浅谈精馏塔的节能设计

(8)
从上述三方面可见 ,回流比的大小直接影响
精馏塔的能耗 ,即在进Π出料量和系统状态一定
下 ,再沸器和冷凝器的热负荷以及冷却水循环系
统的动力费用几乎与回流比成正比 。随着回流比
的增大 ,操作费用也会增加 ,因此 ,回流比成为决
定精馏塔能耗的一项重要指标 。
2 影响回流比的因素
精馏过程中 ,在给定分离条件下 ,塔顶气液量
的最低下限 ,如果实际回流比低于此值 ,不管用多
少块塔板 ,也不能将混合物分离到所希望的产品
纯度 。有资料表明 ,设备费用折成年费用占总费
用的 3 %以下 ;而操作费用占总费用的 97 %以上 ,
其中热量费用又占操作费用 69 %以上 ,导致总费
用最低点更趋于最小回流比 。因此 ,在精馏设计
过程中 ,应以操作费用 ,尤其是热量费用作为选择
热量价格为 P1 ,取 P1 = 3. 4 元ΠMkJ ,则用于塔底再
沸器加热的年费用为 :
GH = P1 ·QB ·H·10 - 6
= 2. 72 ×10 - 2 ·D·rB ·(R + 1)
(3)
式中 ,QB 为再沸器的热负荷 ,kJΠh ;D 为塔顶产品
流量 ,kmolΠh ;rB 为塔底产品气化潜热 ,JΠmol ; H 为
塔”混相反应 、共沸蒸馏技术 ,占地面积 4800m2 ,总投资约 2350 万元 。
★吉化公司电石厂有机硅扩建改造工程于 1999 年 10 月建成投产 。该装置采用硅粉和氯甲烷直接合成法 ,生产能力
由 6ktΠa 扩至 18ktΠa ,总投资 1 亿多元 。
★吉化公司化肥厂 250tΠa 异丁酸装置于 1999 年 5 月建成投产 。该装置利用甲基异丙基酮中试装置改造而成 。改造
应增加 。
111 操作费用
操作费用 CO 是由再沸器所需热量费用 CH 、
冷凝器所需冷却水循环系统中的补充水费用 CW
和动力费用 CP 组成 ,即 :
CO = CH + CW + CP
(1)
11111 热量费用
通过对塔底再沸器作热量衡算得出 :
QB = D·rB ·(R + 1)
(2)
对于加热蒸汽的费用可按热量价格计算 。若
主要与采出量 D 及回流比 R 有关 :
液体量 L = R·D
(9)
气体量 Байду номын сангаасV = D·(R + 1)
(10)
回流比 R 又与最小回流比 Rmin有关
R = m·Rmin
(11)
Rmin 是分离要求和相对挥发度αm 的函数 ,即 :
Rmin
=αm
1 -
·XD 1 XF
-
αm
·(1 1-
- XD XF
季度建成投产 。
★吉化公司有机合成厂乙醇装置增产改造效益显著 。该厂与吉林化工学院合作对装置合成工序进行技改 。改造
后 ,既降低动力消耗 ,又延长催化剂的使用周期 ,装置生产能力由 100ktΠa 增至 108ktΠa ,年增经济效益 800 万元 ,而总投资
仅 20 万元 。
★吉化公司锦江油化厂 30ktΠa MTBE 装置于 1999 年 10 月 15 日建成投产 。该装置采用齐鲁石油化工公司的“一器三
设备运行时间 ,取 H = 8000hΠa 。
111. 2 补充冷却水费用
由塔顶冷凝器作热量衡算得出 :
QC = D·rD ·(R + 1)
(4)
从而可计算出循环冷却水用量为 :
WC
=
QC CPC·(t2 -
t1 )
(5)
在冷却水循环系统中 ,考虑到蒸发等损失 ,需
不断向系统中补充新鲜水 。若补充水量为循环水
随着化学物质的物性数据 、计算方法的日益 完善以及自动控制水平的提高 ,回流比Π最小回流
比的取值将呈下降趋势 ,如图 3 所示 。目前该值 由过去传统的在 (113～210) Rmin 之间取值越来越 向 (111～113) Rmin之间取值 ,取值日益向最小回流 比靠近 ,通常取最小回流比的 111～115 倍 。
估算 ,经整理得 :
E = 1. 107 ×10 - 4 ·WC
(7)
Ξ 姚阳照 :工程师 ,1987 年毕业于湘潭大学化学工程系 。现从事化工工艺设计 ,曾获中国石化总公司 QC 成果二等奖 ,已发表论文 4 篇 。联系电话 : (0730) 8265588 - 61026 。 © 1995-2004 Tsinghua Tongfang Optical Disc Co., Ltd. All rights reserved.
