技术领域
[0001] 本
发明属于化工分离过程和节能技术领域，涉及一种压缩式热泵精馏装置及工艺。
背景技术
[0002] 在化工生产过程中，经常涉及
溶剂提纯和分离的精馏工艺过程。在精馏过程中，通常直接将塔顶
蒸汽冷凝后，部分冷凝液作为精馏塔回流，部分作为产品采出，此种工艺不但增加了冷却
循环水消耗，而且也损失了塔顶蒸汽的冷凝
潜热。通常可采用外部工质型、塔釜闪蒸式或塔顶蒸汽直接压缩式等压缩式热泵精馏工艺，回收塔顶蒸汽冷凝潜热，比如丙烷－丙烯分离，三苯分离等。
[0003] 热泵技术是近年来在全世界倍受关注的新
能源技术。热泵是一种将低温热源的
热能转移到高温热源的装置。作为一种余热利用的有效工具，热泵技术逐渐运用在化工精馏领域。Supranto S.等人研究了涉及两级
蒸汽压缩，在分离
乙醇和水的精馏装置中采用了热泵精馏技术(Heat pump assisted distillation.IX:Acceptance trials on a system for separating ethanol and water，International Journal of Energy Research，1988，12，p413-422)。Gaspillo P.等人介绍了在脱氢异丙醇反应精馏塔采用化学热泵精馏技术(Dehydrogenation of2-propanol in reactive distillation column for chemical heat pump，Journal of Chemical Engineering of Japan，1998，31，p440-444)。中国
专利200680023637.6介绍了一种使用热泵的精馏设备，用于精馏含水混合物中易
汽化成分。
[0004] 中国专利200810231613.0介绍了
碳酸二乙酯热泵精馏装置及工艺，将精馏塔顶蒸汽物料引入
压缩机加压后用于塔釜
再沸器热源。邓仁杰等人研究
醋酸丁酯热泵精馏新工艺(化学工程，2006年6期)，针对常规醋酸丁酯生产工艺能耗高的特点，提出将热泵精馏应用于醋酸丁酯生产，开发出醋酸丁酯热泵精馏新工艺。该工艺同样将塔顶
蒸汽压缩后用于塔釜再沸器热源，装置中酯化塔和精馏塔的塔顶塔釜温差分别为13℃和18℃。
[0005] 将热泵技术应用于化工行业精馏工艺，当精馏塔塔顶塔釜温差较大时(特别是大于30℃时)，如果采用上述热泵精馏工艺，则存在压缩比非常高，造成压缩机的功率提高，节能效果不明显，能源利用不够充分的问题。
发明内容
[0006] 为了解决化工行业中热泵精馏工艺中，当精馏塔塔顶塔釜温差较大时(特别是大于30℃时)，压缩比非常高，节能效果不明显，能源利用不够充分的问题；本发明的目的是提供一种压缩式热泵精馏装置。
[0007] 本发明的另一个目的是提供一种压缩式热泵精馏工艺。
[0008] 本发明的技术方案如下：
[0009] 本发明提供了一种压缩式热泵精馏装置，该装置包括进料
蒸发器、进料蒸汽压缩机、精馏塔、塔顶冷凝冷却器和回流槽，依次经过管路连接。
[0010] 所述的进料
蒸发器上设有进料蒸发器进料口、进料蒸发器出料口、进料蒸发器加热介质进料口和进料蒸发器加热介质出料口，进料蒸发器加热介质进料口位于进料蒸发器的侧边，进料蒸发器加热介质出料口位于进料蒸发器加热介质进料口相对应的另一侧边；进料蒸发器出料口与压缩机进料口连接，进料蒸发器加热介质出料口与塔顶冷凝冷却器进料口连接，进料蒸发器加热介质进料口与精馏塔塔顶蒸汽出口连接。
[0011] 所述的进料蒸汽压缩机上设有压缩机进料口和压缩机出料口，压缩机进料口与进料蒸发器出料口连接，压缩机出料口与精馏塔进料口连接。
[0012] 所述的精馏塔上设有精馏塔进料口、精馏塔塔顶蒸汽出口、精馏塔塔釜采出口和回流液进料口，精馏塔进料口位于精馏塔的侧边中部，回流液进料口位于精馏塔进料口相对应的另一侧边，精馏塔塔顶蒸汽出口位于精馏塔的顶部，精馏塔塔釜采出口位于精馏塔的底部；精馏塔进料口与压缩机出料口连接，精馏塔塔顶蒸汽出口与进料蒸发器加热介质进料口连接，回流液进料口与回流液出口连接。
