精馏系统节能降耗（共7篇）
精馏系统节能降耗 篇1
精馏过程是分离液体均相混合物的单元操作,已成为石油炼制、石油化工和其它化工过程中应用最为广泛的传质单元操作过程。但精馏过程也是石油化工领域中能耗最大的单元操作之一,其能耗约占化工厂总能耗的三分之一,有时甚至更多。据统计,在美国精馏过程的能耗占全国能耗的3%,若从中节约10%,每年可节省5亿美元。我国炼油厂消耗的原油占其炼油量的8%～10%,其中很大一部分消耗于精馏过程[1,2]。显然,精馏过程的节能控制潜力很大,其效率的提高将会对化工过程和环境保护产生极大的影响,具有重要的意义。从上世纪70年代以来,研究者已经从热力学、操作原理等角度提出了大量的精馏节能的工艺流程,如多效精馏、热泵精馏及热偶精馏等方法[3,4,5],其中三效精馏因其高的节能率而引起学者的关注[6],但是由于其模拟计算和选择应用的复杂性,有关三效精馏的研究和应用还很少,更未见三效精馏节能规律的系统总结报道。
1 三效精馏流程
三效精馏按进料方向与操作压力梯度方向是否一致及进料的位置不同可划分为5种流程,即平流三效精馏、顺流三效塔釜进料精馏、逆流三效塔釜进料精馏、顺流三效塔顶进料精馏和逆流三效塔顶进料精馏,具体工艺过程分别如下:
a. 平流三效精馏。低压塔、中压塔和高压塔都有进料,高压塔的塔顶蒸汽作为中压塔塔底再沸器的热源,高压塔塔顶冷凝器与中压塔塔底再沸器合为一个设备,中压塔和低压塔亦如此,三塔的塔顶和塔底均有产品采出。
b. 顺流三效塔釜进料精馏。从高压塔进料,高压塔的塔顶蒸汽作为中压塔塔底再沸器的热源,高压塔塔顶冷凝器与中压塔塔底再沸器合为一个设备,高压塔的塔顶蒸汽换热后一部分作为高压塔的塔顶回流,另一部分为塔顶采出产品,高压塔塔底设有再沸器,塔底出液为中压塔进料,中压塔和低压塔亦如此,低压塔塔顶设有冷凝器,三塔塔顶均有产品采出,只有低压塔有塔底产品采出。
c. 逆流三效塔釜进料精馏。从低压塔进料,中压塔的塔顶蒸汽作为低压塔塔底再沸器的热源,中压塔塔顶冷凝器与低压塔塔底再沸器合为一个设备,中压塔的塔顶蒸汽换热后一部分作为中压塔的塔顶回流,另一部分为塔顶采出产品,低压塔塔顶设有冷凝器,有产品采出,塔底出液为中压塔进料,中压塔和高压塔亦如此,高压塔塔底设有再沸器,三塔塔顶均有产品采出,只有高压塔塔底有产品采出。
d. 顺流三效塔顶进料精馏。从高压塔进料,高压塔的塔顶蒸汽作为中压塔塔底再沸器的热源,高压塔塔顶冷凝器与中压塔塔底再沸器合为一个设备,高压塔的塔顶蒸汽换热后一部分作为高压塔的塔顶回流,另一部分为中压塔进料,高压塔塔底设有再沸器,有产品采出,中压塔和低压塔亦如此,低压塔塔顶设有冷凝器,三塔塔底均有产品采出,只有低压塔塔顶有产品采出。
e. 逆流三效塔顶进料精馏。从低压塔进料,中压塔的塔顶蒸汽作为低压塔塔底再沸器的热源,中压塔塔顶冷凝器与低压塔塔底再沸器合为一个设备,中压塔的塔顶蒸汽换热后一部分作为中压塔的塔顶回流,另一部分为高压塔进料,低压塔塔顶设有冷凝器,产品为中压塔进料,塔底有产品采出,中压塔和高压塔亦如此,高压塔塔底设有再沸器,三塔塔底均有产品采出,只有高压塔塔顶有产品采出。
2 流程的优化模拟与结果分析
笔者以甲苯-对二甲苯、甲苯-邻二甲苯、苯-对二甲苯以及苯-邻二甲苯为研究物系,以25℃、60℃、泡点、气液混合、露点为进料温度,以0.3∶0.7、0.4∶0.6、0.5∶0.5、0.6∶0.4、0.7∶0.3为进料组成进行模拟计算,分离指标为塔顶轻组分含量达98%,塔底轻组分含量达2%。
通过模拟计算发现,三效精馏的节能率最高可达50%以上,进料温度对节能率的影响比进料相对挥发度和进料组成都要显著。在此给出了不同进料温度下各三效精馏的节能趋势(图1)。
2.1 进料温度的影响
