化工节能技术第五章第一讲

1、化工节能技术化工节能技术 汪莉E-mail：第五章第五章 分离过程的节能分离过程的节能 目目 录录蒸馏过程能量利用现状及节能途径蒸馏操作中的热能回收利用回流比对精馏过程节能的影响多效蒸馏、热泵蒸馏 新型塔板的应用第五章 分离过程的节能吸收过程操作线及适宜液气比吸收操作与塔设备吸收操作与塔设备精馏操作中的节能技术精馏操作中的节能技术 单段和两段吸收过程的有效能分析塔设备性能分析填料类型与性能评价5.1 5.1 蒸馏过程能量消耗及节能蒸馏过程能量消耗及节能精馏过程能耗较大，如原油精馏燃料消耗占全厂的15%-40%。精馏系统能量利用率低，95%左右被塔顶冷凝器的冷却水带走，能量利用率仅5%左右。涉及

2、的能量项：原料带入；加热热源输入；塔顶回流带入；塔顶产品带出；冷却水带出；塔底产品带出；热损失，七项。(1)(1)热量充分回收利用：热量充分回收利用：据调查炼化企业，小于1000C的余热占57%，1200C-2000C的占37%，大于2000C的占6%。一般1500C以下的低温余热占一半以上，如何加以利用是值得研究的。(2)(2)减少蒸馏过程所需能耗：减少蒸馏过程所需能耗：在很大程度上取决于回流比大小，可能的条件下，尽量减少操作回流比。(3)(3)严格控制产品的质量规格：严格控制产品的质量规格：不盲目的追求高纯度。 如一座70块塔板的精馏塔，塔顶轻组分从98%提高到99%，塔底重组分从99.6

3、%到99.7%，则能耗增加8%。再如丙烷-丙烯混合物的精馏操作，生产99.9%及99.7%的产品比生产99.5%的产品能耗分别增加36%及10%。5.1 5.1 蒸馏过程能量消耗及节能蒸馏过程能量消耗及节能(4)(4)精馏装置的技术改造：精馏装置的技术改造：选择高效塔板、高效填料，合理的结构参数和操作参数，强化相间传质过程，提高系统的分离效率等。 精馏系统精心设计，使分离效率最高、流体力学性能最好、操作处于最佳状态。 精确测量、计量及计算机程序控制。一般疏水器容易失灵，如果采用液位指示控制的冷凝水槽代替疏水器，效果较好。(5)(5)采用精馏节能新技术：采用精馏节能新技术： 中间加热-冷却精馏。

4、可改变精馏过程的操作线，合理分布塔内传质传热推动力，减少过程的不可逆性。如采用中间再沸器。多效精馏。热泵技术。5.1 5.1 蒸馏过程能量消耗及节能蒸馏过程能量消耗及节能QFQDQWQRQ0QB精馏塔精馏塔二、蒸馏过程能量消耗及节能二、蒸馏过程能量消耗及节能1、热量利用的热力学基础、热量利用的热力学基础（1）热量衡算）热量衡算低温余热的回收利用使以热力学第一定律为基础，对体系作热量衡算：其中：QB与QR为再沸器与冷凝器的热负荷；QF、QD与QW为原料液、塔顶馏出液及塔釜产品所含有的热量；Q0为散失于环境的热损失。0WDRFBQQQQQQ（1 1）热量衡算）热量衡算再沸器的热负荷为假设塔顶为全冷

5、凝器，则假设原料液为沸点进料，忽略原料液与出料液间的温度差异，并忽略热损失，则0DWFWDB0FWFDDB0FWDDBQhhDhhFDQ1RQQhhWhhDDQ1RQQFhWhDhDQ1RQ）（）（）（）（F0WDRBQQQQQQQQQRB（2 2）一般蒸馏过程的有效能损失）一般蒸馏过程的有效能损失 上式表明，若再沸器所消耗的热量与塔顶蒸汽冷凝所带走的热量相等，似乎有效能并没有损耗。但实际两者温度并不相同，则有效能不相等。若塔顶冷凝器温度为T1，塔底再沸器供热温度为T2（高），若不计塔内流体阻力，则有效能损失为： 此式仅作估算，实际应为：此式仅作估算，实际应为：QT1T1TTT1QTT1QE2

