DMF回收设备的节能探讨

为 &644 < # $ % ( "88" （ /2 1 :） 。这样 !" 塔顶累计 （ " "） 有 463’ /2 1 : 的水以 5#, 汽相存在， 热焓为 463’ < 。同时， 5#, 回流水带回 5&& $ ’ ( 3##8%66（ /!.0 1 :） 到 !" 塔的热量为 "88" < 5# ( ""845#（ /!.0 1 :） 。 进入 >" 的 )*+ 溶液中， 只有当水和 )*+ 完全 才能实现精馏的分离过 以饱和蒸汽的形式进入 !"， 程。本流程在操作过程中， 4444 /2 1 : 的 "##, 浓缩 液进料被 !& 塔顶累计存在的 ’334 /2 1 : 蒸汽加热成 过热蒸汽， 可以算出需要的热量为 "%%3&36 /!.0 1 :； 而 ’334 /2 1 : 水蒸汽由汽相变成液相， 释放热量为 因 而 向 !" 塔 提 供 热 能 为 ""#38&" &6%%"’8 /!.0 1 :， /!.0 1 :。 在减压塔内， 纯 )*+ 出料温度一般为 ""#, ， 带 出的热量为 "5## < &"5 $ "% ( 34’6%&（ /!.0 1 :） 。 >& 需 要 提 供 的 总 热 量 为 3##8%66 ? 34’6%& 7 。 ""845# 7 ""#38&" ( &"3&&%8（ /!.0 1 :） !$’ 设备耗热分析 这套设备需要的总热量为 34%#3"& ? &"3&&%8 ( （ /!.0 1 :） 。如果不考虑热损耗， 这套设备每 ’5#&’8" 小时的耗热量也在 ’5# 万大卡以上。 这种回收系统与我国 -@ 革行业发展初期的单 塔回收系统相比已有了很大改进。但是， 由图 " 可 以看出， 由 !" 塔顶产生的蒸汽直接被外排冷凝了。 当回流比为 # $ % 时， （"88" ? &644）/2 1 : 水 !" 塔顶的 带出显热约为 &5# 万大卡， 占总用 蒸汽以 5#, 排出， 热量的 45 $ 4; 。如果不能再利用是非常可惜的。 这种装置的另一致命缺陷是： 蒸发器 >" 的操作 温度随进料浓度升高而升高， 但 !& 塔顶蒸汽温度不 可能抬得很高， 所以不可能用再增加塔的方式来增
" 为 回 流 量， $ 为 馏 出 量。现 根 据 各 温 度 下 水 及 （见表 "） 计算 )*+ 水溶液的用热 )*+ 的热焓数值 量。
水及 "#$ 的热焓物理数据
)*+ 汽化热 /!.0 1 /2 ’64 $ 3 ’56 $ # ’5& $ ’ ’38 $ 4 ’33 $ " 486 $ ’ 压力 -. 7 &#%5 33%3 "8#63 &54#6 ""6’’8 液体焓 /!.0 1 /2 "# $ %6 &6 $ 3 34 $ ’ 5" $ ’ 56 $ %’ "#6 $ 54 蒸汽焓 /!.0 1 /2 "%’ $ 3’ "6% $ 48 "8" $ 64 &"# $ 88 &"5 $ "% &44 $ 8# 汽化热 /!.0 1 /2 "54 $ ’% "’8 $ "8 "’% $ 34 "48 $ 48 "4% $ 4& "35 $ &5
・ 44 ・ 时吸收 （或放出） 的热量。
聚氨酯工业
第 "% 卷
设 !" 精馏塔的回流比为 # $ %， !& 精馏塔的回流 比为 # $ ’。根据化工原理知： 回流比 ! ( " # $ ， 其中
表!
水 温度 , &# ’# 5# "## ""# "5# 压力 -. &334 "&335 "88"% "#"3## "43&%" 5"6#85 液体焓 /!.0 1 /2 &# $ # ’# $ # 5# $ # "## $ # ""# $ " "5" $ 4 蒸汽焓 /!.0 1 /2 5#4 $ 3 5"6 $ # 5&& $ ’ 538 $ 4 543 $ 3 5’8 $ 8
"%%" 年第 !3 卷第 , 期 "%%" # :;2# !3 <;# ,
聚 氨 酯 工 业 ’=>?(@9ABC<9 D<)(EA@?
