换热器的增设, 使操作线斜率得到了改变, 此时对于低品位的能源也能够进行利用。

如果精馏塔顶部的温度变化较为明显, 此时可以在塔板间增设冷凝器, 其中的冷源可以为低品位冷剂, 在此基础上, 实现了高品味冷剂使用量的减少, 进而控制了主冷凝器的能耗, 但此方法减弱了塔板的分离能力;如果精馏塔底部的温度变化较为明显, 此时可以在塔板间增设再沸器, 在此基础上, 主塔再沸器的高品味热量消耗得到了控制, 精馏塔中的热能也得到了降低, 同时提高了热效率, 促进了最佳节能效果的实现, 此方法拥有良好的节能效果, 但削弱了下方塔板的分离能力[2]。

例如:在乙烯精馏塔中增设再沸器, 其中提馏段的总热符合提高了30%, 此时的能耗节约达到了17%。

2.3 多塔精馏的优化

关于多塔精馏的优化主要体现在分离序列方面, 通过操作实验可知, 在精馏阶段要对相关的组分进行去除, 主要是由于这些组分极易腐蚀系统或者使其结焦, 此后, 对于后续设备材质的要求有所降低, 同时也提高了操作的稳定性。具体的优化内容如下:

对进料进行划分, 使其成为两股流, 每股的分子数量相同, 对于塔顶、塔底的分馏比例分别为50%;对产品进行回收, 主要的依据为塔顶产品的挥发度, 其顺序为递减;对物系进行分离, 如果各组的分沸点具有较大的差距, 而组分条件为冷冻条件, 此时在系统中的组分数量要保持最小值, 其中最后组分的应为挥发度在1左右的, 同时最后分离的应为较高产品纯度要求的组分。

对于精馏程序而言, 为了实现操作费用的节约可以选用热集成技术, 而非无热集成的技术, 前者可以节省50%的费用, 因此, 搭系热集成技术是重要的, 与单塔相比, 前者的优化效果更加显著, 在分离过程中对能耗的影响相对较少。通过上述技术的运用, 促进了精馏系统节能潜力的挖掘, 因此, 多塔精馏的优化措施得到了广泛的研究。

2.4 多效精馏的运用

多效精馏的运用主要是对原料进行划分, 使其成为相等的多股以此进料, 同时, 对每股进行压力的送入, 此时精馏塔将接受依次递增的压力, 而塔的操作温度则成为递减趋势。在此基础上, 如果塔的压力与温度均相对较高, 此时的塔顶蒸汽则会向较低塔再沸器进行供热, 而供热塔自身也会实现冷凝, 在循环过程下, 再沸器与冷凝器的能耗均会不断减少, 在此系统中, 供热仅提供给第一个高压塔即可, 此时系统便可以保持正常的工作, 而该塔的能耗为1/N。

例如:在三个塔串中, 此时利用的技术为三效精馏, 其能耗与原能耗相比为1:3, 节能的幅度接近了70%, 其节能效果是显著的。

多效精馏技术在运用过程中, 在效数增加的基础上, 蒸汽用量与能耗均会得到减少, 但效数的增多, 使设备的投资费用有所增多, 同时, 受一定因素的影响, 主要源于第一级加热蒸汽压力与最后一级的冷却介质种类, 在此基础上, 操作的难度较大。通常情况下, 单效转为双效的设备, 其节能可达到50%, 双效转为三效的设备, 其节能可达到17%, 三效转为四效, 其节能可达到8%, 根据数据可知, 多效精馏随着效数的增多, 其节能效果在逐渐下降。因此, 在工业生产过程中, 主要采用的为双效精馏, 此时的工艺流程分为三种, 分别为平流、顺流与逆流, 三者划分的依据为加热蒸汽与物流流向[3]。

2.4.1分离效果的提升

根据相关的实验可知, 分离效率直接影响着能耗的降低、节能减排的实现与产品质量的提高, 因此, 要采取必要的措施促进分离效果的提升, 在此基础上, 企业的综合效益才能够得到保障。化工精馏过程中, 要注重分离设备的选择, 主要有新型的填料设备与高效的导向筛板等, 此设备能够促进分离效率的进一步提高, 还能够降低精馏塔的操作回流比, 进而实现了能耗的有效控制。分离效率的提高是化工产品质量提高的可靠保障。

3 化工精馏节能的发展

节能蒸馏塔的发展是必要的, 它满足了节能环保的要求, 在保证产品质量的基础上, 最大限度的减少了能源的损耗。精馏操作流程受诸多因素的影响, 在对其研究过程中, 为了实现能量消耗的降低, 采取了相应的措施, 具体内容有:填料的转换, 由高效、整齐填料取代了普通的材料, 同时对再沸器与冷凝器的传热效果进行了提升, 并且还改进了精馏塔的进料, 在其中增设了再沸器或者冷凝器, 还采用了热泵技术, 最后有效利用了多效精馏技术与特效精馏技术。在节能型精馏流程建立后, 要对相关的工艺进行改进, 并对于示范装置进行研发, 以此促进其工业推广[4]。

