化工节能与过程热集成.ppt
化工节能与过程热集成,常州大学 石油化工学院,刘英杰,第三章 化工单元过程与设备的节能,3.3 精馏精馏过程是一个不可逆过程，火用损失由下列不可逆引起：(1)流体流动阻力造成的压力降（压差）；(2)不同温度物流间的传热或不同温度物流的混合（温度差）；(3)相浓度不平衡物流间的传质或不同浓度物流的混合（浓度差或化学势差）,第三章 化工单元过程与设备的节能,以板式塔为例，从下面上升进入某块板的汽相温度比上面板上流下来的液相温度要高些，而易挥发组分的含量则低于与下降液相浓度相平衡的浓度，两股物料在温度和组成上均不平衡。在塔板上发生的热量和质量传递均是不可逆的，必然造成火用的损失，这是精馏塔内部火用损失的主要部分。,第三章 化工单元过程与设备的节能,这主要是由于化学位有差异而导致传质过程从而有效能损失。如图所示，在图中平衡线和操作线之间所夹面积表明了塔内传热传质的不可逆程度。因此，操作线越靠近平衡线，精馏过程不可逆损失越小，所需能量也越少，但理论板数会增加，设备投资增大。,第三章 化工单元过程与设备的节能,降低火用损：减小不可逆性，降低推动力（压差、温差和浓度差）精馏：需要推动力,适当推动力,第三章 化工单元过程与设备的节能,精馏塔的热量衡算QS:再沸器的加热量；QF:料液带进的热量；QD:塔顶产品带出的热量；QC:塔顶冷凝器的冷却量；QW:塔底产品带出的热量；,第三章 化工单元过程与设备的节能,3.3.1 不改变流程的节能技术（1）预热进料以较低温位的热能 代替再沸器要求的 高温位热能,第三章 化工单元过程与设备的节能,（2）塔釜液余热的利用塔釜液的显热变为潜热来利用,第三章 化工单元过程与设备的节能,第三章 化工单元过程与设备的节能,（3）塔顶蒸汽余热的回收利用直接热利用：产生低压蒸汽余热制冷：采用吸收式制冷装置产生冷量余热发电：用塔顶余热产生低压蒸汽驱动透平发电。,第三章 化工单元过程与设备的节能,第三章 化工单元过程与设备的节能,（4）减小回流比回流比减少，操作线上移靠近平衡线，火用损失小；因而热负荷小，但塔板数N,即设备费用加大；回流比增加，能耗上升，塔板数减少；在最小回流比下，过程仍存在不可逆性。,第三章 化工单元过程与设备的节能,最优回流比反应了设备费和操作费用的最佳权衡。最优设计回流比为最小回流比的 1.2 2 倍；最佳回流比与能源价格的关系,第三章 化工单元过程与设备的节能,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，只要降低R，即可降低塔底再沸器的能耗。例如，某炼油厂的铂重整车间，维持产品质量不变，调低6座精馏塔系的R，取得了显著的节能效果。,第三章 化工单元过程与设备的节能,表一 调低回流比的节能效果,精馏塔 调整前 调整后,回流比R 能耗(KJ/h)回流比R 能耗(KJ/h)节能效果%,水分馏塔 2.0 485.7 1.0 242.8 50苯塔 8.2 352.1 6.2 85.8 76甲苯塔 3.1 364.7 2.0 129.8 65邻二甲苯塔 52.5 561.0 38 154.9 72乙基苯塔 120.0 1189.8 90.0 297.3 73,预分馏塔 4.7 752.8 1.2 560.2 26,第三章 化工单元过程与设备的节能,3.3.2 需要改变流程的节能技术（1）增设中间再沸器和中间冷凝器典型精馏塔的塔顶温度TC与塔釜温度TR相差很大，火用损也就大，所以热力学效率就不高。在热负荷Q不变的情况下，如果能把一部分负荷分配到塔的中间，也就是用中间再沸器将部分塔釜热量移到中部，或用中间冷凝器将一部分冷凝负荷从塔顶移到中部，则不但可以减少不可逆损失，而且可以利用较低温度的热源加热和/或用较高温度的冷却剂（如循环水）冷凝。,第三章 化工单元过程与设备的节能,从过程原理来看，进料板以下设置中间再沸器，进料板以上设置中间冷凝器（见下页图），则可以使操作线接近平衡曲线，使塔两端的回流减少，仅在两个中间换热器之间区域保持原有回流量。回流量减少又要保持同样分离程度就需要增加塔板数。例如，80年代设计的原油常压分馏塔塔板多取50块左右，比60年代的40块增加了1/4，就是这个道理。,第三章 化工单元过程与设备的节能,第三章 化工单元过程与设备的节能,增设中间再沸器的条件：有不同温度的热源供用；增设中间冷凝器的条件：中间回收的热能有适当的用户，或者可以用冷却水冷却，减少制冷剂负荷；如果使用同样热源，则没有节能效果，还浪费投资。