一种蒸汽自循环热泵精馏工艺

1.本发明涉及过程工业中的分离提纯技术领域，尤其涉及一种蒸汽自循环热泵精馏工艺。


背景技术：

2.分离技术在化工等行业有着重要的意义，在生产过程中为产品的提纯提供了技术保证。化工行业更是在国民经济中扮演着不可替代的角色，而精馏技术是化工分离方法的重要组成部分。其节能技术的研究不仅可节约生产成本，缓解能源短缺，减少环境污染，而且符合国家节能减排的要求。因此如何降低精馏过程的能耗成为了精馏研究的热点。


技术实现要素：

3.鉴于现有技术中的上述缺陷或不足，期望提供一种蒸汽自循环热泵精馏工艺，分离效果好，热回收利用率高，极大的降低了能耗。
4.本发明提供的一种蒸汽自循环热泵精馏工艺，所使用的装置包括精馏塔，塔顶设有塔顶换热器、压缩机、冷凝器和回流罐，塔底设有再沸器；
5.待分离混合物经第一离心泵从精馏塔的中部进料，经分离后，热泵系统抽取部分塔顶蒸汽依次经塔顶换热器升温以及压缩机压缩升温成为压缩蒸汽，再通过所述热泵系统送入再沸器进行换热成为高温饱和液相流股，所述高温饱和液相流股经节流阀减压后成为饱和汽相和饱和液相，回流至塔顶，部分所述饱和汽相循环至所述压缩机增加所述压缩蒸汽的流量；
6.塔顶其余蒸汽和剩余所述饱和汽相经冷凝器冷凝后形成冷凝液，并进入回流罐，其中一部分经第二离心泵回流至塔顶，其余部分作为塔顶产品经第三离心泵采出；
7.塔釜液一部分经再沸器换热后返回至塔底，其余部分作为塔底产品经第四离心泵采出。
8.进一步的，所述高温饱和液相流股流经所述塔顶换热器，为其提供显热后，经节流阀回流至塔顶。
9.进一步的，所述待分离混合物经原料预热器预热后进入所述精馏塔，所述高温饱和液相流股流经所述原料预热器，为其提供显热后，经节流阀回流至塔顶。
10.进一步的，所述待分离混合物经原料预热器预热后进入所述精馏塔，所述高温饱和液相流股流经所述原料预热器，为其提供显热后，进入所述塔顶换热器，为其提供显热，最后经节流阀回流至塔顶。
11.进一步的，所述再沸器的热负荷由热泵系统中的所述压缩蒸汽提供。
12.进一步的，所述精馏塔为精馏单塔。
13.进一步的，所述精馏单塔为连续操作，所述热泵系统提供精馏过程所需的全部再沸器热负荷。
14.进一步的，所述精馏塔为隔壁精馏塔。
15.进一步的，所述隔壁精馏塔的侧线产品经第五离心泵由侧线出料口采出。
16.进一步的，所述隔壁精馏塔为连续操作，所述热泵系统提供隔壁精馏塔所需的全部再沸器热负荷。
17.相对于现有技术而言，本发明的有益效果是：
18.本发明的热泵精馏工艺在热泵精馏的热功循环过程中，高温饱和液相流股经节流阀减压后，会发生部分汽化现象，将一部分汽化蒸汽直接循环回压缩机，可增加压缩蒸汽的流量，从而提高热泵精馏过程中的蒸汽潜热利用效率，该过程称为蒸汽自循环热泵精馏。在此基础上，采用自热回收技术，通过对待分离混合物和部分塔顶蒸汽预热等方法，进一步提高了热泵精馏过程中的显热利用效率。本发明的流程经济，实用性强，极大的降低了能耗，降低了生产成本。
19.应当理解，发明内容部分中所描述的内容并非旨在限定本发明的实施例的关键或重要特征，亦非用于限制本发明的范围。本发明的其它特征将通过以下的描述变得容易理解。
附图说明
20.通过阅读参照以下附图所作的对非限制性实施例所作的详细描述，本发明的其它特征、目的和优点将会变得更明显：