化工精馏技术在不断优化与创新, 促进了化工生产效率的提高, 保证了其产品的质量。但对其研究不足, 应用也不够全面, 造成此情况的原因主要有实际生产的经验较少, 对于此技术的相关资料支持不足, 同时还欠缺专业的示范装置, 最后节能精馏的程序较为复杂, 企业对其应用的主动性与积极性不足。为了有效转变此局面, 增加化工企业对节能精馏技术应用的自主性, 减少我国化工生产的能耗, 并保证我国节能减排目标的达成, 要采取以下措施:化工企业要建立了优化的流程系统, 如:模拟分析系统与专家系统等, 以此指导化工企业分馏工作的有序与高效开展;同时, 化工企业要进行积极的联合, 构建工业化示范装置, 促进企业间信息的沟通与交流, 以此推动精馏应用技术的提高。

4 结语

综上所述, 本文主要研究了化工精馏节能技术, 阐述了其原理, 重点分析了其各个技术, 并根据精馏技术发展中存在的问题, 提出了解决的对策, 相信, 化工企业的精馏技术应用将更加高效。

参考文献

[1]杨兆娟.乙醇—水精馏节能技术分析[N].青海大学学报 (自然科学版) , 2011, 03:8-11.

[2]陈建宁.基于遗传算法的多效精馏节能技术研究[D].福州大学, 2014.

[3]高维平, 杨莹, 张吉波, 刘艳杰.化工精馏高效节能技术开发及应用[N].吉林化工学院学报, 2013, 03:1-5.

连续精馏过程节能的探讨 篇3

1连续精馏操作的原理及操作流程

1.1连续精馏操作的原理

精馏是多级分离过程,即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程[2],因此,可使混合液几乎完全分离,精馏的操作原理可用气液平衡相图说明,如图1所示。

在一定气压下,将浓度为x1 、温度为t1 的溶液加热,当达到泡点温度t2 时,液体开始沸腾,产生的蒸汽浓度为y1 , y1 与x1 平衡, 而且y1 > x1。如继续加热,且不从物系中取走物料,当温度升高到t3 时,则在共存的汽、液两相中,液相的浓度为x2 , 蒸汽相的浓度为与x2 成平衡的y2 , 且y2 > x2。若再继续升高温度达t4 时,液相完全汽化,而在液相消失前,其浓为x3 ,液相完全汽化成蒸汽后,则气相浓度y3 与溶液的最初浓度x1 相同。若继续加热至t5 蒸汽成为过热蒸汽,随着温度升高,浓度保持不变。自J 点向上至H点的这一阶段,是使溶液汽化的过程,称为部分汽化的过程。若继续加热到H点或H点以上,则称为全部汽化过程。显然,只有用部分汽化的方法,才能从溶液中分离出具有不同浓度的蒸汽,而且其中所含易挥发组分较多,也即部分汽化能起一定的分离作用。而完全汽化则不能使溶液的浓度改变,起不到分离作用。反之也可从溶液的蒸汽出发,进行冷凝,此过程恰与上述汽化过程相反。

1.2连续精馏操作的流程图

典型的连续精馏过程如图2所示,原料送入精馏塔的进料版上与自塔上部下降的回流液体汇合后,逐板溢流最后流入塔底再沸器中。在每层板上,回流液体与上升蒸汽互相接触,进行热和质的传递过程。操作时,连续的从再沸器取出部分液体作为塔底产品即釜残液,部分液体汽化,产生上升蒸汽,依次通过各层塔板[3]。塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝,并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体,其余部分经冷凝器后被送出作为塔顶产品馏出液。

2连续精馏塔节能优化

连续精馏操作的节能优化目标是在保证产品质量的前提下,使回收率最高和能耗最低,即让整个精馏塔的总成本最低,总经济效益最大,可通过以下途径来实现此目标。

2.1选择适宜的回流比(R)

实际回流比总是介于全回流和最小回流比两种极限情况之间。回流比越小,净功率越小。 为此,应在可能条件下减小操作的回流比。塔径随R的增加而加大。因此,最优回流比反映了设备费用与操作费用之间的最佳权衡。据报道,曾对70个不同的烃类精馏塔计算 ,最优回流比一般在最小回流比的1.11～1.24倍[4]之间,一般在分离物系具有较大的相对挥发度或分离要求不很高的情况下,采用Ropt为Rmin的较小倍数,相反若物系的相对挥发度接近于l或分离要求很高,则采用的Ropt 要显著地高于Rmin在一般情况下,若在Ropt下操作,总费用大部分是加热蒸汽的费用,约占70%,而冷却水的费用只占百分之几。但当塔顶冷凝器温度低于大气温度时,即在低温冷凝时,冷冻费用便是主要的了。

对于已定的精馏塔和分离物系,回流比和产品纯度密切相关。为了确保得到纯度合格的产品,设计时有一定的回流余量,余量越大,能耗越高。对于回流设置较大的精馏塔,在不降低产品质量等级的条件下,只要降低回流量,即可降低塔底再沸器的能耗。