6、1010R20Bx损xRxWxDxBxFxLEEEEEE综上可得到如下结论：提高原料液的焓值或采用汽相进料，如沸点进料，可减小塔顶再沸器的热负荷，减少蒸馏过程对能耗的需求；塔底产品（塔顶产品）、再沸器蒸汽冷凝液温度均较高，可再利用其显热，减少能耗；塔顶冷凝器中相变潜热，是主要能量损失项。充分利用这部分潜热在节能中有明显的效果和良好的经济效益。2 2、热能利用的节能方案、热能利用的节能方案（1）利用余热余热原料液 利用塔釜产品、塔顶蒸汽及蒸汽冷凝水的余热来余热原料液，以提高进料温度。（2）利用冷凝水闪蒸产生低压蒸汽 再沸器消耗大量蒸汽，随之产生大量冷凝水，将冷凝水减压，自蒸发产生的低压蒸汽可供作

7、其他热源使用。（3）塔釜液减压闪蒸回收热量 利用塔釜液的自蒸发作用回收热量。（4）塔顶蒸汽潜热的回收利用 将塔顶冷凝器用作蒸汽发生器，回收塔顶蒸汽的潜热，回收的低压蒸汽可作为补充蒸汽供作热源使用。（5）一个塔的塔顶蒸汽作相邻低压塔再沸器的热源 将塔顶蒸汽作相邻低压塔再沸器的热源。三、回流比对精馏过程节能的影响三、回流比对精馏过程节能的影响若塔顶采用全凝器，从塔顶最上一层板(第l层板)上升的蒸气进入冷凝器中被全部冷凝，因此塔顶馏出液组成及回流液组或均与第1层板的上升蒸气组成相同，即 y1=xD=已知值 由于离开每层理论板的气液两相是互成平衡的，故可由y1用气液平衡方程求得x1。由于从下一层(策2

8、层)板的上升蒸气组成y2与x1符合精馏段操作关系，故用精馏段操作线方程可2111DxRyxRR提馏段操作线方程式提馏段操作线方程式/1/mmWLWyxxLWLW精馏过程的不可逆损失精馏过程的不可逆损失 图（a）表示一般的精馏，操作线上某点离开平衡线的距离表示塔的某一界面处的不可逆程度，阴影部分反映了实际过程的不可逆程度，既不可逆性造成的能量损失。 图（b）表示在最小回流比时的不可逆损失，此时进料截面处汽液处于平衡状态，传质推动力为零。其他截面处不可逆性仍存在。 在最小回流比时，不可逆性程度较小，所消耗能耗液较小。1 1、最小回流比时精馏操作热力学分析、最小回流比时精馏操作热力学分析 当回流从全

9、回流逐渐减小时，精馏段操作线的截距随之逐渐增大，两操作线的位置将向平衡线靠近，因此为达到相同分离程度时所需理论板层数亦逐渐增多。当回流比减小到使两操作线交点正好落在平衡曲线(如图1-26上点d所示)时，所需理论板层数就要无穷多。这是因为在点d前后各板之间(进料板上下区域)的气液两相组成基本上不发生变化，即无增浓作用，故这个区域称为恒浓区(或称为夹紧区)，点d称为夹紧点。此时若在平衡线和操作线之间绘梯级，就需要无限多梯级才能达到点d，这种情况下的回流比称为最小回流比，以Rmin表示。最小回流比最小回流比即即: :精馏段与提留段操作线交点精馏段与提留段操作线交点e e的坐标为的坐标为minmLxy

10、RDyxFxx(,)xy对于饱和液体进料，有对于饱和液体进料，有q=1,q=1,没有预热段，进料与精馏没有预热段，进料与精馏段下降的饱和液体一起进入提馏段，而两段上升的蒸段下降的饱和液体一起进入提馏段，而两段上升的蒸汽流量相等。汽流量相等。1111FqFhxhxyhxhx11mLh0=T RXE损2 2、精馏操作最佳回流比、精馏操作最佳回流比 精馏操作，对于一定的工艺条件，F、W、D、r及hF、hD、hW均为定值。若不计精馏过程的热损失，再沸器的热负荷： 表明，热负荷与回流比成正变线性关系。 再沸器的热负荷反映了操作费用，因此操作费用与回流比间关系可用下式表示： 回流比越大，塔板数越少，高度降