[0013] 所述的塔顶冷凝冷却器上设有冷却器进料口和冷却器出料口，冷却器进料口与进料蒸发器加热介质出料口连接，冷却器出料口与回流槽进料口连接。
[0014] 所述的回流槽上设有回流槽进料口、回流液出口和塔顶产品采出口，回流槽进料口与冷却器出料口连接，回流液出口与回流液进料口连接。
[0015] 本发明还提供了一种压缩式热泵精馏工艺，该工艺包括以下步骤：
[0016] 首先将待分离的有机混合溶液加入到进料蒸发器中，进料蒸发器在减压条件下以精馏塔塔顶蒸汽做为热源将进料加热至完全汽化，汽化后的进料经进料蒸汽压缩机压缩提高进料压
力后进入精馏塔；进料经精馏塔精馏后，精馏塔塔釜液体达到采出标准后直接采出，塔顶蒸汽通入进料蒸发器作为热源进行热交换，换热之后的塔顶蒸汽及部分冷凝液进入塔顶冷凝冷却器冷凝成液体进入回流槽；回流槽中冷凝液部分通入精馏塔继续回流，其余作为产品采出。
[0017] 所述的有机混合溶液为一种C1～C4有机化合物与水的
混合液或者两种C1～C4有机化合物的混合液。
[0018] 所述的C1～C4有机化合物选自醇、
酮、
醛或酯类有机化合物，例如：甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇、甲醛、乙醛、丙醛、丙酮、甲乙酮、
甲酸甲酯或甲酸乙酯。
[0019] 所述的有机混合溶液的轻组分
质量浓度为25~75%。
[0020] 所述的进料蒸发器选自
板式换热器、
管式换热器、
管板式换热器或者螺旋板式换热器中的一种，换热温差范围在10~60℃。
[0021] 所述的进料蒸汽压缩机选自
容积式压缩机，往复式压缩机，离心式压缩机中的一种，升温范围在20~60℃，压缩比为1.5~5.0。
[0022] 所述的精馏塔选自筛板塔，浮
阀塔或者填料塔中的一种，塔顶回流比为1.0~5.0。
[0023] 本发明同
现有技术相比，具有如下优点和有益效果：
[0024] 1、本发明公开了一种针对塔顶塔釜大温差(大于30℃)精馏的新型热泵精馏工艺，将精馏塔顶蒸汽作为加热进料的热源，不但可以将进料加热至
露点或以上
温度，而且明显降低塔顶蒸汽的压缩比，减少压缩动力消耗，从而减少能源消耗。
[0025] 2、本发明通过回收塔顶蒸汽的冷凝潜热，有效提高热量利用效率可大大减少塔顶蒸汽冷凝的所需冷却循环水消耗。
[0026] 3、本发明适用于一切满足条件的热泵精馏工艺，应用范围广阔。
[0027] 4、本发明涉及一种针对塔顶塔釜温差超过30℃的新型压缩式热泵精馏工艺。该工艺以精馏塔塔顶蒸汽为热源，将进料在减压条件下加热至汽化的同时，塔顶蒸汽被冷凝。汽化后的进料经压缩机压缩后进入精馏塔。与现有的精馏技术进行比较，如果现有技术的精馏塔采用外部热源加热的气相进料，本发明则节约原料汽化所消耗热量；如果现有技术的精馏塔为液相进料，本发明将精馏塔改造为气相进料，由于进料
能量提高，大大节约精馏过程的需要的能耗。对于传统精馏塔顶塔釜温差大的精馏工艺，不但可节约用于冷凝塔顶蒸汽的冷却循环水消耗，也可回收塔顶蒸汽的冷凝潜热，提高热量利用效率，节能降耗。
附图说明
[0028] 图1表示本发明
实施例的热泵精馏工艺
流程图。
[0029] 1为进料蒸发器、2为进料蒸汽压缩机、3为精馏塔、4为塔顶冷凝冷却器、5为回流槽、11为进料蒸发器进料口、12为进料蒸发器出料口、13为进料蒸发器加热介质进料口、14为进料蒸发器加热介质出料口、21为压缩机进料口、22为压缩机出料口、31为精馏塔进料口、32为精馏塔塔顶蒸汽出口、33为精馏塔塔釜采出口、34为回流液进料口、41为冷却器进料口、42为冷却器出料口、51为回流槽进料口、52为回流液出口、53为塔顶产品采出口。
[0030] 图2表示比较例1普通精馏工艺流程图。