2.2采用多效精馏

多效精馏要求后效的操作压强和溶液的沸点均较前效的为低,因此可引入前效的二次蒸汽作为后效的加热介质,即后效的再沸器为前效二次蒸汽的冷凝器,仅第一效需要消耗蒸汽; 多效精馏中, 随着效数的增加,单位蒸汽的耗量减少, 操作费用降低[5]。

多效精馏的节能效果η与效数N的关系为

η =(N - 1)/N ×100%

但随着效数的增加,设备投资费用也相应增加,图3为多效精馏的效数与节能量和投资费用的关系,可以看出,由单效增至双效, 理论上可节省的一次蒸汽量50 % , 而从四效增至五效, 节能效果只增加5 % , 随着效数增加, 节能效果增加的越来越少,而装置的投资费用则越来越大;因此实际应用中,以双效节能居多[6]。

1.多效精馏的效数对节能量的影响;2.多效精馏的效数与负面影响的关系。

2.3设置中间再沸器和中间冷凝器

通常,精馏塔在温度最高的塔底再沸器加入热量,而在温度最毒最低的塔顶冷凝器出移除热量。这种操作的缺点是热力学效率低,操作费用高,采取在提馏段设置中间再沸器和在精馏段设置中间冷凝器,可以部分克服上述缺点,达到节能和节省操作费用的目的。这是因为精馏过程的热能费用取决于传热量好载热体的温度。在塔内设置中间冷凝器,可用温度较高,价格较低的冷却介质,是塔内上升蒸汽部分冷凝,这样可以减少塔顶低温冷却介质的用量。同理,在塔内设置中间再沸器,可利用温度较低的加热介质,使塔内下降液体部分汽化,从而可以减少塔底再沸器中高温加热介质的用量,采用中间冷凝器和中间再沸器对沸点大的精馏操作尤为有利[7]。

2.4 优化操作参数

上述方法大多是从工艺流程角度出发的,需要对现有生产装置进行改造,或改变生产流程,其实亦可从操作参数的角度出发进行节能研究。Henrion[8]针对进料流量的随机波动以及由此引起的进料罐随机约束,提出了基于随机约束控制方法,以达到降低能耗的目的。何大阔[9]根据基于数学机理模型和塔板操作水力学模型对苯连续精馏系统中进行建模同时建立塔系稳态过程优化模型,利用改进遗传算法进行优化计算,实现连续精馏塔系稳态操作优化。

3结论

综上所述, 降低精馏系统能耗的途径是多种多样的, 无论采用哪种措施, 均可取得一定程度的节能效果, 但最终评价则取决于经济效益。在多数情况下, 采用节能技术会使操作费用减小, 但增加了节能设备而使设备投资增大。所以最大限度地节能不一定是最经济的, 而且节能措施往往使操作变得更为复杂, 要求较高的控制水平, 这在应用节能技术时是不能忽视的, 必须综合权衡, 采取最佳方案。

参考文献

[1]周淑梅刘守强.建立环境管理体系,实现清洁生产[J].化工管理,2006,(05):38-99.

[2]薛美盛,祁飞,吴刚,等.精馏塔控制与节能优化研究综述[J].化工自动化及仪表,2006,33(6):1-6.

[3]夏清陈常贵.化工原理[M].天津:天津大学出版社,2007.

[4]赵风岭.精馏的节能途径[J].化学工程,1996,24(03):40-42.

[5]秦正龙,孟庆华.精馏过程的节能技术[J].节能,1997,(04):16-19.

[6]王桂云,张述伟,刘长厚.双效精馏节能影响因素的研究[J].节能技术,2007,(2):148-151.

[7]陈敏恒,丛德滋.化工原理[M].北京:化学工业出版社2002.

[8]HENR ION R,L I P M,LLER A,et al.Optimal Control of aContinuous Distillation Process under Probabilistic Constraints[M].Online Optimization of Large Scale Systems.Springer2Verlag,2001:497-518.

甲醇精馏过程节能降耗初探 篇4

1 两塔流程与三塔流程概述

1.1 两塔甲醇精馏流程分析

由合成工段制得的粗甲醇, 被送到粗甲醇贮槽中, 粗甲醇泵会将获得的粗甲醇原料送至预精馏塔中。预塔的主要作用是去除粗甲醇中混有的轻组分、诸如二甲醚等低沸点物质。对于部分从预塔塔顶回流罐中出现的液体, 在经过预塔回流泵后就会被送至预塔的上部, 同时为了阻止轻组分的过度累计, 其中一部分气体会从预塔二冷采出进入水洗槽洗涤然后去火炬。低压饱和蒸汽来为预塔提供正常工作所需的热量。最终富甲醇液中会包含水、乙醇以及其他的高级烷烃和高级醇, 借由预塔中的甲醇泵被送往常压甲醇精馏塔进行再次提纯。预塔塔顶和塔低的操作压力分别是0.07MPa和0.10MPa, 操作温度分别为77.6℃和84.4℃, 采用的是全回流方式进行操作。