)
(12)
ln Nmin =
XD ·1 - XW 1 - XD XW
lnαm
-1
(13)
式中α, m 为平均相对挥发度 ;Nmin为最小理论板数。
由此可知 ,要降低塔釜所需的热量必需减少
气液量 ,要减少气液量就必须减小回流比 ,而影响
回流比的因素是多方面的 ,如下所述 。
211 产品纯度
在精馏操作中 ,最小回流比是精馏塔回流比
(收稿日期 1999 - 06 - 15)
吉化集团公司工程建设动态
★吉化公司炼油厂溶剂脱沥青扩能改造开工 。该厂借鉴国外先进技术 ,并与天津大学化学研究所合作 ,对该装置抽
提塔 、溶剂超临界回收塔进行改造 ;为满足装置处理量的要求 ,该厂又与大庆石油化工设计院合作 ,对加热炉进行技术攻
关 。在保持脱油收率 85 %的条件下 ,加工能力由 250ktΠa 扩至 300ktΠa ,总投资约 3000 万元 。该改造工程预计 2000 年第 3
1 精馏过程中回流比与能耗的关系
精馏过程的能耗主要取决于塔底再沸器的加
热蒸汽 (或其他热载体) 用量及塔顶冷凝器的冷却
水 (或其他冷却剂) 用量 ,两者都与塔内上升蒸汽
量有关 。当塔顶产品流量一定时 ,上升蒸汽量正
比于 (R + 1) ,所以增大回流比 (R) ,将增加精馏塔
消耗的加热蒸汽量及冷却水用量 ,操作费用也相
关键词 精馏 回流比 节能
精馏是利用各组分在相同条件下挥发性的差 异而分离出各组分的过程 ,它广泛用于多组分混合 物的分离 。精馏过程的特点是重复进行汽化和冷 凝 ,即不同沸点的组分通过一系列的馏分汽化和冷 凝来实现分离 ,因此热效率很低。通常再沸器加热 到精馏塔上的能量有 95 %以上被塔顶冷凝器的冷 却水带走 ,只有约 5 %的能量被有效利用 。
塔的模拟表明 ,在相同的分离条件下 ,非最佳 进料位置将增大回流比 ,导致塔釜热负荷增大。 从理论上分析 ,当塔有几股进料时 ,不同组成的物 料进入不同的位置 ,其分离效果最佳 ,节能也较显 著 ,这是因为不同组成的物料混合就是有效能损 失的过程 。
3 回流比与最小回流比取值的发展趋势
过去 ,设计者常常把塔的大小设计得相当保 守 ,回流比取得比较高 。从实际操作来看 ,这样满 足生产需要是绝对没有问题的 ,而且有利于以后 提高塔的操作负荷 。但从节能的角度看 ,大塔处 理小负荷很不经济 。它必须以提高回流比来维持 塔的正常运转 ,因而造成许多能量的浪费 。
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浅谈精馏塔的节能设计
姚阳照 Ξ 巴陵石油化工设计院 岳阳 414003
摘要 叙述精馏过程中回流比与能耗的关系 、影响回流比的因素 ,以及回流比Π最小回流比取值的发展
趋势 。指出选择经济回流比是精馏塔设计需考虑的首要因素 。
经济回流比的首要依据 。在达到分离要求的条件
下 ,应使回流比尽量小 。
212 塔板数
理论塔板数与回流比的关系如图 1 所示 。由
图可知 ,在保证产品纯度不变的前提下 ,适当增加
塔板 数 , 可 降 低 回 流 比 。据 报 道 , 塔 板 数 增 加
10 %～20 % ,可节省相当多的热量 ;但要继续增加
图 1 塔板数与回流比的关系图
图 2 塔板数的增加与各种费用增加的关系
213 操作压力 精馏过程中 ,操作压力影响组分的平均相对
挥发度 ,而从式 (12) 可见 ,平均相对挥发度又影响 最小回流比 。当降低塔的操作压力时 ,可以增大 平均相对挥发度 ,降低回流比 ,从而减少气液质量 流量 。但同时也降低气体密度 ,增大气体体积流 量 ,因此 ,在设计精馏塔时 ,操作压力根据塔的模 拟计算才能确定 。一般地说 ,对于本身已是高压 系统的塔 ,降低操作压力 ,相对挥发度增幅较大 , 塔的处理能力也会有所增大 ;但对某些真空操作 和低压系统的塔 ,提高压力尽管会降低相对挥发 度 ,回流比和气体密度也会有所增大 ,但气体流速