[0031] 6为进料蒸发器、7为精馏塔、8为塔顶冷凝冷却器、9为回流槽。
具体实施方式
[0032] 以下结合附图所示实施例对本发明作进一步的说明。
[0033] 实施例1
[0034] 50wt%甲醇-水溶液分离过程热泵精馏工艺的流程如图1所示，图1表示本发明实施例的热泵精馏工艺流程图；精馏塔采用气相进料。
[0035] 按照进料量10T/h，进料温度为50℃计算，精馏塔3采用45
块实际塔板，塔顶回流比为3.0，将精馏塔3塔顶采出蒸汽作为进料蒸发器1的热源，在减压条件下加热使进料
气化，然后利用进料蒸汽压缩机2压缩提高进料压力后进入精馏塔3。精馏塔3塔顶得到水含量小于100ppm的甲醇，塔釜采出中甲醇浓度同样小于100ppm。经过进料蒸发器1换热后的塔顶蒸汽在塔顶冷凝冷却器4中冷却为液相，换热量为1.38Gcal/h。精馏塔3塔釜再沸器的热量消耗为1.55Gcal/h。塔顶冷凝冷却器4冷凝的液体进入回流槽5；回流槽5中冷凝液部分通入精馏塔3继续回流，其余作为产品采出。
[0036] 比较例1
[0037] 50wt%甲醇-水溶液分离过程普通精馏工艺如图2所示，精馏塔采用气相进料，进料量10T/h，进料温度为50℃。
[0038] 该精馏过程采用45块实际塔板，精馏塔7塔顶回流比为3.0，塔顶得到水含量小于100ppm的甲醇，塔釜采出甲醇浓度同样小于100ppm。按照进料量10T/h，进料温度为50℃计算，进料蒸发器6将进料加热至气化所需要的热量为4.43Gcal/h。塔顶冷凝冷却器8冷量为5.20Gcal/h。精馏塔7塔釜再沸器的热量消耗为1.55Gcal/h。
[0039] 实施例1与比较例1相比，进料蒸汽压缩机2将进料蒸汽由约0.3Bar压缩至1.3Bar（压缩比4.3），所需要的有效轴功率为793KW，按照
电机效率0.7计算，需要增加的电耗为1135KW，即0.98Gcal/h。整个工艺过程节约加热能量消耗4.43Gcal/h，节约冷却能量消耗3.82Gcal/h，合计节约7.27Gcal/h。
[0040] 实施例2
[0041] 25wt%乙醇-水溶液分离过程热泵精馏工艺的流程如图1所示，精馏塔采用气相进料。
[0042] 按照进料量10T/h，进料温度为50℃计算，精馏塔3采用23块实际塔板，塔顶回流比为5.0，将精馏塔3塔顶采出蒸汽作为进料蒸发器1的热源，在减压条件下加热使进料气化，然后利用进料蒸汽压缩机2压缩提高进料压力后进入精馏塔3。精馏塔3塔顶得到水含量小于15wt%的乙醇，塔釜采出乙醇浓度小于0.5wt%。经过进料蒸发器1换热后的塔顶蒸汽在塔顶冷凝冷却器4中冷却为液相，换热量为0.28Gcal/h。精馏塔3塔釜再沸器的热量消耗为0.49Gcal/h。塔顶冷凝冷却器4冷凝的液体进入回流槽5；回流槽5中冷凝液部分通入精馏塔3继续回流，其余作为产品采出。
[0043] 比较例2
[0044] 25wt%乙醇-水溶液分离过程普通精馏工艺如图2所示，精馏塔采用气相进料，进料量10T/h，进料温度为50℃。
[0045] 该精馏过程采用23块实际塔板，精馏塔7操作回流比为5.0，塔顶得到水含量小于15wt%的乙醇，塔釜采出乙醇浓度小于0.5wt%。按照进料量10T/h，进料温度为50℃计算，进料蒸发器6将进料加热至气化所需要的热量为5.07Gcal/h。塔顶冷凝冷却器8冷量为
5.17Gcal/h。精馏塔7塔釜再沸器的热量消耗为0.49Gcal/h。
[0046] 实施例2与比较例2相比，进料蒸汽压缩机2将进料蒸汽由约0.3Bar压缩至1.5Bar（压缩比5.0），所需要的有效轴功率为1050KW，按照电机效率0.7计算，需要增加的电耗为1500KW，即1.29Gcal/h。整个工艺过程节约加热能量消耗5.07Gcal/h，节约冷却能量消耗4.89Gcal/h，合计节约8.67Gcal/h。
[0047] 实施例3
[0048] 75wt%丙酮-水溶液分离过程热泵精馏工艺的流程如图1所示，精馏塔采用气相进料。