在精馏过程中, 为了防止存在于粗甲醇中的酸性物质对设备产生腐蚀或者出现分解羰基物或者胺类的情况, 一般会在预塔进料泵进口设置管线, 经由加碱装置向粗甲醇中加入质量分数1~5%的Na OH溶液进行中和, 最终使甲醇液pH值在8~9。

常压塔顶的甲醇蒸汽在经过冷凝过后被送入常压塔回流槽中, 其中的大部分会被作为回流液再次回流到常压塔的顶部, 只有少部分的会被采出, 作为最终产品甲醇。常压甲醇塔底聚集的甲醇产品常常含有一些比甲醇更难挥发的、沸点比水低的杂质从常压塔侧线采出至杂醇槽。低压饱和蒸汽为常压塔工作提供所需的热量。常压塔塔顶和塔底的操作压强分别为0.01MPa和0.06MPa, 操作温度则为66.1℃和108.0℃。

1.2 三塔甲醇精馏流程分析

以下分别从预塔、加压塔和常压塔三个部分对三塔甲醇精馏流程进行分析。

1.2.1 预塔

由粗甲醇缓冲槽 (40℃, 0.5MPa) 来直接进料或由粗甲醇槽来的粗甲醇经预塔进料泵加压后, 进入粗甲醇预热器, 由蒸汽冷凝液加热至65℃左右, 送入预精馏塔。塔顶的甲醇蒸汽经过预塔冷凝器将大部分甲醇蒸汽冷凝下来送往预塔回流槽, 再由预塔回流泵打回流。预塔冷凝器未冷凝的部分低沸点组分及不凝气进入预塔第二冷却器冷却至40℃, 将其中绝大部分甲醇回收, 不凝气经预塔压力调节阀去排放槽。部分预塔轻馏分采至杂醇槽。预塔底由0.4MPa蒸汽经再沸器提供热量。为了防止粗甲醇中微量酸性物质腐蚀塔内件及促进胺类和羰基物的分解, 加入1~5%的烧碱液, 使PH值=8~9。预塔操作的条件为, 塔顶/塔釜压力和温度分别是0.020MPa/0.030MPa, 73℃/77℃。

1.2.2 加压塔

预塔塔底来的预后甲醇, 经加压塔进料泵加压后送至加压精馏塔。加压塔塔顶甲醇蒸汽进入常压塔再沸器作为常压精馏塔F2103的塔底热源, 甲醇蒸汽本身被冷凝成了液体后进入加压塔回流槽, 然后一部分由加压塔回流泵加压后回流至加压塔塔顶, 其余部分经精甲醇冷却器冷却至≤40℃作为产品送入精甲醇贮槽。加压塔塔底用0.5MPa蒸汽经再沸器提供热量。加压塔操作的条件为, 塔顶/塔釜压力和温度分别是0.55MPa/0.66MPa, 121℃/136℃。

1.2.3 常压塔

由加压塔塔底排出的甲醇溶液经减压阀调节后送至常压精馏塔。常压塔顶排出的甲醇蒸汽经常压塔冷凝冷却器冷却至≤40℃, 汽液混合物进入常压塔回流槽, 甲醇液体经常压塔回流泵加压, 一部分作为回流送入塔顶部, 其余部分作为产品采出。常压塔下部设有侧线采出, 由其排出杂醇油, 以降低常压塔下部高沸点物的富集浓度, 改善塔的操作。常压塔操作的条件为, 塔顶/塔釜压力和温度分别是0.005MPa/0.015MPa, 65.4℃/105℃。

2 三塔甲醇精馏节能降耗分析

三塔甲醇精馏节能流程同两塔相比大大降低了能耗。从回流来看, 三塔甲醇借助加压塔顶蒸汽冷凝过程中产生的热量被用于加热常压塔底再沸器中的含有部分难挥发杂质的甲醇也, 这就使得常压塔中的再沸器不需要再次使用蒸汽, 同时也让加压塔塔顶不需再设置冷凝器, 因而很大程度上降低了流程耗能, 在理论上三塔精馏获得的蒸汽消耗量比两塔精馏蒸汽能耗少了将近42%。

同时, 也应当注意到, 三塔甲醇精馏装置的投资较两塔而言精馏工艺步骤加多, 操作相对复杂, 对于操作人员的基本素质和控制仪表等方面提出了新的要求。考虑到成本和收益的问题, 一般而言, 生产规模在10万吨/年的甲醇装置以上的才适合使用三塔甲醇精馏装置。

3 合理安排三塔精馏装置以节能降耗

3.1 填料塔同板式塔比较

填料塔与板式塔各有优缺点, 对于此项十万吨的甲醇精馏项目而言, 使用填料塔更为合理。从生产能力上看, 填料塔在单位塔截面积生产能力上比板式塔高上许多。在分离效率上, 经过理论分析, 发现在常压和低压 (压力低于0.3MPa) 操作下, 填料塔比板式塔的分离效率高上5%左右。如果是在高压条件下进行操作, 板式塔的分离效率则略高于填料塔。在压力降上, 板式塔的压力降远远高于填料塔, 几乎能够达到其5倍, 因此相对而言, 填料塔的压力降比较低, 压降低的装置不仅能够降低实际操作的费用, 而且能够节约能耗, 产生的热蒸汽还能够回流被再次使用, 对于降低塔釜温度、加快精馏速率都有着重要的价值, 而且对于热敏物系的分离也有一定的帮助。

