热回收设备 |
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| 申请号 | CN201480046964.8 | 申请日 | 2014-06-20 | 公开(公告)号 | CN105492842A | 公开(公告)日 | 2016-04-13 |
| 申请人 | LG化学株式会社; | 发明人 | 李成圭; 申俊浩; 金台雨; | ||||
| 摘要 | 本 申请 涉及一种热回收设备及其方法，按照根据本申请的 实施例 的热回收设备及其方法，通过使用在工业用地或各种化学过程(例如，石油化工产品的 制造过程 )中排出的在70℃或70℃以上的 显热 的状态下的低品位热源的废热，可以仅使用一个换热器产生120℃或120℃以上的 蒸汽 ，并且产生的蒸汽也可以用于各种过程，并且因此可以减少在反应器或蒸馏柱中作为外部热源使用的高温蒸汽的使用，从而使节能效率最大化。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种热回收设备，包括： |
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| 说明书全文 | 热回收设备技术领域[0001] 本申请涉及热回收设备及其方法。 背景技术[0002] 在普通化学过程中，通过反应器(reactor)或蒸馏柱(distillation column)在各种路径中执行换热(heat exchange)，并且在换热之后产生的废热(waste heat)可以再利用或废弃。例如，如图1所示，当废热是在约70℃或70℃以上(例如，70℃至90℃)的显热(sensible heat)的状态下的低品位热源(low-grade heat source)时，温度太低而基本上无法再利用，并且因此冷凝水的冷凝废热被弃置。 [0003] 同时，蒸汽在工业领域中用于各种目的，并且具体地讲，在化学过程中，主要使用高温蒸汽。高温蒸汽通常是将大气压和室温状态下的水加热到水的蒸发点，并且对变成蒸汽的水施加高压以增加内能，从而产生高温蒸汽。这里，需要消耗大量的能量来蒸发液态的水。发明内容 [0004] 技术问题 [0005] 本申请涉及提供热回收设备及其方法。 [0006] 技术方案 [0007] 本申请涉及热回收设备。根据本申请的实施例中的热回收设备，利用在工业用地或各种化学过程(例如，石油化工产品的制造过程)中排出的在70℃或70℃以上的显热的状态下的低品位热源的废热，可以仅通过一个换热器来产生120℃或120℃以上的高温蒸汽，并且产生的蒸汽也可以用于各种过程，并且因此可以减少在反应器或蒸馏柱中作为外部热源使用的高温蒸汽的使用，从而使节能效率最大化。 [0009] 图2是示意性地图示了根据本申请的实施例的示例性热回收设备10的视图。 [0010] 如图2所示，根据本申请的实施例的热回收设备10包括第一换热器101、压缩机102、第二换热器103和降压装置104。第一换热器101、压缩机102、第二换热器103和降压装置104可以通过管道连接，并且优选地，可以是流体地(fluidically)连接的以使制冷剂(refrigerant)或流体通过所述管道流动。具体地讲，制冷剂流过的管道可以是第一换热器 101、压缩机102、第二换热器103和降压装置104依次连接以使制冷剂循环的循环回路或循环系统。 [0011] 循环流过管道的制冷剂流的流量(flow rate)可以在5,000至231,000kg/小时的范围内，例如，在10,000至150,000kg/小时的范围内，或者在30,000至200,000kg/小时的范围内，优选地，在25,000至100,000kg/小时的范围内，但是不限于此。 [0012] 根据本申请的实施例，热回收设备10中包含第一换热器101，以便使制冷剂流(refrigerant flow)与从外部流入的流体流(fluid flow)进行换热。通过换热，制冷剂蒸发，并且具有比流入第一换热器的制冷剂流的温度相对更高的温度的蒸汽相流(vapor phase flow)的制冷剂可以流出第一换热器101。在上述描述中，“蒸汽相”表示其中含有很多制冷剂流的总组分的气体组分流的状态，并且例如，表示气体组分流的摩尔分数(mol fraction)在0.9至1.0的范围内的状态。 [0013] 流入第一换热器101的流体流W1，例如，可以是废热流(waste heat flow)或通过冷凝器的冷凝水流，并且废热流，例如，可以是放热反应器的冷却水，但是不限于此。