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!"# 回收设备的节能探讨
王伯平! （! # 常州化工设备厂 摘 魏鹏程" "$&%%%）
（" # 淮北瑞特塑胶制品有限公司 "!$%%%）
要：对湿法 ’( 革工厂二甲基甲酰胺 （)*+） 回收装置的节能问题进行探讨， 对国内使用的传统
第1期
王伯平等 ・ )*+ 回收设备的节能探讨
・ 1; ・
加处理量。我国很多湿法 !" 革厂扩大生产后不得 不再增加锅炉， 其原因就在于此。 ! !#" 节能型双塔流程介绍及耗热计算 节能型双塔流程 节能双塔装置的工艺流程见图 $ 所示。
应为 ,$// < $$1/ = ;11/（ 67 4 5） 。在常压操作下， 塔 顶温度一般控制在 &//0 。可以计算出塔顶水蒸汽 所携带的热量为 ,182,,. 6%9: 4 5。同理， 也可以计算 从塔底出来的 )*+ 所携带的热量， 因塔底的 )*+ 以汽相方式出料， 在常压下温度大约为 &./0 ， 故塔 底 )*+ 所携带的热量为 ,>&21/ 6%9: 4 5。来自 %& 塔 顶及 塔 底 的 总 热 量 为 ,182,,. < ,>&21/ = ,28/&8. （ 6%9: 4 5） ， 即为 %& 塔所需要的总热量。 当塔顶蒸汽用于 ($$ 冷却后打回流到 %&， 因 %$ 塔为真空塔， 塔底温度为 ./0 ， 回流量为 $$1/ 67， 温 度一般 为 2/0 ， 由 回 流 带 入 塔 内 的 热 量 为 &8>$// 已知从蒸发器 (& 蒸发的进料带入主塔内的 6%9: 4 5， 热量为 $&;8$,$ 6%9: 4 5， 所以从 %& 塔需要的总热量 中扣除这两部分的热量， 剩余的热量才是再沸器 ($ 所提供的， 即 ,28/&8. ’ $&;8$,$ ’ &8>$// = &;,,811 （ 6%9: 4 5） 。
图$
0! 8 真空精馏塔， 0" 8 常压精馏塔， 9" 8 主再沸器 9! 8 0! 塔进料蒸发器，9"" 8 副收设备热能分析 传统 !"# 回收工艺流程
目前国内较普遍的双塔 )*+ 回收装置的工艺 流程如图 ! 所示。
国产双塔 !"# 回收设备的工艺流程图
图 ! 中， 由锅炉房来的热能 （蒸汽或热媒油） 进 入主再沸器 9" 及副再沸器 9""。 9!、 0!、 9" 组成真 空精馏系统。由于 9! 的用热温度较低， 所以 9! 用 0" 塔顶排出的二次蒸汽供热。从湿法 ’( 革生产线 排出的 )*+ 水溶液首先进入 0" 预热、 脱水浓缩， 再 进入真空精馏系统精馏。 在回收系统中， 水与 )*+ 的潜热与显热是决定 回收系统耗用热量大小的关键因素。水和 )*+ 的 潜热指的是水或 )*+ 从液态变成汽态或从汽态变 成液态时， 吸收或释放的热量 （焓） 。显热指的是液 态水或 )*+ 从某一温度升高 （或下降） 到另一温度
现以 )*+ 水溶液处理量为 6 9 1 : 的设备为例， 假定进料 )*+ 水溶液的温度为 &#, ， )*+ 的质量 分数为 &#; ， 依照表 " 可以计算出， 料液进入 !& 带 入的热能为 "4’&46 /!.0 1 :。 !$% 计算热媒油需向 &%% 提供的热能 要使整套设备 )*+ 废水处理量达到 6 9 1 :， 从 !" 塔和 !& 塔塔顶馏出的水量之和应为 54## /2 1 :。 假设废液经 !& 塔浓缩之后 )*+ 质量分数从 &#; 提 高到 35; ， 则从 !& 塔顶馏出的水量 （ $& ） 应为 6### （6### < &#; ） ， 回流量 " & ( = 35; ( 3’’5（ /2 1 :） 7 （ /2 1 :） 。 !& 塔顶累积存在的蒸汽 3’’5 < # $ ’ ( "%%6 总量为馏出量和回流量之和， 即 ’334 /2 1 :。 塔顶水蒸汽的温度为 "##, ， 塔顶 !& 是常压塔， 累计 的 水 蒸 汽 热 量 （ 蒸 汽 焓） 为 ’334 < 538 $ 4 ( （ /!.0 1 :） ； 回流带回 !& 塔的热量 （液体焓） 34"#’5# 为 "%%6## /!.0 1 :。 从 !& 塔底向 >" 的 )*+ 溶液进料量应为 4444 ， 其中 /2 1 :（因为已有 3’’5 /2 1 : 水从 !& 塔顶脱除） 含 )*+ "5## /2 1 :。 从 !& 进 入 >" 溶 液 温 度 为 溶 液 进 入 >"， 从 !& 带 走 的 热 量 为 （ 4444 7 "##, ， 。 "5##） < "## ? "5## < 5" $ ’ ( 36&6##（ /!.0 1 :） 由此可以看出， 热媒油通过 >&& 向 !& 提供的热 能 应 为 34"#’5# ? 36&6## 7 "4’&46 7 "%%6## ( 。 34%#3"&（ /!.0 1 :） !$’ 计算热媒油向 &% 至少要提供的热量 设定塔顶压力控制为 "88"% -.， !" 是减压塔， 则根据表 "， 塔顶水蒸汽的温度为 5#, 。 每小时要处理完 6 9 )*+ 废液， 从 !" 塔顶馏出 水的量 （ $" ） 为 4444 7 "5## ( &644（ /2 1 :） ， 回流量