从操作弹性上说, 一般说来, 填料本身就会对气液负荷变化的适应件产生较大的影响, 因此塔内件的设置很大程度上决定了填料塔的操作弹性, 特别是液体分布器的设置。因而可以根据实际的具体情况, 选择相应的设计方法来确定填料塔的操作弹性, 对比而言板式塔的操作弹性受到了液沫夹带、塔板液泛以及降液管能力的约束, 操作弹性一般较小。从制造、结构和造价上看。一般说来, 填料塔的结构比板式塔的结构简单, 因此制造和维修也比较方便, 很大程度上降低了维修的费用, 但是填料塔的造价一般会高于板式塔。从实际操作中看, 板式塔的持液量大于填料塔, 持液量越大, 塔的操作也就越平稳, 从这个意义上说, 板式塔较填料塔而言更加容易操作。同时, 填料塔不适合侧线进料和出料的复杂情况, 而板式塔则容易实现。对于表面积较大的局性能填料, 填料塔容易出现堵塞的状况, 因此填料塔不能直接处理容易聚合或者含有悬浮物的物料。

3.2 塔板的性能和设置

目前有不少塔板供应商来推销自己的塔板的时候, 声称自己的塔板性能最好, 有些以塔板可以将常压塔排除的废水含醇量降低到25PPm之下作为推销的优势。其实这实际上一个错误的认识, 其实废水的含醇量只是作为塔的设计指标之一, 而不能用于评价塔板性能的优劣。从本质上说, 一切的塔板的计算方式都是一致的, 这也就是说任何一种塔板都可以通过适当的设计使其废水含醇量处于25PPm之下。一个设计良好的塔板应该是保证处理量大、效率高、能耗低这三点。在实际的过程中, 常压塔是混合塔, 上面塔板、下面填料。这种处理方法虽然使得废水含醇量大于25PPm, 但是能够减少蒸汽的消耗, 降低回流量, 同时如果想增加塔板数量, 也不会使得塔高增加。

4 小结

对两塔和三塔甲醇精馏流程进行了探讨, 分析了三塔甲醇精馏流程在节能减耗上有着很大的优势, 并且提出年产量达到10万吨甲醇的项目才应当考虑使用三塔精馏方式。然后从三塔精馏流程进行了节能减耗的探讨, 提出填料塔比板式塔有着许多优良的特性, 对于提高甲醇质量也有着重要的帮助, 塔板的设置不应该以废水含醇量来设置。

摘要：结合实际生产中年产十万吨焦炉煤气制甲醇项目, 对甲醇精馏过程中如何降低能耗进行了探讨, 认为合理安排、选择精馏工艺流程能够降低甲醇生产能耗, 大大提高甲醇企业的生产效益。

关键词：甲醇精馏工艺,工艺流程,节能降耗

参考文献

[1]张云玲, 王剑锋.甲醇精馏过程节能降耗初探孟旭光[J].化学工业与工程技术, 2013.

[2]吴声旺.甲醇双塔精馏和三塔双效精馏工艺应用比较[J].化学工程与装备, 2009.

[3]谢克昌, 房鼎业.甲醇工艺学[M].北京:化学工业出版社, 2010.

甲醇精馏过程节能降耗的研究 篇5

1 精馏技术的流程介绍

1.1 二塔精馏技术

二塔精馏技术出现比较早, 且在工业中的实际应用较多。所谓二塔就是预精馏塔和主精馏塔。甲醇合成系统获得的初甲醇产物送入预精馏塔, 然后在预精馏塔里去除物料混杂的低沸点、轻组分类物质, 剩下包含有水、甲醇、乙醇及高级醇、高级烷烃的富甲醇液, 这些液体通过预塔泵入主塔, 进一步提纯。

1.2 三塔精馏技术

所谓三塔即:预精馏塔、加压塔及常压塔。原料经过加压预热后, 进入预塔, 进行全回流操作;预塔加工后的原料, 再次加压塔原料泵入加压精馏塔处理后, 经过冷却器冷却到四十度及以下, 作为精甲醇流入常压塔, 最后采出成品。

1.3“3+1回收”精馏技术

“3+1”塔, 比三塔的设计要更为灵活, 也就是在三塔精馏的基础上, 增加一条回收塔侧线, 将常压塔的杂醇物质引入回收塔再次馏分。不但可以提高回收率减少甲醇提取的损失提高经济效益, 而且还能降低废水处理难度, 保护环境。

1.4 热泵精馏技术

热泵精馏技术就是将塔的顶部空气进行加热升温后, 以为底部再沸器提供热源。分为有加压和吸收式两种。在3×105Pa的时候, 比三塔的蒸汽消耗要多。所以, 沸器的温度大于三百度, 热泵精馏技术便不适用了。在1×106 Pa的时候比三塔的蒸汽消耗要少, 循环水的使用量也会减少很多。所以, 热泵精馏技术一般在温差较小的提取工艺里面比较适合使用, 且对于分离沸点较近的物质能够更好地节约成本。

