专利名称：一种内部热耦合蒸馏塔的塔器及其控制工艺的制作方法
技术领域：
本发明是一种内部热耦合蒸馏塔的塔器及其控制工艺。
背景技术：
内部热耦合蒸馏塔的研究始于上世纪70年代末，主要目的是根据热力学 第二定律解决混合物分离操作的高耗能性这一长期困扰人们的难题。虽然在 理论上早已证明，借助于精馏段与提馏段之间的热耦合作用可以使得内部热 耦合蒸馏塔具有非常高的热力学效率，例如外部回流比和外部回热比均可以 为零(即打破了最小回流比和最小回热比的限制)，但由于这种热耦合作用难以 在蒸馏塔的设计中实现，故这种高效的内部热耦合蒸馏塔至今也没有在化工 过程中得到应用。英国在2005提出了一种塔板内部传热式内部热耦合蒸馏塔。 日本在这一问题作过多年的尝试，从1995年至2007年先后开发了同心圆柱 式和多同心圆柱捆绑式内部热耦合蒸馏塔。虽然后者在日本丸善石化株式会 社内应用获得成功，但因为其结构异常复杂且造价昂贵，很难在实际过程中 加以应用和推广。欧盟在2005年开发了一种热交换屏(Heat transfer panel: HTP) 式内部热耦合蒸馏塔，并试图在石油化学工业中进行应用，但至今没有确定 性的进展。概括地讲，以上四种内部热耦合蒸馏塔的塔器具有下述特点。
1. 塔板内部传热式内部热耦合蒸馏塔。虽然概念非常新颖，但却难以保证足 够的传热面积。
2. HTP式内部热耦合蒸馏塔。比塔板内部传热结构有着较大的传热面积，但 仍然难以满足分离操作的需要。
3. 同心圆柱式内部热耦合蒸馏塔。结构较为简单，但仍难以保证足够的传热 面积。
4. 多同心圆柱捆绑式内部热耦合蒸馏塔。虽然比同心圆柱传热结构具有更大 的传热面积，但其结构却非常复杂且造价昂贵，难以在实际过程中得到应 用和推广
发明内容
针对内部热耦合蒸馏塔在化工过程中难以实现这一问题，本发明提供一 种新型的内部热耦合蒸馏塔的塔器，它仅利用三个外部热交换器近似精馏段 与提馏段之间的热耦合作用，既巧妙地回避了内部热耦合结构难以实现这一 问题，又保证了内部热耦合蒸馏塔具有很高的热力学效率。
为了实现上述目的，本发明采取了如下技术方案本发明包括通过管道 相互连接的精馏段、提馏段、预处理器、压縮机和节流阀。所述的预处理器 为预热器或预冷器。进料的预处理器与提馏段的第一块塔板相连，提馏段塔 顶通过压縮机与精馏段底部相连，精馏段底部通过节流阀与提馏段的顶部相 连。本发明在精馏段与提馏段之间仅利用三个外部换热器实现蒸馏塔的精馏 段与提馏段之间的热耦合，三个换热器分别是顶部换热器、中部换热器和底 部换热器。
所述三个外部换热器的有以下两种连接方式-
连接方式l:用3个外部换热器来实现精馏段和提馏段之间的热耦合，3 个外部换热器分别安装在精馏段和提馏段的顶部、中部和底部。其中顶部换 热器安装在精馏段的第一块塔板和提馏段的第一块塔板之间；中部换热器安 装在精馏段的中部和提馏段的中部之间，其具体的位置需要根据具体的分离 物系及分离要求来确定，以实现最大幅度的节能；底部换热器安装在精馏段 的最后一块塔板和提馏段的最后一块塔板之间。