[0049] 按照进料量10T/h，进料温度为50℃计算，精馏塔3采用28块实际塔板，塔顶回流比为1.5，将精馏塔3塔顶采出蒸汽作为进料蒸发器1的热源，在减压条件下加热使进料气化，然后利用进料蒸汽压缩机2压缩提高进料压力后进入精馏塔3。精馏塔3塔顶得到水含量小于3wt%的丙酮，塔釜采出丙酮浓度小于1wt%。经过进料蒸发器1换热后的塔顶蒸汽在塔顶冷凝冷却器4中冷却为液相，换热量为0.31Gcal/h。精馏塔3塔釜再沸器的热量消耗为0.37Gcal/h。塔顶冷凝冷却器4冷凝的液体进入回流槽5；回流槽5中冷凝液部分通入精馏塔3继续回流，其余作为产品采出。
[0050] 比较例3
[0051] 75wt%丙酮-水溶液分离过程普通精馏工艺如图2所示，精馏塔采用气相进料，进料量10T/h，进料温度为50℃。
[0052] 该精馏过程采用28块实际塔板，精馏塔7操作回流比为1.5，塔顶得到水含量小于3wt%的丙酮，塔釜采出丙酮浓度小于1wt%。按照进料量10T/h，进料温度为50℃计算，进料蒸发器6将进料加热至气化所需要的热量为2.63Gcal/h。塔顶冷凝冷却器8冷量为2.79Gcal/h。精馏塔7塔釜再沸器的热量消耗为0.37Gcal/h。
[0053] 实施例3与比较例3相比，进料蒸汽压缩机2将进料蒸汽由约0.35Bar压缩至1.3Bar（压缩比3.7），所需要的有效轴功率为620KW，按照电机效率0.7计算，需要增加的电耗为886KW，即0.76Gcal/h。整个工艺过程节约加热能量消耗2.63Gcal/h，节约冷却能量消耗2.48Gcal/h，合计节约4.35Gcal/h。
[0054] 实施例4
[0055] 如图1所示，图1表示本发明实施例的热泵精馏工艺流程图。
[0056] 一种压缩式热泵精馏装置，该装置包括进料蒸发器1、进料蒸汽压缩机2、精馏塔3、塔顶冷凝冷却器4和回流槽5，依次经过管路连接。
[0057] 进料蒸发器1上设有进料蒸发器进料口11、进料蒸发器出料口12、进料蒸发器加热介质进料口13和进料蒸发器加热介质出料口14，进料蒸发器加热介质进料口13位于进料蒸发器1的侧边，进料蒸发器加热介质出料口14位于进料蒸发器加热介质进料口13相对应的另一侧边；进料蒸发器出料口12与压缩机进料口21连接，进料蒸发器加热介质出料口14与塔顶冷凝冷却器进料口41连接，进料蒸发器加热介质进料口13与精馏塔塔顶蒸汽出口32连接。
[0058] 进料蒸汽压缩机2上设有压缩机进料口21和压缩机出料口22，压缩机进料口21与进料蒸发器出料口12连接，压缩机出料口22与精馏塔进料口31连接。
[0059] 精馏塔3上设有精馏塔进料口31、精馏塔塔顶蒸汽出口32、精馏塔塔釜采出口33和回流液进料口34，精馏塔进料口31位于精馏塔3的侧边中部，回流液进料口34位于精馏塔进料口31相对应的另一侧边，精馏塔塔顶蒸汽出口32位于精馏塔3的顶部，精馏塔塔釜采出口33位于精馏塔3的底部；精馏塔进料口31与压缩机出料口22连接，精馏塔塔顶蒸汽出口32与进料蒸发器加热介质进料口13连接，回流液进料口34与回流液出口52连接。
[0060] 塔顶冷凝冷却器4上设有冷却器进料口41和冷却器出料口42，冷却器进料口41与进料蒸发器加热介质出料口14连接，冷却器出料口42与回流槽进料口51连接。
[0061] 回流槽5上设有回流槽进料口51、回流液出口52和塔顶产品采出口53，回流槽进料口51与冷却器出料口42连接，回流液出口52与回流液进料口34连接。
[0062] 上述的对实施例的描述是为便于该技术领域的普通技术人员能理解和应用本发明。熟悉本领域技术的人员显然可以容易地对这些实施例做出各种
修改，并把在此说明的一般原理应用到其他实施例中而不必经过创造性的劳动。因此，本发明不限于这里的实施例，本领域技术人员根据本发明的揭示，不脱离本发明范畴所做出的改进和修改都应该在本发明的保护范围之内。