2 节能降耗分析

2.1 精馏工艺能耗比较

二塔精馏技术与三塔精馏技术相比, 三塔精馏可以减少蒸汽的使用量, 三塔精馏比二塔精馏少一半的能耗。但是, 也并不是所有的甲醇生产都适合采用三塔精馏, 因为三塔精馏的成本比二塔精馏高, 所以一般一年的甲醇生产量可以达到十万吨以上的使用三塔精馏划算。热泵精馏比三塔精馏, 整体省一半以上的能耗, 但是成本要比三塔精馏更高。“3+1”塔则主要是将杂质引入回收塔进行再次分馏, 使原料可以充分利用回收, 当然, “3+1”的使用成本也比较高, 甲醇的年产量超过十万吨, 可以考虑使用。[1]

2.2 保证生产质量

精甲醇是甲醇精馏装置生产出的产品, 保证产品质量可以有效的减少资源浪费。只有精甲醇的成产质量达标, 才能满足市场的大量需求。在进行生产操作时, 各个生产步骤和生产指标要严格按照相关规定进行, 避免因产品质量问题造成产品不合格而出现大量的资源浪费, 同时还要定量加大或减少蒸汽加热量的方法, 避免大幅度的加减负荷。

2.3 稳定原料粗甲醇质量

在甲醇合成这一阶段会产出很多甲醇精馏的原料粗甲醇, 一旦合成系统操作时出现一些问题的话, 就会对合成生产的粗甲醇质量稳定带来一定的影响。对于控制塔的入口气体组成成分要进行严守把关, 当合成塔入口的气体组成中, 一氧化碳的含量增加, 粗甲醇中二甲醚及乙醇等高级醇的含量就会有所增加;当合成塔入口的气体组中, 二氧化碳含量的增加, 粗甲醇中的水分就会增大, 同时酸度也会增加。那么粗甲醇的品质就会有所下降, 甲醇精馏的分离难度也增大, 在精馏时为了保证产品的质量, 就需要进行提高回流比, 为这样, 就无疑增加了蒸汽耗量, 增加了精馏的能源消耗。所以, 稳定合成系统的运行情况, 从而稳定原料粗甲醇的质量。

2.4 控制精馏过程中的回流量比

回流比是精馏的重要操作参数之一。直接关系着塔内各层塔板上的物料浓度的改变和温度的分布, 对物料平衡和热量平衡都有影响。对于已经确定了甲醇产品相关标准的精馏设备来说, 回流比的大小对甲醇的质量和蒸汽消耗都有着很大的意义, 回流比太小的话, 甲醇原料液中的杂质组分很容易回流, 杂质就不好去除干净, 从而导致精甲醇的质量不合格;要是回流比太大, 蒸汽的消耗量将就会增加。回流比应根据塔的负荷和精甲醇质量进行调整。在保证精甲醇质量的前提下, 要想降低甲醇精馏蒸汽消耗, 可以去适当的降低回流比。在实际生产中, 先保证产品质量的前提下, 可以根据实际情况适当的先降低预塔和主塔的回流比, 以降低蒸汽的消耗。[2]

2.5 控制精馏系统内的压力

甲醇原料液从预塔出来进入加压塔升压后, 然后才可以再次进入精馏塔的进料段, 由回流泵进入精馏塔的甲醇液经过加压塔加压重新作为回流液加入到原料液中, 加压塔的不仅可以对蒸汽或回流液体进行加压, 还可以对加热后的蒸汽向精馏塔提供热量, 此时蒸汽的压力下降, 塔内的温度得以控制。塔底残液则通过常压塔控压再进入冷凝器冷凝进行回流, 倘若采出的精甲醇质量还是有问题, 可以依次循环提高回收率。

2.6 降低废水中甲醇含量

控制甲醇精馏废水中甲醇的含量主要是为了减小甲醇损失, 提高精馏的回收率。精馏生产运行中应加强监控, 需要控制好塔釜的温度, 把废水中的甲醇的含量管控好, 减小甲醇损失。在操作中, 当常压塔需要给气提塔进料时, 要提前进行适当的加蒸汽, 以保证热量平衡, 防止放空温度过高, 以此来减少甲醇的损耗。

3 结语

在精馏过程中, 要完善精馏装置各个操作环节的开启与停止装置。操作管理操作工人要在甲醇精馏操作方面也要做到细心、认真, 要有强烈的责任心和认真的工作态度, 严格控制原料液与采出液的甲醇质量、回流比以及系统压力, 这样就能节能降耗, 提高企业的经济效益。

摘要：本文介绍并分析了甲醇精馏的几种技术与工艺原理, 对甲醇精馏过程中如何在保证产品质量、降低甲醇损失、降低蒸汽消耗进行探讨, 以获取更好的经济效益。

关键词：甲醇精馏,节能降耗

参考文献

[1]姚国强, 王赵兴, 赵博.甲醇精馏节能降耗的工艺操作[J].西部煤化工, 2014, (01) :26-27.