设计优点：塔两端气液流量减少，可以缩小相应段塔径。,第三章 化工单元过程与设备的节能,（2）多段进料和侧线出料多段进料两种或多种成分相同但浓度不同的料液进行分离：,第三章 化工单元过程与设备的节能,两段进料的复杂塔计算可分为三段：精馏段、中间段和提馏段多段进料操作线接近平衡线，不可逆损失降低降低，因而能耗降低,第三章 化工单元过程与设备的节能,侧线出料当需要组成不同的两种或多种产品时，可在塔内安装侧线，抽出产品；抽出产品可为塔板上的泡点液体或饱和蒸汽。,第三章 化工单元过程与设备的节能,第三章 化工单元过程与设备的节能,存在问题：最适宜侧线采出量受外部变化影响，一般保持侧线采出量一定。操作变量没有增加，故只能对几个组分中的一个组分进行质量控制；操作灵活性小，故必须严密地设定设计条件。,第三章 化工单元过程与设备的节能,（3）多效精馏 将多组分混合物的分离安排在一系列压力依次递减的精馏塔中去完成，高压塔塔顶产品冷凝汽化潜热被用来对较低压力的塔提馏再沸能量。并流逆流平流压力组合方式：加压-常压、加压-减压、常压-减压、减压-减压,第三章 化工单元过程与设备的节能,第三章 化工单元过程与设备的节能,第三章 化工单元过程与设备的节能,不论采用哪种多效方式，其两效精馏操作所需热量与单塔精馏相比较，可减少30%40%。,存在问题；1、效数受投资的限制 2、效数受操作条件的限制,因此，除了发酵醪液制乙醇有五效精馏外，日本联氨食盐水体系脱水精馏采用三效外，一般为2效。,第三章 化工单元过程与设备的节能,（4）热泵精馏热泵：把冷凝器的热“泵送”到再沸器里去的制冷系统。(1).依据热力学第二定律，给系统加入一定的机械功，塔顶蒸汽加压升温，作为再沸热源。因为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汽，故可使精馏的能耗明显减少。(2).把塔顶蒸汽加压升温到塔底热源的水平，所需能量很大。因此，目前热泵精馏只适用于沸点相近的组分的分离，其塔底和塔顶温差不大。适用于沸点相近组分的分离，其塔底和塔顶温差不大的场合。(3).两种方式：蒸汽压缩机方式和蒸汽喷射泵方式。,第三章 化工单元过程与设备的节能,蒸汽压缩机方式适用范围：塔顶和塔底温度接近 被分离物质沸点接近，分离困难，回流比高，需大量加热蒸汽的场合。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冷却，必须在较高塔压下分离某些易挥发物质的场合。考虑到冷凝和再沸器负荷的平衡及便于控制，在流程中往往没有附加冷却器或加热器。又分为三种形式：气体直接压缩式、单独工质循环式和闪蒸再沸流程,第三章 化工单元过程与设备的节能,塔顶气体经压缩升温升压后进入塔底再沸器，冷凝给热使釜液再沸，冷凝液经节流阀减压后一部分作为产品采出，另一部分作为回流。,气体直接压缩式：,第三章 化工单元过程与设备的节能,单独工质循环式：,高压气态工质在再沸器中冷凝给热后经节流阀减压降温，入塔顶冷凝器中吸热蒸发，形成低压气态工质返回压缩机压缩，开始新的循环。,第三章 化工单元过程与设备的节能,闪蒸再沸,以釜掖为工质；在塔压高时有利,第三章 化工单元过程与设备的节能,蒸汽喷射泵方式优点：(1).新增的设备只有蒸汽喷射泵，设备费低(2).蒸汽泵射泵没有转动部件，容易维修(3).发生喘振和阻流现象，但没有设备损坏的危险适用场合：(1).精馏塔塔底和塔顶的压差不大；(2).减压精馏的真空度比较低,第三章 化工单元过程与设备的节能,蒸汽喷射泵方式,第三章 化工单元过程与设备的节能,塔顶蒸汽加压升温后，也可作为其他系统的热源。,第三章 化工单元过程与设备的节能,（5）热偶精馏,三元混合物A、B、C分离可用一个全塔和一个副塔代替两个完整的塔。,从全塔内引出一股液相物流直接作为副塔塔顶的液相回流。引出一股汽相物流直接作为副塔塔底的汽相回流，使副塔不使用冷凝器和再沸器，实现了热量的耦合，故称为热耦精馏。,第三章 化工单元过程与设备的节能,优点：在热力学上是最理想的系统结构，可节省设备投资和能耗；缺点：主、副塔之间汽液分配难以保持设计值；分离难度大的物系，操作灵敏度大，控制困难。,第三章 化工单元过程与设备的节能,
