化工单元过程设备的节能

化工单元过程设备的节能第1页/共90页第三章化工单元过程与设备的节能化工单元过程与设备的节能原理：流体流动与流体的输送机械传热蒸发精馏干燥化学反应4－5学时2第2页/共90页3.1流体流动与流体的输送机械（1）流体流动的

损失保温减少弯头、缩扩变化、阀门等加大管经采用添加减阻剂火用损失传热损失压头损失局部阻力沿程阻力火用3第3页/共90页（2）流体机械：泵、鼓风机、压缩机等选用合适的流体机械选择合适的流量调节方法3.1流体流动与流体的输送机械4第4页/共90页离心泵5第5页/共90页6第6页/共90页离心泵离心泵的工作点离心泵的特性曲线选择合适的泵，使工作点在最高效率的92％以上。7第7页/共90页泵的流量调节方式改变出口阀开度改变管路特性曲线优点：调节迅速方便，流量可连续变化；缺点：流量阻力加大，要多消耗动力，不经济8第8页/共90页泵的流量调节方式优点：流量随转速下降而减小，动力消耗也相应降低，节能；缺点：需要变速装置或价格昂贵的变速电动机。改变泵的转速改变泵的特性曲线9第9页/共90页3.2换热

在化工生产中，换热过程是最重要的单元操作之一，而换热造成的损失占石油化工总损失的10％以上。火用火用10第10页/共90页3.2换热11第11页/共90页12第12页/共90页3.2换热假定：换热器的绝热良好。散热损失略去不计，动能变化和位能变化均不考虑。在稳定的流动下，微元的换热量为：pH，TH热流体冷流体pL，TL逆流换热器的微元体积该微元过程的损失为：火用13第13页/共90页换热器的损失根据热力学的基本关系式所以14第14页/共90页因为减小传热温差同样温差ΔT损失小损失大传热损失火用流动阻力损失火用高温低温传热损失火用15第15页/共90页

设备和管道的保温管道平面壁16第16页/共90页管道保温每米管长的散热损失：d0d1d2d3流体管体保温层保护层17第17页/共90页平面壁保温每平方米平面壁的散热损失：δ壁δ保α1α218第18页/共90页3.3蒸发（1）蒸发操作的目的①获得浓缩的溶液直接作为化工产品或半成品。②脱除溶剂，将溶液增溶至饱和状态，随后加以冷却，析出固体产物，即采用蒸发，结晶的联合操作以获得固体溶质。③

除杂质，获得纯净的溶剂。（2）蒸发的流程19第19页/共90页蒸发流程示意图料液二次蒸汽加热蒸汽冷凝水完成液水冷凝器20第20页/共90页（3）加热蒸汽和二次蒸汽蒸发需要不断的供给热能。工业上采用的热源通常为水蒸气，而蒸发的物料大多是水溶液，蒸发时产生的蒸汽也是水蒸气。为了区别，将加热的蒸汽称为加热蒸汽，而由溶液蒸发出来的蒸汽称之为二次蒸汽。（4）分类

①按蒸发操作空间的压力可分为：常压，加压，或者减压（真空）蒸发。②按二次蒸汽的利用情况可以分为单效蒸发和多效蒸发。（5）特点：沸点升高蒸发的物料是溶有不挥发溶质的溶液。由拉乌尔定律可知：在相同温度下，其蒸汽压比纯溶剂的低，因此，在相同的压力下，溶液的沸点高于纯溶剂的沸点。故当加热蒸汽温一定时，蒸发溶液时的传热温差就比蒸发纯溶剂时来得小，而溶液的浓度越大，这种影响就越显著。21第21页/共90页例NaOH水溶液的浓缩NaOH水溶液二次蒸汽（100oC）加热蒸汽120oC冷凝水完成液20%（111oC）水冷凝器111oC蒸汽温位下降：（1）传热推动力；（2）溶质的存在造成溶液的沸点上升节能？22第22页/共90页蒸发节能的途径多效蒸发额外蒸汽的引出二次蒸汽的再压缩冷凝水热量的利用23第23页/共90页3.3.1多效蒸发

①利用二次蒸汽的潜热②利用冷凝水的显热（如预热原料液)