有机硅生产精馏环节的节能探讨 篇6

关键词：有机硅,多塔精馏,优化工艺

化工生产中的分离过程扮演着非常重要的角色, 对产品的品质、收率、成本、三废的排放等有非常重要的影响。有机硅的精馏分离过程对有机硅生产尤为重要, 我们对有机硅生产的精馏环节进行研究, 寻求减少生产能耗, 降低企业生产成本的分离新工艺。

1 有机硅精馏工艺流程如图1:

多塔精馏工艺中温度和压力逐渐增高, 压力较高的塔器向压力低的塔器提供热量, 同时降低自身物料的温度, 较少低压塔器再沸器的热负荷和塔顶冷凝器的用水量, 具有非常明显的节能减排效果。但是塔器的增加提高了一次建造的投资, 实际节能效果也小于理论值。

为了进一步减少能源消耗, 可以对一甲塔、二甲塔进行技术改造, 将两塔串联使用, 成为一个联合的二元塔, 一甲塔顶部产出一甲、底部产出进入二甲塔, 然后在二甲中精馏分离, 二甲塔塔底产生二甲, 塔顶物料返回脱低塔釜。这样能将产品二甲的蒸汽单耗下降10%左右, 但改造前必须经过核算, 进料组分与二元塔的填料高度或塔板数必须满足产品提纯要求。

2 精馏塔操作条件的确定

2.1 选择适宜的回流比

回流比是精馏环节的重要参数, 当有机硅产出量一定, 降低回流比能够减少冷凝器的用水量, 同时也能够减少塔底再沸器的热负荷, 相应的操作费用也会降低。回流比减小, 净能耗也减小, 因此, 在条件允许的情况下我们可以减小回流比的值。

精馏塔分离环节添加DCS、PLC控制系统。塔内温度直接影响塔底产出的质量和塔顶物料的回流量, 对塔顶出料的成分要求高于釜底出料时, 或当塔底提馏段板上的温度不能很好地反映产品组分变化时, 则能够采用精馏段控制。精馏段温度也是衡量质量指标的间接指标, 它是以改变回流量作为控制手段的方案, 称为精馏段温控。

2.2 选择合适的操作压力

精馏塔的操作压力是影响有机硅精馏过程能耗的重要影响因素, 也是有机硅精馏过程的一个重要的操作参数。大多数物系的相对挥发度是随压力的降低而增大, 因此, 减小塔内压力可以使物系的相对挥发度增大, 平衡温度降低。所以, 在减压的情况下可以减小回流比, 来节省能量。同时减压精馏还能够使高沸点化合物在分离的过程中避免高价值的加热介质, 来减少传热面积, 节省投资。

2.3 选择合适的进料板位置

主要根据进料的组成来确定精馏塔的进料位置。进料位置选择在塔板物流的组成与进料组成最接近的那一层塔板上, 否则会因为组成差别较大导致塔板效率下降。被分离的物料进料位置不同, 就会导致物料混合后, 出现单塔处理进料的现象, 这也必将增加精馏过程的能耗。

3 设备节能

精馏塔维护工作不会产生直接的经济价值, 但是能够延长精馏塔的使用寿命。日常工作注重精馏塔和辅助装置的维护、检修, 也是防止高能耗的重要措施之一。建立物料输送泵联动系统, 通过进料泵、回流泵、循环水泵、冷冻盐水泵等安装变频控制装置, 根据物流进料量的变化, 自动调节电机功率。

降低精馏塔再沸器的设计裕量。由于再沸器调节阀的微小动作都会引起精馏塔内气液负荷的明显波动, 并且不易控制;且低负荷下凝液压力不足, 导致气液传质效率降低。因此, 在精馏塔设计过程中应该尽量减少再沸器的设计裕量, 从源头上节能减排。

通过对再沸器疏水系统的改造, 选择优良的蒸汽疏水阀, 防止热损失 (不能发生超标泄漏蒸汽的现象) ;再沸器工作效率要高, 疏水阀不能产生堵塞或类似的排量小的现象;降低疏水阀压力, 能够使热能得到重复利用, 降低单塔10%的蒸汽用量;回收的凝结水循环使用。

4 结语

鉴于有机硅精馏环节在生产工艺的重要意义, 同时为响应国家节能减排号召, 也为减轻企业生产成本, 有机硅分离节能已经有较多的研究。根据有机硅的种类、性质、产量选择适宜的精馏工艺、精馏塔最优操作条件和日常维护等能够很大程度上减少有机硅产业的能量消耗, 降低企业生产成本。

参考文献

[1]周艳霞.二甲基二氯硅烷浓酸与恒沸酸水解方法比较.广东化工2010, 8 (37) :91.