平流三效精馏和逆流三效塔顶进料精馏受温度影响不大,在气液混合状态温度以下节能率明显高于其它三效精馏;顺流三效塔釜进料、顺流三效塔顶进料和逆流三效塔顶进料精馏的节能率均随着进料温度的升高而上升,在低温时上升平稳,当进料温度大于气液混合状态温度后,节能率急剧上升。因此,平流和逆流三效塔顶进料精馏适用于任何温度进料,顺流三效塔釜进料精馏适用于泡点以上温度进料,顺流三效塔顶进料精馏适用于气液混合状态温度以上进料。逆流三效塔釜进料精馏的节能率随着温度的升高显著下降,所以适用于常温进料物系。
2.2 进料组成的影响
平流三效精馏、顺流三效塔釜进料、逆流三效塔釜进料和逆流三效塔顶进料精馏的节能率均随着进料轻组分含量的升高而逐渐上升,因此以上4种流程均适用于进料组分中轻重组分相当或轻组分含量较多的情况。其中,顺流三效塔釜进料的节能率明显不如其它3种流程,在进料轻组分含量低时甚至不节能。
顺流三效塔顶进料精馏的节能率随进料轻组分含量的升高而显著下降,所以顺流三效塔顶进料适用于重组分含量大于轻组分含量的进料情况。
2.3 进料相对挥发度的影响
平流三效精馏和逆流三效塔顶进料的节能率随着进料相对挥发度的增大而逐渐下降,顺流三效塔釜进料、顺流三效塔顶进料和逆流三效塔釜进料的节能率随着进料相对挥发度的增大而显著下降,甚至为负值,所以三效精馏适用于进料相对挥发度较小的情况,以不超过6为宜。
3 应用系统的设计
本应用系统的开发基于Windows XP,以Visual Basic 6.0为开发工具,实现推理机对知识库的访问和VB6.0与PROII之间的数据传输。本系统由用户界面、知识库和推理机3部分组成。
3.1 用户界面的建立
用户界面也称人机界面,为专家和用户提供系统接口,本系统用Visual Basic 6.0和Microsoft Office Excel 2003共同建立用户界面,所建的用户界面包括数据输入界面、最优流程显示界面和以Excel表格形式显示的模拟结果输出界面。
3.2 知识库的建立
将三效精馏最优流程案例作为系统的内核,根据所输入的数据进行智能筛选,匹配和修改工艺流程,若输入条件下所需的最优流程存在于知识库中,则系统在后台启动PROII进行模拟,若不存在,则系统可在前台启动PROII,对此流程文件进行修改、保存,实现对数据库的不断扩展。
3.3 推理机的建立
推理机由规则推理机和流程推理机构成,是整个系统判断推理的程序,规则推理机主要用来检查输入物系是否存在于知识库中、输入条件下对应的最优流程是否存在错误以及存在错误时选择处理错误的方式。流程推理机主要是根据不同三效精馏流程的节能规律,对流程进行优化选择,为用户提供最优的三效精馏流程。
4 结束语
三效精馏按照进料方向与操作压力梯度方向是否一致以及进料的位置不同可以分为5种流程。笔者通过优化模拟,研究了三效精馏的进料温度、进料组成和进料相对挥发度对各流程节能效率的影响,结果表明,进料温度对节能率的影响比进料相对挥发度和进料组成要显著,是关键的影响因素。最后根据三效精馏节能规律,编制了三效精馏应用系统,为三效精馏的应用设计、流程选择提供了平台。
摘要：用工程模拟软件PROII对不同条件下的各三效精馏流程进行优化模拟,研究进料温度、进料组成、进料相对挥发度对节能效率的影响。结果表明,三效精馏更适宜于进料相对挥发度小于6的物系,节能率可达50%以上,除逆流三效塔釜进料精馏适用于常温进料外,其余各流程均适用于泡点及以上温度进料,除顺流三效塔顶进料精馏外其余各流程均适用于进料中轻组分含量大于重组分含量的情况,进料温度对节能率的影响比进料相对挥发度和进料组成要显著,是关键的影响因素。根据三效精馏节能规律,编制了三效精馏应用系统,为三效精馏的应用设计、流程选择提供了平台。
关键词：三效精馏,节能率,应用系统
参考文献
[1]杨友麒.精馏过程节能[J].现代化工,1994,14(5):9～15.
