精馏过程节能技术浅谈

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山　东　化　工

SHANDONG CHE M I CAL I N DUSTRY 　　　　　　　　　　　　2009年第38卷

精馏过程节能技术浅谈

周灵丹, 汤立新

(南京化工职业技术学院, 江苏南京　210048)

摘要:主要从优化精馏过程的操作条件、塔系的热集成技术、内部能量热集成和加强操作控制管理等几方面, 对精馏过程的节能技术进行了初步的探讨。关键词:精馏过程; 节能; 热集成

中图分类号:T Q028. 1+3　　　　　文献标识码:B 　　　　文章编号:1008-021X (2009) 07-0028-05

A D iscussion on the Energy Sav i n g Technology i n the D istilla tion -process

ZHOU L ing -dan, TAN G L i -xin

(Nanjing College of Che m ical Technol ogy, Nanjing 210048, China )

Abstract :D iscussed the energy saving technol ogy in distillati on p r ocess fr om ways, such as op ti m izing the operating conditi ons and the technol ogy of heat ower syste m and the internal heat integrati on, strengthening the manage . Key words :distillati on p r ocess; energy saving 　　统计, 。国家提出到20102005年末降低20%的这一约束性指标, 对作为耗能大户的石化行业节能大有潜力。而由于其中40%～70%的能耗用于分离过程, 精馏操作的能耗又占其

1. 1. 1　保温隔热

在精馏过程中使用的设备主要为精馏塔和换热器, 同时还有各种管道, 这些设备的材质, 导热系数较高, 加之环境温度的影响, 若对其采取保温隔热的措施, 就可大大降低设备与环境之间的热传递作用, 以达到节能降耗的目的。1. 1. 2　回收利用

中的95%

[1]

, 同时精馏在热力学上是低效的耗能过

程, 有极高的热力学不可逆性。因此, 在当今世界能源日益短缺的情况下, 对精馏过程的节能研究就显得十分重要, 它的每一个进展都会带来巨大的经济效益和社会效益。对于一个处于中间工序的精馏塔系统而言, 优化操作的目标是在产品满足质量指标的情况下, 能耗最小。但影响精馏操作的因素很多, 本文试着从如下几方面探讨精馏操作节能降耗的途径。

1　优化操作条件

1. 1　充分利用精馏过程的能量

从精馏塔出来的高温物料本身携带有大量的热量, 强化再沸器和冷凝器中的传热可使传热温差下降, 同时还可提高塔顶冷却剂温度, 降低塔釜的加热

温度。回收利用的方式有如下几种:(1) 回收塔顶物料蒸气的潜热。如操作压力为32kPa 的粗苯乙烯塔, 其塔顶物料蒸气可用于加热进脱氢反应器的乙苯, 可使每吨苯乙烯产品节能约2. 1MJ 。(2) 回收塔釜废液的显热。如将甲醇塔底0. 5MPa 、154℃的釜液减压取得的低压蒸气(23kPa ) , 经喷射泵升压用作乙醇塔的加热蒸气(57kPa ) , 可节约加热蒸气20%。(3) 使塔顶、塔釜物料与原料液进行换热, 这就避免了额外能量的消耗以达到节能目的, 且操作简单, 控制方便, 投资费用也很小。

精馏系统的合理用能主要由换热器来体现, 因

精馏系统中, 所需的热量全部由加热蒸气经再沸器输入, 分离后的余热由冷却介质从冷凝器移出。若能合理利用精馏过程中本身的能量, 就能降低整个过程对能量的需求。

　　收稿日期:2009-04-08

作者简介:周灵丹(1982—) , 女, 江苏海门人, 本科, 助教, 实验员, 在实验室工作。

　第7期周灵丹, 等:精馏过程节能技术浅谈

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而采用高效的换热设备或元件可大大提高传热系数。如在一般水-水换热中, 板式换热器换热效率比螺旋板换热器高约1倍, 比管壳式换热器高约2～4倍; 双波纹管和一面多孔一面波纹的传热表面均可使传热系数提高l ～2倍等。1. 1. 3　夹点技术

[2]