11、低，而塔径则增大，所以设备费用与回流比关系可写成：RC0mnRRC）（）（DWFWDBhhDhhFD1RQr总成本总成本与回流比的关系：与回流比的关系：RRRCmTOCmRRCOoptR21mopt2moptTRR0RR-0dRdCTCaC在精馏装置的设计中一般需确定最佳回流比。如在精馏装置的设计中一般需确定最佳回流比。如对于填料塔，当操作费用为零时：对于填料塔，当操作费用为零时：4 . 04R. 1Rmopt 随着能源价格的提高，随着能源价格的提高， 值相应增大，最佳回值相应增大，最佳回流比适当减小。流比适当减小。1960年设计点：年设计点：目前一般蒸馏设计中：目前一般蒸馏设计中： mmR3

12、 . 12 . 1R4R. 1R 对带有中间冷凝器和中间再沸器的精馏塔作物料对带有中间冷凝器和中间再沸器的精馏塔作物料衡算。精馏段作总物料与热量衡算，得：衡算。精馏段作总物料与热量衡算，得： nLnVDLnV1nDnnLnVDnV1nVD1nQHHDHHDxxQHHDQHHDy四、带中间加热四、带中间加热- -冷却的精馏过程冷却的精馏过程中间加热中间加热- -冷却精馏的节能效益冷却精馏的节能效益常规精馏塔的有效能损失为：常规精馏塔的有效能损失为：中间加热中间加热-冷却精馏塔的有效能损失为：冷却精馏塔的有效能损失为：D00B000 xTT1QTT1QERB损D0D0ixTT1QTT1QE损 采用

13、中间加热-冷却的精馏过程，可以充分利用工厂余热、回收塔顶冷凝潜热、塔低再沸器温度低于环境温度时可回收冷量等。可有效地降低能耗。3、S.R.V 蒸馏蒸馏Distillation With Secondary Reflux and Vaporization基本原理：将精馏段与提馏段分开，使精馏段压力高于提馏段，利用精馏段与提馏段之间的温差进行热交换，把回收的能量用于过程本身，减少塔顶冷凝器与塔低再沸器的外加能量，从而达到节能的目的。 两段之间，利用压缩机将提留段上升蒸汽加压后送入精馏段。 精馏塔顶高压蒸汽经膨胀机回收部分能量后预热原料液。塔顶蒸汽冷凝后部分作产品部分回流。原料原料D提提留留段段精精

14、馏馏段段减压阀减压阀膨胀机膨胀机压缩机压缩机泵泵热源热源冷冷凝凝器器换热器换热器W与常规精馏相比较可以节约能耗50%-70%。另据文献报导：的能耗受操作温度影响较大。如丙烯-丙烷系统，常规精馏的塔压0.66MPa，冷凝温度50C，改用蒸馏，操作压力1.40MPa，冷凝温度34.5，可节约冷却水61%，但蒸汽消耗量反而增加71%。乙烯-乙烷系统，常规精馏塔压0.3MPa，冷凝温度-82，改后塔压0.99MPa冷凝温度-54，节约冷却水77%，蒸汽消耗量减少54%。可见低温效果明显。蒸馏设备较复杂，投资较大，操作控制较困难，但节能潜力大。随着工业技术和能源问题的重视，将日益受到人们的普遍关注。五、

15、多效蒸馏五、多效蒸馏 多效精馏的原理与多效蒸发相似，有不同压力的精馏塔组成，利用压力高的塔顶蒸汽依次作为相邻压力低的塔的再沸器热原，汽化潜热被精馏系统本身回收利用，节能效果显著。 近年来作为节能的新工艺在生产中广泛应用，不仅蒸汽消耗量下降，而且冷却水的用量也减少。 一般双效精馏可节能30%-50%，三效精馏可节能405-60%，四效精馏节能效果可达70%左右。一般不大于四效，否则效果变差。六、热泵精馏六、热泵精馏热泵是消耗一定的能量，将热量由低温热源传递给高温热源，这种装置称之为“热泵”。在精馏系统中，塔顶蒸汽用热泵提高它的温位，并作为再沸器的热源，有效的回收蒸汽的冷凝潜热，用于过程本身，提高