21.图1为蒸汽自循环热泵精馏工艺的实施例1的流程示意图；
22.图2为蒸汽自循环热泵精馏工艺的实施例2的流程示意图；
23.图3为蒸汽自循环热泵精馏工艺的实施例3的流程示意图；
24.图4为蒸汽自循环热泵精馏工艺的实施例4的流程示意图；
25.图5为蒸汽自循环热泵精馏工艺的实施例5的流程示意图；
26.图6为蒸汽自循环热泵精馏工艺的实施例6的流程示意图；
27.图7为蒸汽自循环热泵精馏工艺的实施例7的流程示意图；
28.图8为蒸汽自循环热泵精馏工艺的实施例8的流程示意图。
29.图中标号：1、精馏单塔；2、隔壁精馏塔；3、塔顶换热器；4、压缩机；5、冷凝器；6、回流罐；7、再沸器；8、第一离心泵；9、第二离心泵；10、第三离心泵；11、第四离心泵；12、节流阀；13、原料预热器；14、第五离心泵；
30.(1)二元混合物；(2)三元混合物；(3)部分塔顶蒸汽；(4)高温饱和液相流股；(5)塔顶其余蒸汽；(6)塔顶产品；(7)塔底产品；(8)侧线产品。
具体实施方式
31.下面结合附图和实施例对本发明作进一步的详细说明。可以理解的是，此处所描述的具体实施例仅仅用于解释相关发明，而非对该发明的限定。另外还需要说明的是，为了便于描述，附图中仅示出了与发明相关的部分。
32.需要说明的是，在不冲突的情况下，本发明中的实施例及实施例中的特征可以相互组合。下面将参考附图并结合实施例来详细说明本发明。
33.请参考图1和5，本发明的蒸汽自循环热泵精馏工艺的技术方案如下：
34.待分离混合物经第一离心泵8送入精馏塔，经过有效分离，热泵系统抽取部分塔顶
蒸汽(3)，经塔顶换热器3吸收热量升高温度后，再经压缩机4压缩升温，形成压缩蒸汽；然后向再沸器7提供潜热，自身成为高温饱和液体，即高温饱和液相流股(4)，再经节流阀12减压后成为饱和汽相和饱和液相，直接进入塔顶，其中部分饱和汽相与塔顶蒸汽汇合后，在精馏塔外部的热泵系统中循环，增加了压缩蒸汽的流量，从而提高了热泵精馏过程中的蒸汽潜热利用效率；
35.塔顶其余蒸汽(5)和剩余的饱和汽相经冷凝器5冷凝后形成冷凝液，进入回流罐6，其中一部分作为回流液由第二离心泵9送入精馏塔塔顶，其余部分作为塔顶产品(6)由第三离心泵10采出；
36.一部分塔釜液经再沸器7再沸后，返回至精馏塔，其余的作为塔底产品(5)由第四离心泵11采出。
37.在本技术的工艺中，引入了压缩机4，使得经塔顶换热器3预热后的部分塔顶蒸汽(3)，再经压缩，将其温度进一步提高。为流经再沸器7的塔釜液提供潜热。高温饱和液相流股(4)经节流阀12减压后，回流至塔顶，增加了压缩蒸汽的流量，从而提高了热泵精馏过程中的蒸汽潜热利用效率。流程经济，实用性强，极大的降低了能耗，降低了生产成本。
38.在一优选实施例中，如图2和图6所示，在上述工艺的基础上，引入自热回收技术，高温饱和液相流股(4)流经塔顶换热器3，为其提供显热后，经节流阀12回流至塔顶。利用高温饱和液相流股(4)的显热对部分塔顶蒸汽(3)进行预热。这样既降低了节流阀12内的汽化量，又降低了冷凝器5的冷凝负荷。同时，可节省预热塔顶的热公用工程消耗。