在本申请的实施例中，可以优选地使用在显热的状态下，具体地讲，具有约70℃或70℃以上，例如，大于或等于70℃并且小于100℃，或在70℃至90℃的范围内的温度的低品位热源的废热流。 [0014] 例如，制冷剂流F4-2和流体流W1(例如，废热流)可以通过流体地连接的管道流入第一换热器101中，流入的制冷剂流F4-2和流体流W1在第一换热器101中互相换热，并且然后均可以通过流体地连接的管道流出第一换热器101。 [0015] 流入第一换热器101的制冷剂流F4-2的温度可以低于流入第一换热器101的流体流W1的温度，例如，在60℃至95℃，70℃至80℃，75℃至85℃，或73℃至77℃的范围内，但是不限于此。 [0016] 流入和流出第一换热器101的制冷剂流F4-2和F1的压力(pressure)可以根据制冷剂的类型和驱动条件而变化，但是不受具体限制。例如，流入和流出第一换热器101的制冷剂流F4-2和F1的压力可以在3.0至20.0kgf/cm2g的范围内，例如，在4.0至10.0kgf/cm2g的范围内，或者在5.0至7.0kgf/cm2g的范围内，但是不限于此。当制冷剂流的压力被调节为在3.0至20.0kgf/cm2g的范围内时，可以容易地调节压缩机的压缩比。一般来讲，流出的压力由温度决定，但是当流入的压力增大时，可以维持低的压缩比。随着压缩比增大，可以从低温热源产生高温蒸汽，但是在这种情况下，性能系数(coefficient of performance)减小，并且随着压缩比减小，性能系数增大，但是存在的问题是，难以从低温热源产生高温蒸汽。 [0017] 流入和流出第一换热器101的流体流W1和W2的压力不受具体限制，例如，可以在0.5至2.0kgf/cm2g的范围内，并且例如，可以在0.7至1.5kgf/cm2g的范围内，或者在0.8至1.2kgf/cm2g的范围内。 [0018] 另外，流入第一换热器101的流体流W1的流量可以是50,000kg/小时或更大，例如，100,000kg/小时或更大，或者1,000,000kg/小时或更大，优选地，500,000kg/小时或更大，但是不限于此。随着流入第一换热器101中的流体流W1的流量增大，在换热之后，甚至当由制冷剂转移相同量的热时，流体流W2的流出温度维持在高温，并且因此流出第一换热器的制冷剂流F1的流出温度可以维持在高温。因此，流入第一换热器101的流体流W1的流量的上限不受具体限制，并且考虑到设备效率和经济效率，例如，可以是2,300,000kg/小时或更小，或者1,000,000kg/小时或更小，但是不限于此。 [0020] 根据本申请的实施例，热回收设备10中包含压缩机102以便压缩流出第一换热器101的制冷剂流F1并且增加其温度和压力，并且具有比通过穿过压缩机102来被压缩并且流出第一换热器的制冷剂流的温度和压力相对更高的温度和压力的蒸汽相制冷剂流F2可以流入具有较高压力的第二换热器103中，第二换热器将在下文中进行描述。 [0021] 例如，流出第一换热器101的制冷剂流F1可以通过流体地连接的管道流入压缩机102中，流入的制冷剂流F1可以在压缩机102中被压缩，并且然后可以通过流体地连接的管道流出。 [0022] 在实施例中，流出第一换热器101的制冷剂流F1与流出压缩机102的制冷剂流F2的压力比可以满足以下表达式1。 [0023] [表达式1] [0024] 2≤PC/PH≤5 [0025] 在表达式1中，PC表示流出所述压缩机102的制冷剂流F2的压力，并且PH表示流出所述第一换热器101的制冷剂流F1的压力。 [0026] 也就是说，流出第一换热器101的制冷剂流F1与流出压缩机102的制冷剂流F2的压力比PC/PH可以在2至5的范围内，例如，在2至4的范围内，并且优选地，可以被调节为在3至4的范围内。 [0027] 当流出第一换热器101的制冷剂流F1与流出压缩机102的制冷剂流F2的压力比PC/PH满足表达式1时，在第一换热器101中蒸发的制冷剂可以在高温高压的状态下被压缩为具有足量热量的以便与流过第二换热器的流体流换热，第二换热器将在下文中进行描述。具体地讲，在根据本申请的实施例的热回收设备中，当流出第一换热器101的制冷剂流F1与流出压缩机102的制冷剂流F2的压力比被调节为在上述范围内时，可以在没有单独的蒸汽生成设备或附加的热供应的情况下，通过仅使用一个换热器的换热过程来产生120℃或120℃以上的高温蒸汽，并且因此可以高效地产生高温蒸汽。另外，不需要附加的蒸汽生成设备或用于供热的设备，并且因此可以减少初始系统成本。 [0028] 流出第一换热器101的制冷剂流F1与流出压缩机102的制冷剂流F2的压力比PC/PH可以根据过程的类型的适用性和每个过程的条件多样化地进行调节，只要压力比满足表达式1，但是不具体限制于此。在实施例中，流出第一换热器101的制冷剂流F1的压力可以在3.0至20.0kgf/cm2g的范围内，例如，在4.0至15.0kgf/cm2g的范围内，或者在5.0至12.0kgf/cm2g的范围内，但是不限于此。另外，流出压缩机102的制冷剂流F2的压力可以在9.0至 62.5kgf/cm2g的范围内，例如，在15至45kgf/cm2g的范围内，在18至35kgf/cm2g的范围内，或者在20至25kgf/cm2g的范围内，但是不限于此。 [0029] 另外，在压缩机102中压缩并流出压缩机102的制冷剂流F2的温度可以在125℃至185℃的范围内，例如，在130℃至175℃的范围内，或者在135℃至165℃的范围内，但是不限于此。 [0030] 作为压缩机102，可以使用技术领域中熟知的任何各种压缩设备，只要压缩设备可以压缩蒸汽相流，并且在实施例中，压缩设备可以是压缩机，但是不限于此。 [0031] 在实施例中，流出第一换热器101的制冷剂流F1的温度和流入第一换热器101的流体流W1的温度可以满足以下表达式2。 [0032] [表达式2] [0033] 1℃≤TF-TR≤20℃ [0034] 在表达式2中，TF表示流入所述第一换热器101中的流体流W1的温度，并且TR表示流出所述第一换热器101的制冷剂流F1的温度。 [0035] 也就是说，流出第一换热器101制冷剂流F1的温度与流入第一换热器101的流体流W1的温度的差值TF-TR可以在1℃至20℃的范围内调节，例如，在1℃至15℃，2℃至20℃，1℃至10℃，或2℃至10℃的范围内。 [0036] 当流出第一换热器101的制冷剂流F1的温度和流入第一换热器101的流体流W1的温度满足表达式2时，通过使用低温废热，具体地讲，70℃或70℃以上，例如，在70℃至100℃的范围内的在显热状态下的低品位热源的废热，可以产生高温蒸汽。 [0037] 流出第一换热器101的制冷剂流F1的温度和流入第一换热器101的流体流W1的温度可以根据过程的类型的适用性和每个过程的条件多样化地进行调节，只要温度满足表达式2，但是不具体限制于此。在实施例中，流入第一换热器101的流体流W1的温度可以在70℃至 100℃的范围内，例如，在80℃至100℃，70℃至90℃，75℃至85℃，或85℃至95℃的范围内，但是不限于此。另外，流出第一换热器101的制冷剂流F1的温度可以在65℃至95℃，70℃至 90℃，70℃至95℃，或70℃至85℃的范围内，但是不限于此。 [0038] 这里，在与第一换热器101中的制冷剂流换热之后流出的流体流W2的温度可以在68℃至102℃的范围内，例如，在68℃至98℃，73℃至88℃，73℃至98℃，或73℃至82℃的范围内，但是不限于此。 [0039] 根据本申请的实施例，热回收设备10中包含第二换热器103，以便使流出压缩机102的制冷剂流F2与从外部流入的流体流W3进行换热。通过换热，蒸发的制冷剂可以以具有比流出压缩机的制冷剂流的温度相对更低的温度的液相流流出，并且流体流W3可以吸收在制冷剂冷凝时产生的潜热。在上述描述中，“液相”表示其中含有很多制冷剂流的总组分的液体组分流的状态，并且例如，表示液体组分流的摩尔分数在0.9至1.0的范围内的状态。 [0040] 在实施例中，流入第二换热器103的流体可以是水(补充水)，并且这里，在第二换热器103中换热的水可以吸收在制冷剂冷凝时产生的潜热并蒸发，并且然后可以作为蒸汽排出。 [0041] 例如，流出压缩机102的制冷剂流F2以及与制冷剂流F2换热的流体流W3可以通过流体地连接的管道流入第二换热器103中，并且在流入的制冷剂流F2和流体流W3在第二换热器103中互相换热之后，制冷剂流和流体流均可以通过流体地连接的管道流出第二换热器 103。 [0042] 流入第二换热器103中的流体流W3的温度和压力不受具体限制，并且具有宽范围的温度和压力的流体流可以流入第二换热器103中。例如，具有在70℃至105℃的范围内，例如，80℃至105℃，或90℃至100℃的范围内的温度，以及在0.99至10.5kgf/cm2g的范围内，例如，在1.2至8.5kgf/cm2g的范围内的压力的流体流W3可以流入第二换热器103中。 [0043] 另外，流入第二换热器103的流体流W3的流量可以在500至10,000kg/小时的范围内，例如，在1,000至9,000kg/小时，1,500至7,500kg/小时，或者3,000至5,000kg/小时的范围内，但不具体限制于此。 [0044] 在实施例中，在高温高压下流出压缩机102的制冷剂F2以及在第二换热器103中换热后的水W4可以作为120℃或120℃以上，例如，120℃或120℃以上，145℃或145℃以上，或者165℃或165℃以上的蒸汽流出第二换热器103，蒸汽的温度的上限根据蒸汽的用途变化，并且可以是400℃或400℃以下，例如，300℃或300℃以下，200℃或200℃以下，或者185℃或185℃以下，但是不具体限制于此。另外，在高温高压下流出压缩机102的制冷剂F2以及在第二换热器103中换热后的水W4可以作为具有0.99至10.5kgf/cm2g，例如，1.2至8.5kgf/cm2g的压力的蒸汽流出第二换热器103。 [0045] 另外，在第二换热器103中与流体流W3换热后并且具有125℃至190℃，例如，125℃至170℃，或120℃至160℃，或者优选地118℃至140℃的温度的制冷剂流F3可以流出第二换热器103，但是不限于此。在第二换热器103中与流体流W3换热后的制冷剂流F3的压力可以根据制冷剂的类型和驱动条件变化，并且例如，具有9至62.5kgf/cm2g，15至45kgf/cm2g，18至35kgf/cm2g，或20至25kgf/cm2g的压力制冷剂流F3可以流出第二换热器103，但是不限于此。 [0046] 第二换热器103表示在流动的流体之间进行换热的设备或机器，并且在实施例中，第二换热器103可以是使蒸汽相制冷剂流冷凝成液相制冷剂流的冷凝器。 [0047] 另外，根据本申请的实施例的示例性热回收设备10可以额外包括储罐(storage tank)105。如图2所示，储罐105可以被配置为通过管道流体地连接到第二换热器103。储罐105是供应流入第二换热器103的流体流的设备，并且在储罐105中，可以存储作为用于流入第二换热器103中的流体，例如，水。 [0048] 流出储罐105的流体流W3可以通过管道流入第二换热器103中，并且可以与流入第二换热器103的制冷剂流F2换热。这里，换热后的流体流W4，例如，高温和高压状态下的水回流到储罐105中并且降压，并且可以作为蒸汽排出。 [0049] 另外，尽管图未示出，根据本申请的实施例的热回收设备10可以额外包括压缩蒸汽的一个或多个蒸汽压缩机。例如，热回收设备10可以额外地包括一个或多个蒸汽压缩机，例如第一蒸汽压缩机、第二蒸汽压缩机和/或第三蒸汽压缩机，所述一个或多个蒸汽压缩机与流出第二换热器的流体流流动通过的管道连接。蒸汽可以根据温度和压力划分为若干等级，并且被划分为多个等级的蒸汽均可以根据温度和压力被供应到不同的过程。例如，蒸汽可以根据其压力被划分为温度为280℃或280℃以上并且压力超过30kgf/cm2g的高压蒸汽，温度为160℃至180℃并且压力为5.3至9.2kgf/cm2g的中压蒸汽，以及温度为120℃至140℃或更高并且压力为0.99至2.6kgf/cm2g的低压蒸汽。为了生产每个所需等级的蒸汽，在本申请的实施例中，在第二压缩机中换热之后流出第二压缩机的蒸汽可以通过附加蒸汽压缩机压缩并排出。 [0050] 在实施例中，流出第二换热器的蒸汽可以是低压蒸汽，并且可以通过分别通过附加的第一蒸汽压缩机和第二蒸汽压缩机而被分为中压蒸汽和/或高压蒸汽并排出。 [0051] 另外，在实施例中，根据本申请的实施例的热回收设备可以额外地包括一个或多个蒸汽冷凝器以冷凝每个等级的蒸汽，例如第一蒸汽冷凝器、第二蒸汽冷凝器和/或第三蒸汽冷凝器。 [0052] 例如，当根据本申请的实施例的热回收设备包括第一蒸汽冷凝器、第二蒸汽冷凝器和第三蒸汽冷凝器时，高压蒸汽可以通过第一蒸汽冷凝器被冷凝并且作为中压蒸汽被排出，中压蒸汽可以通过第二蒸汽冷凝器被冷凝并且作为低压蒸汽被排出，并且低压蒸汽可以通过第三蒸汽冷凝器被冷凝并且作为超低压蒸汽被排出。优选地，第一蒸汽冷凝器、第二蒸汽冷凝器和第三蒸汽冷凝器可以彼此连接，并且均可以连接使得从第一蒸汽冷凝器排出的中压蒸汽流入第二蒸汽冷凝器中，并且从第二蒸汽冷凝器排出的低压蒸汽流入第三蒸汽冷凝器中。另外，在实施例中，流出第三蒸汽冷凝器的超低压蒸汽可以是流入第二换热器的流体流，因此，可以重复使用产生的蒸汽，并且因此可以降低蒸汽的制造成本。 [0053] 根据本申请的实施例的热回收设备10中包含降压装置104以使流出第二换热器103的液相制冷剂流F3膨胀并且降低温度和压力，并且在通过降压装置104的制冷剂流F4-1已经膨胀之后，在比流出第二换热器的制冷剂流的温度和压力相对更低的温度和压力的状态下的制冷剂流F4-1可以回流到上文所述的第一换热器101中。 [0054] 例如，流出第二换热器103的液相制冷剂流F3可以通过流体地连接的管道流入降压装置104中，并且在流入降压装置104中的制冷剂流F3膨胀之后，在比流出第二换热器的制冷剂流的温度和压力相对更低的温度和压力的状态下的制冷剂流可以通过流体地连接的管道流出。在实施例中，流出降压装置104的制冷剂流F4-1可以在具有65℃至105℃，例如，65℃至100℃，或70℃至93℃，优选地75℃至90℃的温度的同时流出降压装置104，但是不限于此。另外，流出降压装置104的制冷剂流F4-1的压力可以根据制冷剂的类型和驱动条件进行不同地更改，例如，可以在3.0至20.0kgf/cm2g的范围内，例如，在4.0至15.0kgf/cm2g，或 5.0至12.0kgf/cm2g的范围内，优选地，具有6.0至10.0kgf/cm2g的压力的制冷剂流F4-1可以流出降压装置104，但是不限于此。 [0056] 当降压装置104为涡轮时，涡轮可以是发电装置，例如，可以是能够将流过管道的制冷剂(也就是说，流体)的机械能转换成电能的液力涡轮(hydraulic turbine)，并且当使用液力涡轮时，可以自发地产生压缩机中消耗的电力，并且因此可以增大设备的性能系数。 [0057] 在根据本申请的实施例的热回收设备10中，通过第一换热器101、压缩机102、第二换热器103和降压装置104的每一制冷剂流具有不同的温度和压力特性，并且当蒸汽相和/或液相的制冷剂流流入或流出第一换热器101、压缩机102、第二换热器103和降压装置104时，根据制冷剂流的温度、压力和条件的变化的潜热可以用作用于产生蒸汽的热源。另外，在根据本申请的实施例的热回收设备10中，通过仅使用一个换热器在没有单独的蒸汽制造系统或设备的情况下，使用70℃或70℃以上的低品位热源的废热来设置最佳温度和压力条件以产生120℃或120℃以上的蒸汽，可以以极高的效率产生蒸汽。 [0058] 在实施例中，流入第一换热器101的制冷剂流F4-2可以是液相流，并且制冷剂流中的液相流的体积分数(volume fraction)可以在0.4至1.0的范围内，例如，在0.9至1.0的范围内，优选地，在0.99至1.0的范围内。 [0059] 另外，流出压缩机102的制冷剂流F2可以是蒸汽相流，并且制冷剂流中的蒸汽相流的体积分数可以在0.7至0.9的范围内，例如，在0.75至0.85的范围内，优选地，在0.8至0.85的范围内。 [0060] 流出第二换热器103的制冷剂流F3可以是液相流，并且制冷剂流中的液相流的体积分数可以在0.8至1.0的范围内，例如，在0.9至1.0的范围内，优选地，在0.99至1.0的范围内。 [0061] 另外，流出降压装置104的制冷剂流可以是液相流，并且制冷剂流中的蒸汽相流的体积分数可以在0至0.6的范围内，例如，在0至0.3的范围内，优选地，在0至0.1的范围内。 [0062] 在上述描述中，体积分数表示液相流或蒸汽相流的体积流量(volume flow rate)相对于流过管道的制冷剂流的总体积流量的比例，体积流量表示每单位时间流过的流体的体积，并且可以表示为以下表达式3。 [0063] [表达式3] [0064] 体积流量＝Av(m3/s) [0065] 在表达式3中，A表示管道的横截面积(m2)，并且v表示制冷剂流的流动速度(m/s)。 [0066] 在实施例中，根据本申请的实施例的热回收设备的性能系数(COP)可以是3或更大。高的性能系数值表示更高效且经济的过程，并且当性能系数小于3时，存在的问题是蒸汽的生产成本过高。 [0067] 性能系数表示换热介质吸收的热量与输入压缩机102的能量相比，也就是说，表示输入的能量与回收的能量之比。例如，性能系数为3表示获得了输入电力的三倍的热量。 [0068] 性能系数可以通过以下表达式4计算。 [0069] [表达式4] [0070] [0071] 在表达式4中，Q表示第二换热器中产生的冷凝热量(quantity of heat of condensation)，并且W表示压缩机功率的量(amount of work done)。 [0072] 在本申请的另一个实施例中，提供了一种热回收方法。