回流余量较大的精馏塔, 在不降低产品质量等级的情况下, 只要在R 附近适当降低回流比, 就可使操作线更接近于平衡线, 即可大大降低塔底再沸器的能耗。如在酒精精馏过程中, 可根据生产要求适当地变动回流比, 以达到降低能耗的目的, 如表1所示。

表1　精馏塔回流比对产品纯度和能耗影响

生产成品(纯度)

工业酒精三级酒精二级酒精

回流比取值

234

对于一个化工系统, 当有多股热流冷流进行换热时, 可将所有的热流合并成一根热复合曲线, 所有的冷流合并成一根冷复合曲线, 然后将两线表示在温-焓图上, 冷、热复合温度曲线在某点重合, 当系统内部换热的极限, 即该重合点的传热温差为最小, 该点即为夹点。在夹点为零下操作时, 需要无限大的传热面积, 可以通过技术经济评价而确定一个系统最小的传热温差———夹点温差, 在精馏换热网络的合成中, 利用夹点技术考虑各种物流匹配, 可使换热网络的热量利用达到最优。1. 2　减少对热负荷的需求

结果生产能力降低能耗降低产品纯度提高

　　对于某些装置, 也可通过适当地增加一些塔板数以减小R 。如在一座C 2-C 4分离塔中, 增加4块理论板后, 可将原设计的R =0. 82降为0. 7, 减少能耗11%。但用增加板数以降低热负荷是有限度的, 如图2所示, 当塔板数增大到无穷多时, R 将趋近最小值R m in , 10%

～30%之间。

在精馏过程中, 若要减少对热负荷的需求, 考虑精馏操作的气液平衡状态是非常重要的。通过操作线的改进来接近气液平衡线、通过添加第三组分或降低操作压力来改进气液平衡状态等来实现。1. 2. 1　改变操作线的位置

(1) 减小回流比

, 节能效果较明显。但达到R m in , 但塔设备费用却迅速增加, 导致总费用也随着增加。图1为苯-甲苯精馏过程R 与总成本费用的关系及最

优回流比(R op t ) 的确定。通过对70个不同的烃类精馏塔的计算, R op t 都在R m in 的1. 11～1. 24倍之间

。

图2　塔板数增加与冷凝器热负荷降低的关系

(2) 选择适宜的进料状态

一般在精馏操作参数不变的情况下, 随着进料状态的改变, 塔的分离能力和塔内的气液流量也随之改变, 进而对精馏塔能耗产生影响。冷液进料时, 精馏段塔板数降低, 提馏段塔板数增加, 蒸气量增加, 塔的分离能力较高, 但是能耗较大; 随着进料热状况参数q 值减小, 使操作线更接近于气液平衡线, 此时提馏段塔板数减少, 塔的分离能力下降, 但是能耗也随着减小。

因此在一定的操作条件下, 通过改变进料热状

图1　回流比与总费用的关系

况, 某些情况下可取得良好的节能效果

[3]

。所以,

对于已定的精馏塔和分离物系, R 与产品纯度密切相关。为了确保得到纯度合格的产品, 设计时都有一定的回流余量。余量越大, 能耗越高。对于

在能满足分离要求的前提下, 应使进料处在较小q 值的热状况, 并通过精馏流程的能量集成减小原料的q 值。如对水-醋酸、苯-甲苯、二甲醚-甲醇系

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统, 维持R 恒定, 提高进料温度, 经计算其能耗降低见表2。

表2　水-醋酸、苯-甲苯、二甲醚-甲醇系统能耗变化情况

条件回流比R 一定

水-醋酸

2. 97

苯-甲苯

1. 85

二甲醚-甲醇

4

进料温度/℃78(由27至105) 74(由20至94) 32(由100至132) 能耗变化(Q /F)