[2]王建忠,马文婵,王鹏辉.精馏系统的节能措施[J].石油与化工节能2,0071,4(2):6～9.
[3]张鹏,王琨,高维平等.逆流双效精馏节能率的模拟研究[J].化工自动化及仪表2,007,34(3):67～70.
[4]岳金彩,闫飞,邹亮等.精馏过程节能技术[J].节能技术2,0082,6(1):64～67.
[5]张鹏,高维平,王琨等.进料组成对双效精馏节能效果的影响[J].化学工程2,006,34(11):68～70.
[6]张鹏,孙鹤,王琨.节能型精馏专家系统的发展与构建[J].山东化工,2009,38(11):26～28.
甲醇精馏过程节能降耗初探 篇2
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3
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.
精馏过程节能技术 篇4
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。
精馏塔节能改造分析 篇5
1 精馏装置节能改造
1.1 精馏装置节能改造的必要性
精馏是利用液体沸点不同, 对其进行加热蒸馏的一种分离技术, 该技术可用于分离不同组分的液体混合物, 也可用于提纯某种液态化工产品, 粗醇精馏就是常见的一种应用。精馏技术由于投资抵、技术较为成熟, 因此广泛应用于化工机燃油工业生产中, 但该技术的热力学效率较低, 每分离1kg的化工产品消耗的能量较高, 造成了极大能源浪费的同时, 还加大了企业的生产成本。
1.2 精馏装置节能改造的可行性
从能量转移的角度看, 精馏装置是化石能源转化为热能, 利用扩散原理, 将有效热能转化为扩散有效能的过程, 在转化过程中不可避免的会产生一定的能量损失。引起能耗的过程是多方面的, 一是流体在流动过程中不可避免的会产生压强降低;二是相浓度不平衡造成的能耗。三是物流间的温度差引起的传热或不同温度物体混合过程造成的能耗。由以上能耗损失原因可知, 节能技术应从以下几方面入手:
第一:减少最小蒸汽负荷量 (GMIN) , 降低热量 (Q) 损失。蒸馏塔塔顶压力不变的情况下, 塔内流体在流动过程中压差 (△P) 越小, 平均相对挥发度 (α) 就越高, 蒸汽负荷量就越小, 则实际需要的热量就减少, 从而起到节能的作用。
第二:降低加热负荷。降低加热负荷需要降低上升蒸汽量 (G) , 可采用降低回流比 (R) 的方式实现。提高理论塔板数 (NT) 可提高分离效果, 可采用高效塔板或者填料来提高精馏塔内件的工作效率, 从而增大单位长度内理论塔板的数量;回流比的降低则可通过自动控制装置的精准定位功能, 使回流比与设定点的重和高较高, 从而减少回流比余量, 起到节能的效果。
注::蒸汽按0.4 MPa (g) 饱和蒸汽计
第三:降低塔釜和塔顶的温度差值 (△T) , 可有效降低热损。降低压降 (△P) 、采用中间再沸器、添加中间冷凝器都可以起到降低温差的效果。
第四:热损的回收再利用。塔顶冷凝器的热量若能回收再利用, 可有效提高整个系统的能源利用率。采用现代的集成技术, 将热偶精馏、多效精馏、热泵精馏等多种技术进行综合利用, 降低能量损耗。
第五:复合型分离系统代替单一分离系统。当化工生产对分离程度提出苛刻要求, 或单一的分离系统难以满足生产要求时, 可将吸附系统或者膜分离系统与精馏装置进行组合, 组装成复合型的分离系统, 提高分离效果, 降低单一分离系统的能耗。
1.3 精馏装置节能改造技术
精馏装置节能改造技术分为两种, 一种是对操作技术的改进, 另一种是对现有流程的改进。在进行节能改造时, 应根据生产的具体情况, 选择合适的改进技术, 或采用多种改进技术, 以达到最佳的节能效果。
1.3.1 操作技术的改进