精馏节能 篇7

1 乙酸乙烯精馏工艺流程概述

乙酸乙烯精馏工段的流程一般分为三大系统, 粗分系统;乙酸乙烯精制及乙酸精制系统;回收系统。下面简单将主要原料及主要流程进行概述

1.1 主要原料

乙酸乙烯精馏工段的原料有很多种类, 这些种类一般为乙酸、乙酸乙烯、丁烯醛、乙酸甲酯、甲醇、二乙酸亚乙酯、乙醛、乙酸酐、乙炔以及丙酮等等其他的一些杂质。

1.2 简述粗分系统

所说的粗分系统, 通常分为几部分, 分别为精镏一塔、二塔、七塔和其他的附属设备。首先合成反应液逐渐进入到精馏一塔, 从塔顶馏出乙酸乙烯和乙醛, 为了尽可能的控制其中微量乙酸的含量, 当物料进入精馏七塔的时候, 塔釜物料是乙酸和乙酸乙烯以及其他一些物质, 这些材料流入精馏二塔。然后精馏二塔将输出的乙酸乙烯和乙酸不断分开, 塔顶和塔釜依次流出粗乙酸和粗乙酸乙烯。精馏七塔是最后的萃取精馏塔, 塔顶逐步加入蒸馏水, 塔顶的回收液再次流入精馏一塔, 塔釜萃取液流入后续的残渣回收系统。

1.3 简述乙酸精制系统及乙酸乙烯精制系统

所说的乙酸乙烯精制系统, 通常也可以分为几部分, 分别为精馏三塔及其他附属设备。从精馏二塔得到的粗乙酸流进精馏五塔, 在塔中的气相侧位置逐步采集乙酸, 塔顶的馏出物流入回收系统, 塔釜的残渣流进残渣回收系统;从精馏二塔得到的粗乙酸乙烯流进精馏三塔后, 从塔中的气相侧位置得到精乙酸乙烯, 塔顶及塔釜馏出物流进残渣回收系统。

1.4 简述残渣回收系统

残渣回收系统主要设备为残渣蒸发器, 残渣蒸发器的主要是将蒸出的粗乙酸蒸汽经冷凝后, 然后进入精馏五塔。

2 乙酸乙烯精馏工段的优化分析

根据各塔对其分离要求, 对乙酸乙烯精馏过程进行优化分析。

2.1 入料的位置分析

乙酸乙烯精馏的塔板数和回流比在不变的前提下, 我们对进料位置以及分离性能的分析会出现一些影响, 也就是一定产品纯度下, 能使再沸器热量输入最小的进料板, 称为最优进料板。

2.2 回流比的分析

乙酸乙烯精馏的回流比是一个非常重要是因素, 他主要影响塔顶塔底产品纯度以及再沸器热量输入等两个方面。如果回流比越来越大, 那么再沸器的热量输入也会越来越大。所以说, 我们要不仅保证铲平的一定纯度, 也要努力减少再沸器热量输入。

2.3 馏出比分析的注意问题

在保证产品纯度的情况下, 应尽可能提高产品产出量。

2.4 灵敏板分析的注意问题

在精馏过程中, 我们需要准确控制塔顶塔底产品的构成, 一般都间接的进行控制。由于塔压的存在, 精馏塔中的成分和温度都有较好的对应, 误差也比较小, 所以我们一般选用温度作为主要指标, 也属于间接控制指标。再沸器的热量可以进行调节, 通过调节其热量的输入, 仔细观察塔板温度分布变化, 从而进行有效控制。因此我们需要将感温元件安装在灵敏板上, 进料口处的灵敏板一旦预先发现进料的参数出现的问题, 可以及时采取多种调节手段, 稳定流出液的配合比构成。

3 乙酸乙烯精馏过程能量的利用

乙酸乙烯精馏过程中最重要的一个节能方法是能够充分回收其精馏过程中本身的能量, 其中包含热能和冷能, 这也是遵循着热力学第一定律的规则。我们最为常用的方法是回收物流的部分的能量。首先利用精馏塔中的热蒸汽对原材料进行预加热, 原材料能够充分吸收塔顶蒸汽的汽化潜热, 蒸馏塔顶的热蒸汽温度是非常高的, 如果我们要将其冷却, 又需要大量的冷能量, 这样就可以减少精馏系统中的能量损耗, 而且在冷却环节也能节省能量。当合成液以常温状态进入精馏一塔的时候, 我们要将其加温, 这样合成液就会带走精馏塔塔顶的一些热量, 所以利用塔顶蒸汽对其进行预热是非常必要的。乙酸精制塔塔顶蒸汽也同时得到了冷却, 也减少了精制塔冷凝器的冷却负担, 属于两全其美的做法。

4 结语

综上所述, 乙酸乙酯是一种非常重要的有机化工原料, 本文经过对乙酸乙烯精馏工艺流程、工段的优化分析以及精馏过程能量的利用, 着重对现有工业化的乙酸乙酯生产工艺提出了改进观点。

参考文献

[1]于伟民, 薛永强, 梁西良, 杜程.乙酸乙酯的精制方法[J].化学与黏合, 2005 (02) .

[2]刘劲松, 白鹏, 朱思强, 杨志才.反应精馏过程的研究进展[J].化学工业与工程, 2002 (01) .