多效蒸发蒸汽的经济性（利用率）

24第24页/共90页多效蒸发示意图料液二次蒸汽加热蒸汽冷凝水完成液水冷凝器（D）（W）25第25页/共90页多效蒸发示意图料液二次蒸汽加热蒸汽冷凝水完成液料液二次蒸汽完成液冷凝水料液二次蒸汽完成液冷凝水冷凝器冷凝器26第26页/共90页3.3.1多效蒸发

①利用二次蒸汽的潜热②利用冷凝水的显热（如预热原料液)

多效蒸发蒸汽的经济性（利用率）

第一效：，1kg生蒸汽在第一效中可产生1kg的二次蒸汽，将此1kg二次蒸（）引入第二效又可蒸发1kg水，即第二效：，1kg生蒸汽在双效中的总蒸发量，所以依次类推：三效，……，效27第27页/共90页多效蒸发蒸汽的经济性（利用率）效数

单效

双效

三效

四效

五效

1.10.570.40.30.270.911.752.53.333.70

但实际上，由于热损失，温度差损失等原因，单位蒸汽消耗量不可能达到如此经济的程度，根据生产经验，最大的的值大致如下：节能率28第28页/共90页若忽略热损失和蒸发浓缩热效应，则蒸发器的生产能力用下列方式来表示：(1)单位时间内水分的总蒸发量W；(2)通过传热面的传热速率。多效蒸发的生产（蒸发）能力在三效蒸发器中，各效单位时间内所传递的热量为：多效蒸发的生产能力、蒸发强度和效数的限制29第29页/共90页假设:各效的传热面积相等，即A1＝A2＝A3＝A

各效的总传热系数也相等，即K1＝K2＝K3＝K三效的总传热速率为：那么式中：ΔtT为总传热温度差，等于第一效加热蒸汽的温度与末效蒸发室压力下蒸汽的饱和温度之差。如果单效的传热温度差为ΔtT

，那么单效和三效的蒸发能力（生产能力）相同。但三效的传热面积为3A，而单效为A。单效蒸发器的蒸发强度(Q/A)是是三效蒸发器(Q/3A)的三倍30第30页/共90页T0T1t料液加热蒸汽完成液T1tT0单效加热蒸汽T0料液完成液完成液T2t1t2T1T0T2t1T1t2双效31第31页/共90页

多效蒸发的蒸发强度

蒸发器的生产能力可用单位时间内水分总蒸发量W来表示，而生产强度为单位传热面积的蒸发量（），在三效蒸发器中，蒸发器的生产强度为

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假设各效传热面积相等，即，不考虑温差损失及浓缩热等，且各效蒸发器的传热面积系数相等，，由前面学过的我们可以知道，、、相差不大，可近似认为相等，即则多效蒸发的蒸发强度为：

多效蒸发的蒸发强度

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真空蒸发：提高生产强度（）的途径之一是增大传热温差，提高加热蒸汽的温度或是降低溶液的沸点均可增加。加热蒸汽的温度（及相应压强）受锅炉额定压强的限制，因此，在许多情况下，需要采用真空蒸发以降低溶液免遭破坏，并可利用工厂中低温的水蒸气作为热源。

缺点：但是，溶液沸点的降低使粘度增大，传热系数有所降低，此外，为维持真空操作须添加真空设备费用和一定量的动力费，这也是它的缺点。提高：提高的另一措施是提高，而的主要取决于蒸发器的结构，操作方式和溶液的物理性质。合理的设计蒸发器结构以建立良好的溶液循环流动及时排除加热室中不凝性气体，经常清除污垢等均可提高。

多效蒸发的蒸发强度

提高蒸发强度的措施：

由于可以看出，蒸发设备的生产强度取决于和，因此要提高，必须提高和。

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多效蒸发的效数的限制

前面我们讲过，效数增多，设备的生产强度降低，而加热蒸汽经济性提高，因此，必须合理选择效数以便设备费和操作费之和最少。这是一个优化问题。

35第35页/共90页250kPa125.0oC多效蒸发实例（示意）在双效并流蒸发器中，每小时将10,000kg，10％的NaOH水溶液浓缩到50％。原料液于第一效溶液的沸点下加入蒸发器。第一效加热蒸发汽绝对压强为500kPa，冷凝器的绝对压强为15kPa，加热管内液面高度为1.2m。加热蒸汽T0料液完成液T1135.7oCt2T2温度损失8.9+0.9+1=10.7oC37.5+7.9+1=46.4oC500kPa151.7oC99.9oC15kPa53.5oC有效温差151.7−135.7=16.0oC125−99.9=25.1oCx1=0.186x2=0.536第36页/共90页多效蒸发流程多效蒸发操作蒸汽与物料的流向有多种组合，常见的有：并流：溶液与蒸汽的流向相同，称并流。逆流：溶液与蒸汽的流向相反，称逆流。错流：溶液与蒸汽在有些效间成并流，而在有些效间成逆流。平流：每一效都加入原料液的方法。下面以三效为例加以说明：（1）并流（顺流）流程蒸汽流动方向：1→2→3