通过使用上述热回收设备10可以执行示例的热回收方法，通过不废弃并使用在工业用地或各种化学过程(例如，石油化工产品的制造过程)中排出的70℃或70℃以上的低品位热源可以产生120℃的蒸汽，产生的蒸汽可以用于各种过程，并且因此可以减少在反应器或蒸馏柱中作为外部热源使用的高温蒸汽的使用，从而使节能效率最大化。 [0073] 根据本申请的实施例的热回收方法包括制冷剂循环步骤、第一换热步骤、第二换热步骤和调压步骤。 [0074] 在实施例中，热回收方法包括制冷剂循环步骤，其中，制冷剂依次流动通过第一换热器101、压缩机102、第二换热器103和降压装置104。例如，热回收方法包括制冷剂循环步骤，其中，(i)制冷剂流流入第一换热器101，(ii)流出第一换热器101的制冷剂流F1流入压缩机102，(iii)流出压缩机102的制冷剂流F2流入第二换热器103，(iv)流出第二换热器103的制冷剂流F3流入降压装置104，(v)流出降压装置104的制冷剂流F4-1回流到第一换热器101中。 [0075] 热回收方法包括：第一换热步骤，其中，流入第一换热器101的制冷剂流F4-2和流入第一换热器101的流体流W1进行换热；以及，第二换热步骤，其中，流出压缩机102的制冷剂流F2和流入第二换热器103的流体流W3进行换热。 [0076] 另外，热回收方法包括调压步骤，其中，流出第一换热器101的制冷剂流F1的压力与流出压缩机102的制冷剂流F2的压力的比值被调节为满足以下表达式1。 [0077] [表达式1] [0078] 2≤PC/PH≤5 [0079] 在表达式1中，PC表示流出所述压缩机102的制冷剂流F2的压力，并且PH表示流出所述第一换热器101的制冷剂流F1的压力。 [0080] 当流出第一换热器101的制冷剂流F1的压力与流出压缩机102的制冷剂流F2的压力的比值满足表达式1时，可以在没有单独的蒸汽生成设备或附加的热供应的情况下通过仅使用一个换热器的换热过程来产生120℃或120℃以上的高温蒸汽，并且因此可以高效地产生高温蒸汽。另外，不需要附加的蒸汽生成设备或用于供热的设备，并且因此可以减少初始系统成本。 [0081] 在根据本申请的实施例的热回收方法中，有关流出第一换热器101的制冷剂流F1的压力和流出压缩机102的制冷剂流F2的压力的详细描述与上文所述的热回收设备10中的描述相同，并且因此省略其详细描述。 [0082] 另外，根据本申请的实施例的热回收方法，有关具体温度、压力和流量条件的详细描述与上文所述的热回收设备10中的描述相同，并且因此省略其详细描述。 [0083] 可以依次执行制冷剂循环步骤、第一换热步骤、第二换热步骤和调压步骤，或者可以不论顺序独立执行每个步骤，并且可以同时执行每个步骤。另外，由于制冷剂循环步骤的步骤(i)至(v)是循环步骤，所以可以首先执行任一步骤，只要制冷剂流按照如上所述方式循环。 [0084] 在根据本申请的实施例的示例性热回收方法中，流出第一换热器101的制冷剂流F1的温度和流入第一换热器101的流体流W1的温度可以满足以下表达式2。 [0085] [表达式2] [0086] 1℃≤TF-TR≤20℃ [0087] 在表达式2中，TF表示流入所述第一换热器101中的流体流W1的温度，并且TR表示流出所述第一换热器101的制冷剂流F1的温度。 [0088] 当流出第一换热器101的制冷剂流F1的温度和流入第一换热器101的流体流W1的温度满足表达式2时，通过使用低温废热，尤其是在70℃或70℃以上(例如，70℃至90℃)的显热的状态下的低品位热源的废热，可以仅使用一个换热器产生120℃或120℃以上的蒸汽，有关流出第一换热器101的制冷剂流F1和流入第一换热器101的流体流W1的温度条件的详细描述与上文所述的热回收设备10中的描述相同，并且因此省略其详细描述。 [0089] 另外，根据本申请的实施例的热回收方法中，有关具体温度、压力和流量条件的详细描述与上文所述的热回收设备10中的描述相同，并且因此省略其详细描述。 [0090] 在实施例中，在热回收方法的另一个实施例中，流入第二换热器103的流体W3可以是水，另外，根据本申请的实施例的示例性热回收方法可以进一步包括与流入第二换热器103的制冷剂流F2换热的水作为蒸汽排出的蒸汽生成步骤。在上述描述中，有关蒸汽的温度和压力的详细描述与上文所述的热回收设备10中的描述相同，并且因此省略其详细描述。 [0091] 另外，在实施例中，热回收方法可以进一步包括蒸汽压缩步骤。蒸汽压缩步骤可以由热回收设备中描述的蒸汽压缩机执行，例如，第一蒸汽压缩机、第二蒸汽压缩机和/或第三蒸汽压缩机，其详细描述与上文所述相同，并且因此省略。 [0092] 热回收方法进一步包括蒸汽冷凝步骤。