39.在一优选实施例中，如图3和图7所示，在上述工艺的基础上，待分离混合物经原料预热器13预热后进入精馏塔，高温饱和液相流股(4)流经原料预热器13，为其提供显热后，经节流阀12回流至塔顶。来自再沸器7的饱和液相流股(4)的温度较高，可通过原料预热器13预热待分离混合物以回收其显热。一方面可降低塔底再沸器6的热负荷，另一方面可降低高温饱和液相流股(4)的温度，从而降低其在节流阀12中的汽化率。
40.在一优选实施例中，如图4和图8所示，在上述工艺的基础上，待分离混合物经原料预热器13预热后进入精馏塔，高温饱和液相流股(4)流经原料预热器13，为其提供显热后，进入塔顶换热器3，为其提供显热，最后经节流阀12回流至塔顶。高温饱和液相流股(4)可先后对待分离混合物和部分塔顶蒸汽(3)进行预热，以最大程度的回收其显热。这样不仅节省了塔顶换热器3的热公用工程，还使塔底再沸器6的热负荷得以降低。
41.实施例1
42.在图1中，采用精馏单塔1分离丙烯/丙烷二元混合物(1)，精馏单塔1的操作压力为18bar，理论塔板数为149。进料流量为100koml/h，进料位置为第96块理论板。
43.等摩尔丙烯/丙烷二元混合物经第一离心泵8进入精馏单塔1。经有效分离后，部分塔顶蒸汽(3)由塔顶换热器3过热5℃后，在压缩机4中被压缩升温，压缩比为1.6，之后为再沸器6提供5592kw的潜热，自身成为高温饱和液相流股(4)，经节流阀12后成为421kmol/h的饱和汽相和1387kmol/h的饱和液相，回流至塔顶，其中饱和液相直接进入塔内，219kmol/h的饱和汽相和1589kmol/h的部分塔顶蒸汽(3)汇合后，在精馏单塔1外部的热泵系统中循环。
44.剩余的202kmol/h的饱和汽相和50kmol/h的其余塔顶蒸汽(5)经冷凝器5冷凝后形成冷凝液，进入回流罐6，1589.1kmol/h的回流液由第二离心泵9送入精馏单塔1的塔顶，
50kmol/h质量分率为0.996的丙烯产品(6)由第三离心泵10采出，50kmol/h质量分率为0.996的丙烷产品(7)由第四离心泵11采出。
45.1693kmol/h的塔釜液经再沸器6再沸后返回至精馏单塔1。此工艺条件下，冷凝器5的热负荷为-868kw，热泵系统的高温高压蒸汽提供给再沸器7的热负荷为5592kw。
46.实施例2
47.在图2中，在实施例1的基础上，引入自热回收技术，高温饱和液相流股(4)向塔顶换热器3提供214kw的显热，同时在冷凝器5中节省了等量的冷凝热。此工艺条件下，冷凝器的热负荷为-654kw，热泵系统的高温高压蒸汽提供给再沸器7的热负荷为5592kw。
48.实施例3
49.在图3中，在实施例1的基础上，来自再沸器7的高温饱和液相流股(4)的温度较高，用于预热二元混合物(1)以回收其显热。高温饱和液相流股(4)预热二元混合物(1)后，一方面释放出337kw的显热，另一方面降低了高温饱和液相流股(4)的温度，其由64.5℃降低到60.4℃。此工艺条件下，冷凝器5的热负荷为-830kw，热泵系统的高温高压蒸汽提供给再沸器7的热负荷为5396kw。
50.实施例4
51.在图4中，在实施例1的基础上，高温饱和液相流股(4)先后对二元混合物(1)和部分塔顶蒸汽(3)进行预热，以最大程度的回收其显热。与实施例3中只预热二元混合物(1)相比，可节省206kw塔顶换热器3负荷，同时节省了等量的冷凝器5热负荷。此工艺条件下，冷凝器5热负荷为-624kw，高温高压蒸汽提供给再沸器的热负荷为5396kw。