双塔 )*+ 回收装置与节能型的双塔 )*+ 回收装置进行了比较。经计算， 在同样的处理量时， 后者 比前者可节省热能 $,- ， 热能利用系数可达前者的 ! # "$ 倍， 并可以继续扩充塔数， 使热能得到更有 效合理地利用， 这对处理低浓度的 )*+ 废液十分经济。 关键词：二甲基甲酰胺 （)*+） ； 回收装置； 热能利用系数； 减压精馏 近十年来， 我国聚氨酯 （ ’(） 革行业发展迅猛， 各生产厂正努力挖潜降耗， 提高市场竞争力。二甲 基甲酰胺 （)*+） 是湿法 ’( 革厂大量使用的溶剂， 主 要用于配料稀释， 待完成凝固过程并溶于水中后， 再 利用配套的回收装置将 )*+ 回收出来循环重复使 用。热能消耗占 )*+ 回收成本的 .%- 左右。 笔者曾到意大利实地考察了一套多塔 )*+ 回 收设备， 该套设备仅由一台相当于 $&% 万 /012 （大 卡） 的锅炉供热， 当达到锅炉定额的 3%- 时， 回收装 置的处理能力接近 !$ 4 5 6。其能耗相当于我国目前 平均水平的 ,%- 。这是一笔非常惊人的数字： 我国 年消耗标准煤 ’( 革行业大多集中在南方缺煤地区， 在百万吨以上， 如果能使单位能耗下降 7%- ， 每年 可产生的直接经济效益超过数亿元。 近年来， 国内湿法移膜革产品迅猛增长， 但生产 过程中排放的废液内 )*+ 浓度很低， 如使用目前国 内简单的 )*+ 回收装置， 由于能耗高， 回收处理费 用昂贵， 使得工厂没有直接经济效益。如果将 )*+ 废液直接排放到外界环境中， 不仅是经济上的损失， 而且造成严重的环境污染。 笔者结合多年从事 )*+ 回收设备设计经验， 与 南方某厂合作， 设计了一套三塔 )*+ 处理装置， 并 预留了扩展为五塔的条件。该套装置于 "%%" 年初 投料一次试车成功， 节能效果非常显著， 经过半年的 成功运行， 实测回收 )*+ 能耗下降为国内平均水平 的 7%- 左右。每吨煤可处理废液 !" 4 以上 （处理量 与 )*+ 含量有关） 。多塔回收设备使得处理低浓度 （&- ） 有利可图， 且有利于环保。 )*+ 废液
%& ’ 常压精馏塔， %$ ’ 真空精馏塔， (& ’ %& 塔进料蒸发器， ($ ’ %& 塔再沸器， ($$ ’ %$ 塔再沸器
综上所述， 图 $ 右端单塔处理 1 # 2 3 ,, # ,- 的 从锅炉房获得的热能为蒸发器和再沸 )*+ 水溶液， 器 两 者 用 热 量 的 总 和， 即 $&;8$,$ < &;,,811 = ,.>/>8. 6%9:。即热油炉应提供热量 ,.> 万大卡。 在上述的计算模型中， 从塔顶水排出 &//0 水 蒸汽 ,$// 67 4 5， 从塔底排出 &./0 纯 )*+ 蒸汽 &.// 这两部分总热量高达 ,28/&8. 6%9: 4 5， 如不加 67 4 5， 以利用， 非常可惜， 本流程是把这部分热量引入脱水 塔 %$ 作预热料液及脱水之用。 如图 $ 在右端单塔回收设备前再增设一真空脱 水塔 %$， 保持塔内真空为 &>>&8 !9， 塔底温度约为 ./0 左 右。 通 常 )*+ 溶 液 中 )*+ 质 量 分 数 为 来自 %& 塔顶的 &//0 $/- 。%$ 塔的回流比为 / # ;， 蒸汽 ;11/ 67 4 5 把热量传给 %$ 塔再沸器 ($$ 后， 并 全部以 2/0 冷凝水的形式排出， 传递给脱水塔 %$ 总热量为 ,/1,&,. 6%9: 4 5。 假设 %$ 塔有 " 67 4 5 ;/0 水 （因为进料已被蒸 汽冷凝水预热至 ;/0 ） 得到了这部分热量并转化为 则 "? （./ ’ ;/） ./0 的蒸汽， < " ? .$$ # ; = ,/1,&,.， 解以上方程， 得 " = 12&& 67 4 5。 %$ 的回流比为 / # ;， 可算出 %$ 的脱水量为 ,$/8 67 4 5。加上精馏塔的处 理量 12// 67 4 5， 其和为 2//8 67 4 5， 也就是本双塔回 收设备的处理量 2 3 4 5。 由该系统可以看出： 脱水塔 %$ 所用的热量完全 由 %& 塔顶的蒸汽来提供， 因而来自锅炉房热媒油的 热量经 %& 塔系统使用后， 被得到再次利用， 同时， 纯