由11. 43至9. 82由11. 43至9. 40由10. 5至0. 45

/(kJ ・mol -1) 能耗减少/%

14

18

57

　注:Q 为能耗, 单位为kJ /h;F 为进料量, 单位为mol/h。

1. 2. 2　改变气液平衡状态

(1) 特殊精馏

一般来讲, 当相对挥发度小于1. 05, 或沸点差小于3℃的物系, 再用普通精馏, 能耗就太不合理了, 而应考虑采用添加第三组分来使要分离的两组分的相对挥发度增加, 破坏或利用共沸, 以降低所需回流比, 达到节能目的, 如萃取精馏、共沸精馏等。但采用这项技术, 必须考虑影响第三组分回收和利用问题等因素, 如回收困难、分离所需的能耗很大、混入成品的第三组分对成品纯度影响较大等, 其应用往往受到限制, 如盐溶精馏中制取无水酒精等。

(2) 降低塔压[4]

通常, 在较低的操作压力下降, 分离效果增强, , 达到了节能目的。如年产30万, 操作压力由3. 5MPa 降至0. 7MPa, 节能2000k W ・h; 粗蒽精馏塔由常压改为减压(真空度91kPa ) , 可节能66%。其中采用效率高、压降低的新型塔板, 如伞形

这是因为混合过程是增熵过程, 各组分不同的几股

物料的混合, 增加了过程的不可逆性, 这必然增加精馏过程的能耗。如分离两股不同组成的甲醇-水溶液, 两股进料较单股进料节能12. 7%。

(2) 设置中间再沸器和中间冷凝器

对于塔顶塔底温差较大的精馏塔, 可通过增设中间换热器的方式来节省或回收热(冷) 量。

增设的中间换热器改变了操作线斜率, 利用了低品位能源:若塔上部的温度分布存在显著变化时, 可在精馏段的某塔板间处设置中间冷凝器, 并用低品位冷剂作为冷源, 节省主冷凝器高品位冷剂的用量, 以减少能耗, 但其上方塔板的分离能力有所下降, 见图3(a ) ; 若塔下方的温度分布存在显著变化, 可在提馏段的某塔板间处设置中间再沸器, 并用低品位的热源, 减少主再沸器高品位热量消耗, 由于塔的热能有效降级, 使得热效率提高, 达到最大的节能效果, 但其下方塔板分离能力被削弱, 如当乙烯精馏30%时, 17%左右

b ) 气帽、浮动筛板、新垂直筛板及穿流式浮板等; 应用新型高效的散堆和规整填料, 如阶梯环、半环、金属鞍环、丝网波纹及板波纹填料等, 都能降低塔压, 有利于提高分离效率和减小回流比, 节能降耗的效果尤为明显。同时由于分离效率的提高, 理论板数增多, 进而可以提高塔顶产品的质量、塔底残液的排放, 由于回收充分, 减少污染, 提高了回收率和经济效益。

1. 2. 3　减小有效能的损失

(1) 选择适宜的进料板位置

图3　中间冷凝器与中间再沸器示意简图

2　塔系的热集成技术

在精馏操作条件不变的情况下, 若进塔物料组成与加料板的组成差别较大, 则应更换进料位置; 或被分离的物料来源不同, 各组分的含量差异较大, 可将各种物料进行一塔多股进料。实际证实调节进料口位置或多股进料完成相同的分离任务, 能耗较低。

精馏是以能量为分离剂, 精馏塔系的热集成属于精馏过程综合中的塔系的匹配, 热集成精馏系统综合的目标就是寻找既能够按要求实现组分分离, 又能使年度总费用达到最小的精馏序列及热集成结构。通过精馏塔间的热集成, 可以用温位较高的冷凝物流来加热温位较低的再沸物流, 这样就可同时节约冷却和加热的公用工程, 且所节省的潜热远大

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于换热网络所回收的流股间的显热。通过对普通精馏塔热量和冷量回收利用的方式和途径以及分离物系的不同, 就形成了许多不同的节能型精馏流程。2. 1　优化多塔精馏的分离序列

若要分离N 个组分则需N -1个精馏塔, 而其排列顺序可有多种方案, 其方案数可用表达式S =[2(m -1) ]! /m! (m -1) ! 表示(其中m 为组分数) , 选择的好坏将对能耗产生重大影响。因此在选择分离序列时, 可参照以下原则进行:

①对易造成系统腐蚀或结焦的组分应首先除去, 以降低后续设备的材质要求或稳定操作; ②应首先把进料分成分子数接近的两股流, 按塔顶与塔底各占50%的分馏比例安排; ③根据塔顶产品的挥发度依次递减的顺序逐个回收; ④对于各组分沸点相差很大的物系, 若有组分要在冷冻条件下进行分离, 应使进入冷冻系统或冷冻等级更高系统的组分数尽量减少; ⑤应把关键组分的相对挥发度最接近于1的组分放在最后; ⑥对产品纯度要求高的组分应放在最后分离。

简单精馏流程采用热集成技术比无热集成的可节约操作费用50%, 可见塔系热集成技术对于分离

过程能耗的影响往往比单个塔的优化更显著, 这是挖掘精馏系统节能潜力极大的一种措施, 因而成为节能研究者的热点对象。

[5]

2. 2　多效精馏

多效精馏的原理类似于多效蒸发, 是一种充分利用能量品位的有利措施。它是由若干个压力不同的精馏塔构成, 且将多组分的分离按一系列压力依次递减的顺序安排, 并将前级高压塔顶蒸气冷凝所放出的热量用作次级低压釜液气化。换言之除压力最低塔外, 其余塔顶蒸气的冷凝潜热均被精馏系统自身回收利用, 减少了传热的不可逆性, 减少了公用工程消耗, 从而降低能耗。

多效精馏由于效数增加, 加热蒸气用量减少, 能耗降低, 但效数越多, 设备投资费用增加, 且受到第一级加热蒸气压力及末级冷却介质种类的限制, 操作愈发困难, 一般由单效改为双效可节能50%, 双效到三效η增加17%, 三效到四效η仅增加了8%, 可见, 下降, , 其工艺流程按, 、顺流和逆流

图4　两效精馏的工艺流程简图

　　多效精馏的节能效果, 除受效数影响外, 还受到分离物系的性质、易挥发组分的含量、工艺流程等因素影响。如在被分离物系中, 易挥发组分含量太低, 可回收利用的塔顶蒸气冷凝潜热太少, 则不宜采用

多效蒸馏。2. 3　热泵精馏

热泵精馏是依据热力学第二定律, 靠补偿或消耗机械功, 将塔顶低温蒸气加压升温, 作为高温塔釜

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的加热热源。热泵实质上是一种把冷凝器的热“泵

送”到再沸器里的制冷系统。因回收的潜热用于过程本身, 又省去了塔顶冷凝器冷却水和塔釜加热蒸气, 热泵系统中压缩消耗的能量, 是唯一由系统外提供的, 相当于只有再沸器直接加热消耗能量的20%～40%, 故可使精馏的能耗明显减少。节能效果一般由供热系数COP 来衡量, 它表示加入1kJ 的压缩功可提供给再沸器多少千焦的热量, 其值越大, 效果越好。热泵精馏以工质的来源可分为两大类:一类是直接式热泵精馏, 以塔中的物质为工质; 另一类是间接式热泵精馏, 以额外的循环物料为工质, 如图5所示

。

图6　立式隔板蒸馏塔(DWC )

可见采用热集成复杂精馏塔流程, 由于提高了能量的利用率, 可显著降低系统的总费用, 与最优的左右3(a ) 蒸气再压缩热泵系统[6]

分离时, 通过增加理论板数、调大回流比等手段来提高产品浓度, 效果有限而能耗却大幅增加, 一般采用混合系统来代替单纯精馏系统, 如精馏-膜分离混合系统、精馏-吸收混合系统、精馏-反应混合系统等。这些措施虽然能起到一定的节能降耗的作用, 但和传统精馏塔系的热集成技术一样, 没有从根本上增加能量利用的可逆程度。

Fresh water 首次提出了内部能量集成塔的概念,

图2. 4　热偶精馏

热偶精馏主要用于三组分混合物的分离或将混

合物分为三种产物, 可比常规精馏过程至少节能30%以上, 又能节省设备投资。现已开发了多种精馏塔的耦合技术:①侧线精馏塔(SR ) ; ②侧线提馏塔(SS ) ; ③完全热偶精馏塔(FC ) , 又称Petlyuk 塔; ④立式隔板塔(图6) , 在塔内部采用立式隔板将塔从中间隔开分成两部分, 此结构从本质上可认为是将Petlyuk 塔的主塔和预分塔组合于同一塔内。对于某给定的物料, 隔板塔精馏比常规精馏流程需更小的回流比, 由于增大了操作容量, 节能最高可达60%以上, 可省设备投资30%。