16、了热效率。因此，热泵精馏是一种很有前途的有效节能技术。用于化工生产中的热泵，主要是蒸汽压缩式热泵，低温蒸汽借助于压缩装置来提高其温位。分为两类：机械压缩式热泵，螺杆式压缩机或离心式透平压缩机。由于压缩比大，余热温位提高较大，热泵精馏多采用此种型式；蒸汽喷射式热泵，利用0.8MPa以上的较高压蒸汽从喷嘴处高速喷出，所产生的卷带抽吸作用，降低温位的蒸汽吸入，混合后以0.4MPa以下的低蒸汽从喷射器中喷出，作为热原使用，设备简单，但节能效果不如压缩式热泵。热泵精馏的热力学性能热泵精馏的热力学性能提供给再沸器的热量与输入系统的机械能之比值是衡量热泵效率的基准，称为热泵的性能系数（Coeffcient

17、of performance）或供热系数（ Coeffcient of heating）用COP表示。热泵的最小供热系数：假设由燃料直接产生蒸汽的锅炉效率为g，蒸气管道的供热效率为v，所消耗的燃料为B1，燃料的热值为H，则供给塔底再沸器的热量：vg1HBQ 热泵精馏的热力学性能热泵精馏的热力学性能若驱动热泵所消耗的燃料为B2，电厂的发电效率为e，电网的输配电效率为p，电机及其传动效率为m，則实际压缩功为从节约能源的观点出发，当从节约能源的观点出发，当B1=B2时为热泵的最小供热时为热泵的最小供热系数，则由上式：系数，则由上式：mpe2vg1Peffmpe2PHBHBWQCOPHBWmpevgm

18、inCOP若取上效率依次为若取上效率依次为:0.75、0.95、0.28、0.9、0.9则：则：14. 39 . 09 . 028. 095. 075. 0COPmin 热泵精馏的热力学性能热泵精馏的热力学性能上式表明采用热泵精馏，实际供热系数大于上式表明采用热泵精馏，实际供热系数大于3.14方能达方能达到节能的目的。到节能的目的。一般热泵的有效供热系数取一般热泵的有效供热系数取 。6-5COPcff 热泵精馏的热力学性能热泵精馏的热力学性能设：EQ2热泵提供给再沸器热量Q2的有效能； EQ1塔顶蒸汽供给热量Q1的有效能； W输入压缩机的电能。则：101Q202QTT1QETT1QE12有效能

19、衡算式：有效能衡算式：则：则：DQQEEEW21 DQQQQexEEEEWE2212 热泵的经济性评价。热泵精馏的热力学效益取决于热泵的供热系数，从节约燃料的观点出发实际供热系数COPeff必须大于COPmin。但在经济上是否合算，还要看获得相同热量时当地的电煤比价。若再沸器所需提供的热量为Q2，蒸汽的价格为Sv，压缩机所消耗的功为WP，电价为Se，则热泵系统获得经济效益的条件是：ePv2SWSQ 热泵精馏的热力学性能热泵精馏的热力学性能（3 3）热泵精馏的热力学及经济性分析）热泵精馏的热力学及经济性分析若用S表示电热比价，则：SSSWQCOPveP2eff 要全面衡量是否经济，还必须考虑热泵

20、系统所增加的设备投资与回收期限。热泵系统全年能节省的操作费用为：设热泵系统增加的设备投资为Cap，偿还期限为R，一般取R=1-1.5年，ev2SWSQK 元元/年年RePv2RCapSWSQCapK七、其他精馏节能技术七、其他精馏节能技术1 1、控制循环蒸馏、控制循环蒸馏 在一般的蒸馏系统中增设了一个自动启闭的电磁阀，当电磁阀处于关闭状态时，塔内液体向下流动；当电磁阀开启时，气体向上流动。通过控制电磁阀的启闭时间，使液体与气体周期性向上向下流动，每一循环时间1-10S。 塔内气体呈不稳定操作，液体可看作为活塞流，无轴向反混现象。当气体上升时又能与液体充分接触，所以传质推动力较一般蒸馏大些。 控制循环的塔效率较普通蒸馏提高一倍左右。 节能效果随物系的相对挥发度大小而异，一般节能15%-80%，对相对挥发度小或所需总板数多的系统，节能效果较明显。 如：甲苯-二甲苯分离塔，回流比R=3.5，可节能39.7%；苯乙烯-乙苯分离塔，回流比R=9.8，可节能52.2%。2、热偶蒸馏、热偶蒸馏热偶精馏（Thermally Coupled Distilat