方法一:填充料的改进。降低塔内温差或者压差的有效方法为更换高效规整的填料, 该填料在处理能力、持液量、压降方面具有较大的优势, 可有效提升系统的工作效率, 一般可提高至少15%以上的生产能力。更换填料的方法在压力超过0.35MPa时效果佳, 若精馏塔为常压或者中压, 反而会降低传质效果。改变填料后, 相同高度下的理论塔板数增加, 因而可以降低系统的回流比, 以苯乙烯-乙苯塔为例, 改变填充料后, 回流比由原来的7.3降低为5.8, 能耗则由1605k J/kg下降到1321k J/kg (苯乙烯) , 而产品的质量仍能维持原有水平;而压强和温度方面, 在保持塔顶压力不变时, 可降低塔釜的压力和温度, 有效减少压差和温差, 这在降低能耗方面的效果是十分明显的, 如苯-甲苯塔将鲍尔环乱推填料换为波纹板规整填料后, 塔内蒸汽上升通量增大, 压强降低20k Pa, 比改造前的能耗降低20%。
方法二:普通塔到垂直筛孔塔板的改造。垂直筛孔塔板适合真空精馏使用的一种高效低压力降塔板, 主要是利用气相的动量给液相一定的推动力, 以抵消液相流经塔板所形成的水力坡度, 减少气液两相在空间上的反向流动和不均匀分布, 降低塔板压力差 (△P) , 提升塔板效率, 从而达到降低能耗的目的。改进后的装置液相停留时间由5s减少至2.5s以内, 流通量增加一倍;塔板空间利用率大, 气液两相充分接触, 提高了塔板的传质效率, 塔板利用率较普通塔板, 高处30%。
其他方法的改进, 如进料位置的优化、进料状态的改变都可提高精馏塔的利用率, 从而降低能耗。如提高进料的温度, 使其部分或者全部汽化, 可降低能耗损失。该法简单易控, 且投资成本低, 应用范围较广。改进热的利用, 利用再沸器和冷凝器降低传热温差, 提高塔顶冷却剂的温度, 降低塔釜的加热温度, 从而达到节能的目的。
1.3.2 流程的改进
方法一:多效精馏法的利用。多效精馏是将多种组分的分离安排在一系列压力递减的精馏塔内, 利用高压塔产生的冷凝汽化热给低压塔提供再沸能量, 依次完成各个塔内的分离任务。多效精馏塔效率与蒸汽用量成反比, 效率高, 蒸汽用量越小。单效精馏改为双效精馏, 可节能50%;若双效改为三效, 节能效率增加17%;而三效到四效, 节能效率仅增加8%, 而且效数增加, 也会增大设备改造成本, 所以双效或者三效精馏塔利用率较高。
方法二:热泵精馏。热泵精馏是以塔顶蒸汽为高位热源, 通过加压再沸的方式进行热交换后, 做为塔釜热源进行加热, 从而达到节能目的。热泵精馏有直接式热泵精馏和间接式热泵精馏, 前者应用较为普遍。黄国强研究组队热泵精馏系统做了较为详细的研究, 研究结果表明, 热泵精馏中的闪蒸式再沸热泵精馏塔在不改变产品质量、进料量和操作压力的情况下, 节能达到80%左右 (与常规精馏相比) 。
方法三:多塔精馏系统顺序的优化。精馏塔的数目由进料组分数量决定, 若组分为3种, 则需要4 (N+1) 个塔, 3种组分的排列方案有两种, 不同的排列方案, 产生的能耗也不同。在对精馏塔进行排序时, 进料按塔顶和塔底按照1:1的比例进行分配, 纯度要求高的组分放在最后分馏, 最难分离的组分放在最末分离。纯度要求影响回流比, 塔内气流量大, 上游分离消耗的热量较高;待其他组分分离后, 进料减少时, 则采用大回流比能耗也将有效降低。
其他方法:增设中间冷凝器、再沸器, 利用恒沸精馏、萃取精馏、膜分离与精馏装置联合、吸收系统与精馏装置的联合等多种精馏工艺的改进, 都可不同程度的起到降低能耗的目的。
2 结语
精馏系统是化工生产工艺中常用的一种分离系统, 提高该系统的能源利用率, 对于整个生产工艺的节能改进具有积极的作用。精馏系统能耗的降低方法多样, 不同的节能技术, 其操作难度不同, 对设备进行改进需要的投资成本也不同。企业在选择节能技术时, 不仅要考虑该技术的节能效果, 还应考虑技术的操作难度、成本等多种因素, 以选择最佳的改进方案。随着能源的不断消耗, 能源问题已经成为制约我国经济发展的重要因素, 各企业应在生产的各个环节进行节能改造, 以达到降低能耗, 提高企业经济效益和社会效益的目的。
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连续精馏过程节能的探讨 篇6
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。
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有机硅生产精馏环节的节能探讨 篇7
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.