溶液流动方向：1→2→337第37页/共90页多效蒸发流程（1）并流流程优点：①由于前效的压强较后效高，P1>P2>P3，料液可借此压强差自动地流向后一效而无须泵送；②T1>T2>T3，溶液由前一效流入后一效处于过热状态会放出溶液的过热量形成自蒸发，可产生更多的二次蒸汽，因此第三效的蒸发量最大。缺点：溶液浓度，C1<C2<C3，C↑，黏度μ↑,便使得μ1<μ2

<μ3

溶液温度，T1>T2>T3，T↓，黏度μ↑，便使得μ1<μ2

<μ3

总传质系数↓38第38页/共90页多效蒸发流程（2）逆流流程图蒸汽流动方向：1→2→3

溶液流动方向：3→2→1

优点：C1>C2>C3

，μ1>μ2

>μ3T1>T2>T3,μ1<μ2<μ3

浓度和温度对黏度的影响大致抵消，各效的传热系数也大致相等。

缺点：①由于前效压强较后效高，P1>P2>P3

，料液从后效往前效要用泵输送。②各效进料（末效除外）都较沸点低，自蒸发不会发生，所需要热量大。39第39页/共90页多效蒸发流程（3）错流流程溶液流向：3→1→2或2→3→1蒸汽流向：1→2→3优点：兼有逆流与并流的优点。缺点：操作较复杂。

错流流程示意图溶液流向：3→1→2蒸汽流向：1→2→340第40页/共90页多效蒸发流程（4）平流流程图各效分别进料并分别出料，二次蒸汽多次利用，对易结晶的物料较合适（因为结晶体不便在效与效之间输送）。41第41页/共90页3.3.2额外蒸汽的引出42第42页/共90页忽略不同压力下蒸发潜热的差别、自蒸发的影响和热损失等因素，假定沸点进料，1kg加热蒸汽可以蒸发1kg的水。以3效蒸发器为例，那么式中：D，生蒸汽用量；W，二次蒸汽量；E，引出的额外蒸汽量水的总蒸发量：生蒸汽的需要量：n效时：43第43页/共90页3.3.3二次蒸汽的再压缩单效蒸发生蒸汽二次蒸汽（高温位）（低温位）蒸发器

再生蒸汽（高温位）压缩升温44第44页/共90页机械压缩能量利用率高（接近8效）用水少消耗电能（高级能量）总成本介于3～4效45第45页/共90页蒸汽动力压缩节能效果2～3效结构简单、费用低，消耗蒸汽不耗电喷射泵46第46页/共90页3.3.4冷凝水热量的利用

排出加热室冷凝液利用其显热来预热料液利用自蒸发方式回收潜热47第47页/共90页250kPa125.0oC多效蒸发实例在双效并流蒸发器中，每小时将10,000kg，10％的NaOH水溶液浓缩到50％。原料液于第一效溶液的沸点下加入蒸发器。第一效加热蒸发汽绝对压强为500kPa，冷凝器的绝对压强为15kPa，加热管内液面高度为1.2m。加热蒸汽T0料液完成液T1135.7oCt2T2温度损失8.9+0.9+1=10.7oC37.5+7.9+1=46.4oC500kPa151.7oC99.9oC15kPa53.5oC有效温差151.7-135.7=16.0oC125-99.9=25.1oCx1=0.186x2=0.548第48页/共90页250kPa125.0oC多效蒸发实例加热蒸汽T0料液完成液T1135.7oCt2T2温度损失8.9+0.9+1=10.7oC37.5+7.9+1=46.4oC500kPa151.7oC99.9oC15kPa53.5oC有效温差151.7-135.7=16.0oC125-99.9=25.1oCx1=0.186x2=0.5温度损失原因由于溶液蒸汽压下降引起的损失，