蒸汽冷凝步骤可以由热回收设备中描述的蒸汽压缩机执行，例如，第一蒸汽压缩机、第二蒸汽压缩机和/或第三蒸汽压缩机，其详细描述与上文所述相同，并且因此省略。 [0093] 另外，蒸汽压缩步骤和蒸汽冷凝步骤可以在上文所述的制冷剂循环步骤、第一换热步骤、第二换热步骤和调压步骤之后依次执行，或者可以不论顺序独立执行。另外，可以同时执行上述步骤。 [0094] 图3是根据本申请的实施例的废热回收设备和方法的温度-熵(T-s)的线形的线形图，并且图3中的虚线示出了等压线(isobaric line)。 [0095] 具有低温的废热流W1通过第一换热器101与液相制冷剂流F4换热，并且在图3的线形图中，沿着路径从5至1执行换热。换热后的蒸汽相制冷剂流F1在压缩机102中被压缩，并且这里，沿着路径从1至2压缩。在压缩过程中压缩的蒸汽相高温高压制冷剂流F2流入第二换热器103，沿着图3的线形图中的路径从2至4传热到高温热需求方，因此，损失热量的液相高压制冷剂流F3通过降压装置104膨胀，并且沿着图3的线形图中的路径从4至5膨胀。 [0096] 根据本申请的实施例的热回收设备10和热回收方法可以适用于各种石油化工过程。 [0097] 例如，在制造正丁醇(n-butanol)时的碘化反应(iodine reaction)过程的情况下，在此过程中产生的废热的温度约为85℃，这里，损失约7.6Gcal/小时的热量，并且因此，上文所述的热回收设备和方法可以适用于碘化反应过程。另外，在通过烷化反应(alkylation reaction)制造异丙基苯(cumene)的过程的情况下，损失约6.8Gcal/小时的热量，并且因此上文所述的热回收设备和方法可以适用于异丙基苯的制造过程。另外，在丙烯酸(acrylic acids)的制造过程的情况下，吸收器中产生的废热的温度约为75℃，这里，损失约1.6至3.4Gcal/小时的热量，并且因此，上文所述的热回收设备和方法可以适用于丙烯酸的制造过程。 [0098] 有益效果 [0099] 根据本申请的实施例中的热回收设备和方法，通过使用在工业用地或各种化学过程(例如，石油化工产品的制造过程)中排出的在70℃或70℃以上的显热的状态下的低品位热源的废热，可以仅使用一个换热器产生120℃或120℃以上的蒸汽，并且产生的蒸汽也可以用于各种过程，并且因此可以减少在反应器或蒸馏柱中作为外部热源使用的高温蒸汽的使用，从而使节能效率最大化。 附图说明[0101] 图2是示意性地图示了根据本申请的实施例的热回收设备的视图。 [0102] 图3是示例性地示出了根据本申请的实施例的废热回收设备和方法的温度-熵的曲线图。 [0103] 图4是示出了根据本申请的实施例的热回收设备的视图。 具体实施方式[0104] 以下，将结合根据本申请的实施例的实例以及不根据本申请的实施例的比较例更详细地描述本申请，但是本申请的范围不限于以下实例。 [0105] 实例1 [0106] 通过使用图4的热回收设备产生蒸汽。 [0107] 制冷剂(1,1,1,3,3-五氟丙烷，R245fa)以30,000kg/小时的流量循环，使得制冷剂依次通过第一换热器、压缩机、第二换热器和控制阀。具体地讲，在75.4℃、6.2kgf/cm2g(7.1巴(bar))的状态下具有0.0的气体体积分数的制冷剂流流入第一换热器中，并且同时，在85.0℃、1.0kgf/cm2g(2.0巴)的状态下具有0.0的气体体积分数的废热流以300,000kg/小时的流量流入第一换热器中用于换热。在第一换热器中换热之后，在83.3℃、1.0kgf/cm2g的状态下具有0.0的气体体积分数的废热流以30,000kg/小时的流量流出，在80℃、6.2kgf/cm2g(7.1巴)的状态下具有1.0的气体体积分数的制冷剂流流出，然后制冷剂流流入压缩机中。另外，在压缩机中压缩的制冷剂流在处于127℃、21.4kgf/cm2g(22.0巴)的状态下具有0.88的气体体积分数时流出压缩机。这里，在压缩机中使用的功率量是220,404W。 流出压缩机的制冷剂流流入第二换热器中，并且同时，在100℃、0.99kgf/cm2g(1.98巴)的状态下具有0.0的气体体积分数的水以2,000kg/小时的流量流入第二换热器中用于与制冷剂流进行换热。在换热之后，水作为在120℃、0.99kgf/cm2g的状态下具有1.0的气体体积分 2 数的蒸汽排出，制冷剂流被冷凝并在处于126℃、21.4kgf/cmg(22.0巴)的状态下具有0.0的气体体积分数时流出，然后流入控制阀中。