据报道 ,我国目前精馏系统消耗的能量占总能 耗的 15 %以上 。由于能源价格迅速升高 ,迫使人们 想方设法降低能耗 。如何降低精馏系统的能耗就 成为化工设计工作者关注的重点 。目前精馏系统 节能的手段有 :回收显热 ;回收潜热 ;减少系统的热 损失 ;降低回流比来减少系统的能量需求等。本文 着重就回流比对精馏塔节能的影响进行探讨 。
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降低的幅度更大 。 214 进料温度
1 6 CHEMICAL ENGINEERING DESIGN 化工设计 1999 ,9 (6)
若工艺用电价格为 P3 ,取 P3 = 0. 25 元ΠkWh ,
则年动力费用为 :
CP = P3 ·E·H = 6. 6 ×10 - 3 ·D·rD ·(R + 1)
为冷却水比热 ,取 CPC = 4. 18kJΠ( kg·℃) ; t1 、t2 分
别为 冷 却 水 在 冷 凝 器 进 、出 口 的 温 度 , 分 别 取
32 ℃与 40 ℃;W 为补充冷却水量 ,kgΠh 。
11113 动力费用
冷却水循环系统中水泵和凉水塔等所需功率
E(kW) 可按文献 (1) 给出的系数乘以循环水速率
2 陈允中. 石油化工设备技术 ,1995 ,16 (2) :55～60 3 姚玉英. 化工原理. 天津 :天津科学技术出版社 ,1992 4 张文效 ,王殿忠. 化学工程 ,1992 ,20 (3) :76～80 5 陈大昌等. 化学工程 ,1995 , (6) 6 塔的工艺计算. 石油工业出版社 ,1979 :47～48
塔的模拟表明 ,精馏塔的分离动力来自塔釜 再沸器的热量 ,而且全塔上下的负荷并不均匀 ,它 与侧线采出和进料工况有关 。一般说来 ,塔底的 气液量比塔顶的大 ,塔的液泛都从塔底开始 。当 进料是冷态时 ,则要求塔釜再沸器提供较多的热 量 ,也增加了塔底气液量 。对于给定的分离要求 , 精馏系统所需的热量基本不变 ,当提高进料温度 时 ,就会减少再沸器的热负荷 。 215 进料位置
量的 5 % ,即 W = 0. 05WC ,工艺冷却水价格为 P2 , 取 P2 = 0. 88 元Πt ,则补充冷却水的年费用为 :
CW = P2 ·W·H·10 - 3 = 0. 185 ×D·rD ·(R + 1)
(6)
式中 ,QC 为塔顶冷凝器的热负荷 ,kJΠh ; rD 为塔顶
产品汽化潜热 ,JΠmol ; WC 为冷却水用量 ,kgΠh ; CPC
图 3 回流比Π最小回流比的发展趋势
4 结语
综上所述 ,精馏塔的节能设计需要从产品质 量着手 ,采用先进可靠 、切实可行的方案 。选取一 个既能保证精馏塔稳定操作 、又节能的经济的回 流比 ,乃是精馏塔设计需要考虑的首要因素 。
参考文献
1 王加玮 ,胡德铭译. 石油炼制技术与经济 (第二版) . 北 京 :中国石化出版社 ,1991
塔板数 ,则对降低回流比意义并不大 ,节能效果也 不显著 ,相反还要增加设备费用 。因此 ,在精馏塔 的设计中 ,需要对增加塔板数的费用与节能效益 两者加以平衡 。这种平衡关系如图 2 所示 ,图中 Smin点所对应的 Nt 就是增加塔板数的最佳点 。由 于增加塔板数的方法不同 ,设备费用增加也不一 。 对于板式塔 ,增加塔板数可以通过加高塔身或降 低板间距来实现 ,而加高塔身的费用比降低板间 距的费用要少 ,且降低板间距可能引起雾沫夹带 和降低塔板效率 。随着现代科技的发展 ,各种高 效填料纷纷涌现 ,为设计者提供了一种增加塔板 数的新方法 。