[水溶液中有盐（溶质）后，沸点上升]由于静压强引起的损失，

[加热管内液面的高度1.2m]由于流体阻力产生压强降所引起的损失49第49页/共90页3.4精馏50第50页/共90页3.4精馏精馏塔再沸器冷凝器常规精馏装置示意图F，xFD，xDL，xDW，xWQSQFQCQDQW51第51页/共90页精馏精馏塔的热量衡算式为精馏塔的节能：回收热量QC、QD、QW

减少向塔内供应热量QSF，xFD，xDL，xDW，xWQSQFQCQDQW52第52页/共90页精馏过程的损失

精馏过程是一个不可逆过程，其中的损失是由下列不可逆性引起的：流体流动阻力造成的压力降不同温度物流间的传热或不同温度物流的混合相浓度不平衡物流间的传质，或不同浓度物流的混合火用53第53页/共90页精馏节能的主要方法3.4.1预热进料3.4.2塔釜液余热的利用3.4.3塔顶蒸汽余热的回收利用3.4.4多效精馏3.4.5热泵精馏2.4.6减小回流比3.4.7增设中间再沸器和中间冷凝器3.4.8多股进料和侧线出料3.4.9热偶精馏54第54页/共90页3.4.1预热进料

利用精馏塔采出液热能预热进料，以较低温位的热能代替再沸器所要求的高温位热能。55第55页/共90页预热进料q＝1.2q＝1q＝0.5q＝0q<056第56页/共90页3.4.2塔釜液余热的利用0.5%乙腈+水10-6乙腈+水分离每吨丙烯腈可节省3~4吨蒸汽

沸点乙腈81.1oC丙烯腈77.3oC57第57页/共90页塔釜液余热回收减压罐塔釜排出液吸入蒸汽废液排出蒸汽驱动蒸汽蒸汽喷射泵58第58页/共90页3.4.3塔顶蒸汽余热的回收利用（1）直接利用通常产生低压蒸汽。（2）余热制冷采用吸收式制冷装置（例如溴化锂制冷机）产生冷量，通常产生高于0度的冷量。（3）余热发电用塔顶余热产生低压蒸汽驱动透平发电。59第59页/共90页塔顶蒸汽余热发电水－蒸汽系统发电60第60页/共90页3.4.4多效精馏方式：并流、逆流和平流压力：加压－常压、加压－减压、常压－减压、减压－减压。节能：30～40％61第61页/共90页不同形式的多效精馏热量的方向物流的方向影响多效精馏的因素：（1）效数受投资的限制（2）效数受操作条件的限制如1塔中温度、压力等1#2#62第62页/共90页空气分离bpN277.35KO290.15K63第63页/共90页蒸汽消耗量(kg/h)：单塔：23300

二塔系统：14000（相同处理量）14.0t/h甲醇-水106oC高温水64第64页/共90页250%进料65第65页/共90页3.4.5热泵精馏原理：把塔顶蒸汽加压升温，使其返回用作本身的再沸热源，回收其冷凝潜热。方式：蒸汽压缩机方式蒸汽喷射泵方式66第66页/共90页一、蒸汽压缩机方式（1）塔顶和塔底温度接近（2）被分离物质沸点接近、分离困难、回流比高应用：丙烯－丙烷、丁烯－2－异丁烷、乙烯－乙烷等67第67页/共90页丙烯－丙烷的分离塔压/MPa：0.862塔底温度/oC:23.9冷凝压力/MPa:1.28再沸器温差/oC:5.551.86MPa1.37MPa1.86MPabp丙烯：-47.70oC，225.35K丙烷：-42.07oC，231.02K68第68页/共90页丙烯－丙烷的分离塔压/MPa：0.862塔底温度/oC:23.9冷凝压力/MPa:1.28再沸器温差/oC:5.551.86MPa1.37MPa1.86MPa69第69页/共90页乙醇水化合物的精馏

在接近共沸组成的塔顶附近，相对挥发度很小，要求回流比很大，需要的热量大，而温度差很小。适合热泵精馏。70第70页/共90页单独工质循环式塔顶气体具有腐蚀性等原因71第71页/共90页闪蒸再沸72第72页/共90页二、蒸汽喷射泵方式使用条件：（1）精馏塔塔