但其应用有一定局限, 主要因为热偶精馏是通过对输入精馏塔热量的“重复利用”而实现的, 当再沸器所提供的热量过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。同时热偶精馏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

。

该技术把传统塔从进料处分成两个内部存在能量集成的精馏塔, 分别称为精馏段和提馏段。利用精馏段上升的蒸气加热提馏段下降的液体, 在精馏段和提馏段之间设置压缩机以加压提馏段塔顶出来的蒸气使其温度升高, 这样通过两部分间的能量集成可以在精馏段和提馏段的内部分别产生内回流和上升蒸气, 理想的结果是外回流和再沸器的热负荷都降为0, 回流液体和再沸蒸气完全由塔间的能量集成提供, 即理想内部热集成。这样能量利用的可逆程度进一步得到提高, 可大幅降低能耗, 同时内部能量集成精馏塔更适合分离相对挥发度接近1的物系。如丙烯-丙烷物系, 理想内部能量集成精馏塔的节能优势明显, 节能可达60%～80%。

(下转第36页)

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集气管蝶阀阀位均超过灵敏区最大值V max , 则鼓风

Δν机转速增大2; 当只有组内两个集气管蝶阀阀位ν均超过灵敏区最大值V max , 则鼓风机转速增大Δ; 蝶阀超过灵敏区最小值时规则相反。当组内两个集气管只有一个超过灵敏区, 或两个集气管偏离灵敏区的方向相反时, 由于负耦合作用, 这种误差会趋于减小, 从而帮助蝶阀重新回到灵敏区内。3　系统投运及效果

此协调控制系统自投入运行后, 达到了预定的要求, 使焦炉集气管压力长期保持高精度稳定控制, 焦炉90%以上时间稳定在设定值±20Pa, 当外界因素引起集气管压力波动时, 该系统能迅速调节六个蝶阀开度使压力在16s 左右内达到稳定, 保证压力稳定在工艺要求波动范围内, 杜绝了焦炉跑烟冒火

和长时负压运行状况(图3为现场采集的某一集气管压力历史曲线) 。有效减少了荒煤气的泄漏, 减

轻了工人的劳动强度, 减少了焦炉冒烟、冒火对环境的污染, 为海化煤业化工创造了很好的经济效益和社会效益。

图3　集气管压力历史曲线

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(本文文献格式:孔德恩, , 黄鑫, 等. 协调控

[J ].山东

, 38(:-. )

(上接第32页) 4　加强操作控制管理

, 对于实现经济和社会的健康可持续发展具有

十分重要的战略意义。

, 其实质是尽可减少不必要的能耗。具体措施有:①严格控制产品质量; ②改进调节控制系统。为防止精馏过程中操作参数的波动, 都会设有一定的安全余量, 若采用高精度的感应器、可靠的控制回路与仪表、较准确的数学模型组成先进的控制系统, 全面优化流程, 使操作基本上在最佳条件下进行, 实现节能增效。如在丙烯-丙烷的分离过程中, 采用先进控制系统, 可使R 由15. 6降至13. 5,

[7]

从而实现节能13. 5%; ③加强设备维修保养, 保证所有设备处于最佳传热状态, 减少开停车; ④提高工作人员技术水平和节能意识, 降低人为造成的能量浪费。5　结语

石化行业从“能耗密集型”向“技术密集型”转变, 是大势所趋。这既是炼化技术本身不断进步的要求和体现, 也是人类社会不断发展对资源节约和环境保护而提出的要求。节能降耗作为科学发展观引领下的中国经济发展, 作为我国发展工业的基本

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(本文文献格式:周灵丹, 汤立新. 精馏过程节能技

术浅谈[J ].山东化工, 2009, 38(7) :28-32. )