52.实施例5
53.在图5中，采用隔壁精馏塔2分离正丁烷/正戊烷/异戊烷三元混合物(2)，隔壁精馏塔2的操作压力为4.7bar，理论塔板数为113。进料流量为300kmol/h，进料摩尔分数为0.33：0.33：0.34，进料位置为第37块理论板。
54.正丁烷/正戊烷/异戊烷三元混合物(2)经第一离心泵8进入隔壁精馏塔2，经有效分离后，部分塔顶蒸汽(3)由塔顶换热器3过热6℃后，在压缩机4中被压缩升温，压缩比为3.67，之后为再沸器7提供7968kw的潜热，自身成为高温饱和液相流股(4)，经节流阀12后成为985kmol/h的饱和汽相和971kmol/h的饱和液相，回流至塔顶，其中饱和液相直接进入塔内，639kmol/h的饱和汽相和1317kmol/h的部分塔顶蒸汽(3)汇合后，在隔壁精馏塔2外部的热泵系统中循环。
55.剩余的332kmol/h的饱和汽相和114kmol/h的其余塔顶蒸汽(5)经冷凝器5冷凝后形成冷凝液，进入回流罐6，345kmol/h的回流液由第二离心泵9送入隔壁精馏塔2塔顶，101kmol/h纯度为98mol％的正丁烷产品(6)由第三离心泵10采出。
56.99kmol/h纯度为96mol％的正戊烷产品(8)从第15块塔板侧线位置由第五离心泵14采出。
57.1300kmol/h的塔釜液经再沸器7再沸后返回至隔壁精馏塔2，100kmol/h纯度为98mol％的异戊烷产品(7)由第四离心泵11采出。此工艺条件下，冷凝器5的热负荷为-2495kw，热泵系统的高温高压蒸汽提供给再沸器7的热负荷为7968kw。
58.实施例6
59.在图6中，在实施例5的基础上，引入自热回收技术，高温饱和液相流股(4)向塔顶
换热器3提供358kw的显热，同时在冷凝器5中节省了等量的冷凝热。此工艺条件下，冷凝器的热负荷为-2137kw，热泵系统的高温高压蒸汽提供给再沸器7的热负荷为7968kw。
60.实施例7
61.在图7中，在实施例5的基础上，来自再沸器7的高温饱和液相流股(4)的温度较高，用于预热原料(1)以回收其显热。高温饱和液相流股(4)预热三元混合物(2)后，一方面释放出1492kw的显热，另一方面降低了高温饱和液相流股(4)的温度，其由105.8℃降低到90.1℃。此工艺条件下，冷凝器的热负荷为-2257kw，热泵系统的高温高压蒸汽提供给再沸器7的热负荷为7246kw。
62.实施例8
63.在图8中，在实施例5的基础上，高温饱和液相流股(4)先后对三元混合物(2)和部分塔顶蒸汽(3)进行预热，以最大程度的回收其显热。与实施例7中只预热三元混合物(2)相比，可节省325kw塔顶换热器3负荷，同时节省了等量的冷凝器5热负荷。此工艺条件下，冷凝器热负荷为-1932kw，热泵系统的高温高压蒸汽提供给再沸器7的热负荷为7246kw。
64.在本说明书的描述中，术语“一个实施例”、“一些实施例”等的描述意指结合该实施例或示例描述的具体特征、结构、材料或特点包含于本技术的至少一个实施例或示例中。在本说明书中，对上述术语的示意性表述不一定指的是相同的实施例或实例。而且，描述的具体特征、结构、材料或特点可以在任何的一个或多个实施例或示例中以合适的方式结合。