另外，通过控制阀的制冷剂流在处于75.4℃、 6.2kgf/cm2g(7.1巴)的状态下具有0.66的气体体积分数时流出控制阀，然后回流到第一换热器中。 [0108] 这里，在降压装置中，通过使用流体流的机械能来产生72,874W的电力。另外，热回收设备的性能系数通过以下表达式4计算，并且如下文表1所示。 [0109] [表达式4] [0110] [0111] 在表达式4中，Q表示第二换热器中产生的冷凝热量，并且W表示压缩机功率的量。 [0112] 实例2 [0113] 按照与实例1中相同的方式产生蒸汽，不同之处在于，在75.4℃、6.2kgf/cm2g(7.1巴)的状态下具有0.0的气体体积分数的制冷剂流流入第一换热器中，并且同时，在95℃、1.0kgf/cm2g(2.0巴)的状态下具有0.0的气体体积分数的废热流以300,000kg/小时的流量流入第一换热器中用于换热，热量在第一换热器中交换，在90℃、6.2kgf/cm2g(7.1巴)的状态下具有1.0的气体体积分数的制冷剂流流入压缩机中，压缩机中压缩的制冷剂流在处于 133℃、24.3kgf/cm2g(24.8巴)的状态下具有1.0的气体体积分数时流出压缩机，制冷剂流流入第二换热器中并且与100℃的水进行换热，在132℃、24.3kgf/cm2g(24.8巴)的状态下具有0.0的气体体积分数的换热后的制冷剂流流出，并流入降压装置中。这里，在下文的表1中示出了热回收设备的性能系数以及蒸汽温度。 [0114] 实例3 [0115] 按照与实例1中相同的方式产生蒸汽，不同之处在于，在68.5℃、5.0kgf/cm2g(5.9巴)的状态下具有0.0的气体体积分数的制冷剂流流入第一换热器中，并且同时，在95℃、1.0kgf/cm2g的状态下具有0.0的气体体积分数的废热流以300,000kg/小时的流量流入第一换热器中用于换热，热量在第一换热器中交换，在90℃、5.0kgf/cm2g(5.9巴)的状态下具有1.0的气体体积分数的制冷剂流流入压缩机中，压缩机中压缩的制冷剂流在处于133℃、 24.3kgf/cm2g(24.8巴)的状态下具有1.0的气体体积分数时流出压缩机，制冷剂流流入第二换热器中并且与100℃的水进行换热，在132℃、24.3kgf/cm2g(24.8巴)的状态下具有0.0的气体体积分数的换热后的制冷剂流流出，并流入降压装置中。这里，在下文的表1中示出了热回收设备的性能系数以及蒸汽温度。 [0116] 比较例1 [0117] 按照与实例1中相同的方式产生蒸汽，不同之处在于，在79.6℃、7.0kgf/cm2g(7.9巴)的状态下具有0.0的气体体积分数的制冷剂流流入第一换热器中，并且同时，在90℃、1.0kgf/cm2g的状态下具有0.0的气体体积分数的废热流以300,000kg/小时的流量流入第一换热器中用于换热，热量在第一换热器中交换，在85℃、7.0kgf/cm2g(7.9巴)的状态下具有1.0的气体体积分数的制冷剂流流入压缩机中，压缩机中压缩的制冷剂流在处于108℃、 14.2kgf/cm2g(15.0巴)的状态下具有1.0的气体体积分数时流出压缩机，制冷剂流流入第二换热器中并且与80℃的水进行换热，在107℃、14.2kgf/cm2g(15.0巴)的状态下具有0.0的气体体积分数的换热后的制冷剂流流出，并流入降压装置中。这里，在下文的表2中示出了热回收设备的性能系数以及蒸汽温度。 [0118] 比较例2 [0119] 按照与实例1中相同的方式产生蒸汽，不同之处在于，在61.9℃、4.0kgf/cm2g(4.9巴)的状态下具有0.0的气体体积分数的制冷剂流流入第一换热器中，并且同时，在70℃、1.0kgf/cm2g的状态下具有0.0的气体体积分数的废热流以300,000kg/小时的流量流入第一换热器中用于换热，热量在第一换热器中交换，在65℃、4.0kgf/cm2g(4.9巴)的状态下具有1.0的气体体积分数的制冷剂流流入压缩机中，压缩机中压缩的制冷剂流在处于134℃、 2 24.6kgf/cmg(25.2巴)的状态下具有1.0的气体体积分数时流出压缩机，制冷剂流流入第二换热器中并且与100℃的水进行换热，在133℃、24.6kgf/cm2g(25.2巴)的状态下具有0.0的气体体积分数的换热后的制冷剂流流出，并流入降压装置中。这里，在下文的表2中示出了热回收设备的性能系数以及蒸汽温度。 [0120] 表1 [0121] [0122] 表2 [0123] |
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