65.以上仅为本技术的优选实施例而已，并不用于限制本技术，对于本领域的技术人员来说，本技术可以有各种更改和变化。凡在本技术的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本技术的保护范围之内。

技术特征：
1.一种蒸汽自循环热泵精馏工艺，其特征在于，所使用的装置包括精馏塔，塔顶设有塔顶换热器、压缩机、冷凝器和回流罐，塔底设有再沸器；待分离混合物经第一离心泵从精馏塔的中部进料，经分离后，热泵系统抽取部分塔顶蒸汽依次经塔顶换热器升温以及压缩机压缩升温成为压缩蒸汽，再通过所述热泵系统送入再沸器进行换热成为高温饱和液相流股，所述高温饱和液相流股经节流阀减压后成为饱和汽相和饱和液相，回流至塔顶，部分所述饱和汽相循环至所述压缩机增加所述压缩蒸汽的流量；其余塔顶蒸汽和剩余的所述饱和汽相经冷凝器冷凝后形成冷凝液，并进入回流罐，其中一部分经第二离心泵回流至塔顶，其余部分作为塔顶产品经第三离心泵采出；塔釜液一部分经再沸器换热后返回至塔底，其余部分作为塔底产品经第四离心泵采出。2.根据权利要求1所述的蒸汽自循环热泵精馏工艺，其特征在于，所述高温饱和液相流股流经所述塔顶换热器，为其提供显热后，经节流阀回流至塔顶。3.根据权利要求1所述的蒸汽自循环热泵精馏工艺，其特征在于，所述待分离混合物经原料预热器预热后进入所述精馏塔，所述高温饱和液相流股流经所述原料预热器，为其提供显热后，经节流阀回流至塔顶。4.根据权利要求1所述的蒸汽自循环热泵精馏工艺，其特征在于，所述待分离混合物经原料预热器预热后进入所述精馏塔，所述高温饱和液相流股流经所述原料预热器，为其提供显热后，进入所述塔顶换热器，为其提供显热，最后经节流阀回流至塔顶。5.根据权利要求1所述的蒸汽自循环热泵精馏工艺，其特征在于，所述再沸器的热负荷由所述热泵系统中的所述压缩蒸汽提供。6.根据权利要求1所述的蒸汽自循环热泵精馏工艺，其特征在于，所述精馏塔为精馏单塔。7.根据权利要求6所述的蒸汽自循环热泵精馏工艺，其特征在于，所述精馏单塔为连续操作，所述热泵系统提供精馏过程所需的全部再沸器热负荷。8.根据权利要求1所述的蒸汽自循环热泵精馏工艺，其特征在于，所述精馏塔为隔壁精馏塔。9.根据权利要求8所述的蒸汽自循环热泵精馏工艺，其特征在于，所述隔壁精馏塔的侧线产品经第五离心泵由侧线出料口采出。10.根据权利要求9所述的蒸汽自循环热泵精馏工艺，其特征在于，所述隔壁精馏塔为连续操作，所述热泵系统提供隔壁精馏塔所需的全部再沸器热负荷。

技术总结
本发明公开了一种蒸汽自循环热泵精馏工艺，待分离混合物经第一离心泵从精馏塔的中部进料，经分离后，抽取部分塔顶蒸汽依次经塔顶换热器升温以及压缩机压缩升温成为压缩蒸汽，送入再沸器进行换热成为高温饱和液相流股，经节流阀减压后成为饱和汽相和饱和液相，并回流至塔顶，部分饱和汽相循环至压缩机增加压缩蒸汽的流量；塔顶其余蒸汽和剩余的饱和汽相经冷凝器冷凝，并进入回流罐，一部分经第二离心泵回流至塔顶，其余部分作为塔顶产品经第三离心泵采出；塔釜液一部分经再沸器换热后返回至塔底，其余部分作为塔底产品经第四离心泵采出。本发明的工艺分离效果好，热回收利用率高，极大的降低了能耗。大的降低了能耗。大的降低了能耗。


技术研发人员：尹晓红 宫晓青 岳瑞明 许良华
受保护的技术使用者：天津理工大学
技术研发日：2023.05.16
技术公布日：2023/8/2