连接方式2:用3个外部换热器来实现精馏段和提馏段之间的热耦合，3 个外部换热器分别安装在精馏段和提馏段的顶部、中部和底部。其中顶部换 热器安装在精馏段的顶部出料和提馏段的第一块塔板之间；中部换热器安装 在精馏段的顶部出料和提馏段的中部塔板之间，其安装在提馏段的具体位置 需要根据具体的分离物系及分离要求来确定，以实现最大幅度的节能；底部 换热器安装在压縮机的出料管道和提馏段的最后一块塔板之间。
蒸馏塔的精馏段塔顶和提馏段塔底的产品浓度可以分别采用蒸馏塔的塔 顶出料流量和进料的预处理器的作动媒体的流量作为操作变量进行控制，并 采用精馏段内两块塔板之间的温差和提馏段的灵敏板的温度作为被控变量， 其中所述精馏段的两块特定塔板中，第一块为靠近精馏段底部的灵敏板，第二块为精馏段顶部的第1 第3块塔板中的任一块；精馏段和提馏段的灵敏板 可以根据奇异值分解法(SVD)找到；
当蒸馏塔塔顶产品浓度未达到指标时，减小塔顶出料流量使精馏段内两 块特定塔板之间的温差减小从而提升塔顶产品(轻组分)浓度至要求的指标;
当蒸馏塔塔顶产品浓度超过指标时，增大塔顶出料流量使精馏段内两块 特定塔板之间的温差增大从而降低塔顶产品浓度至要求的指标；
当蒸馏塔塔底产品浓度未达到指标时，调整预处理器的作动媒体的流量 (当预处理器为预热器时增大作动媒体的流量，当预处理器为预冷器时减小 作动媒体的流量)使提馏段的灵敏板的温度上升从而使塔底产品浓度增大至 要求的指标；
当蒸馏塔塔底产品浓度超过指标时，调整预处理器的作动媒体的流量(当 预处理器为预热器时减小作动媒体的流量，当预处理器为预冷器时增大作动 媒体的流量)使提馏段的灵敏板的温度下降从而使塔底产品浓度减小至要求 的指标。
本发明具有以下优点本发明将换热器设置在精馏段和提馏段的外面， 回避了精馏段和提馏段之间的内部热耦合难以实现的问题，使换热器的面积 不再受到蒸馏塔工艺的限制，因而能够保证足够的换热面积；由于在精馏段 顶部与提馏段底部均设置有换热器，因而能够改善内部热耦合蒸馏塔的操作 弹性、动态特性和可控性。
图1为普通内部热耦合蒸馏塔的基本结构；
图2为本发明提供的新型内部热耦合蒸馏塔的塔器；
图3为本发明提供的新型内部热耦合蒸馏塔的塔器；
图4为分离乙烯/乙烷的常规蒸馏塔的塔器；
图5为分离乙烯/乙垸的普通内部热耦合蒸馏塔的塔器；
图6为本发明实施后得到的分离乙烯/乙垸的新型内部热耦合蒸馏塔的塔器；
图7为分离苯/甲苯的常规蒸馏塔的塔器；
图8为分离苯/甲苯的普通内部热耦合蒸馏塔的塔器；图9为本发明实施后得到的分离苯/甲苯的新型内部热耦合蒸馏塔的塔器； 图10为本发明所提供的分离苯/甲苯的内部热耦合蒸馏塔的基本控制方案；
图中1、精馏段；2、提馏段；3、压縮机；4、进料的预处理器；5、节 流阀；6、精馏段的第一块塔板；7、精馏段的最后一块塔板；8、提馏段的第 一块塔板；9、提馏段的最后一块塔板；10、热耦合区域；11、顶部的冷凝 器；12、进料板；13、再沸器。
具体实施例方式
本发明的一个中心思想是提供一种新颖且实用的内部热耦合蒸馏塔的塔 器。它仅利用三个外部热交换器近似精馏段与提馏段之间的热耦合作用的理 论数学模型。 一个外部换热器进行精馏段顶部与提馏段顶部之间的热量交换， 以此实现内部热耦合蒸馏塔的无外部回流操作。 一个外部换热器进行精馏段 底部与提馏段底部之间的热量交换，借以实现内部热耦合蒸馏塔的无外部回 热操作。 一个外部换热器进行精馏段中部与提馏段中部之间的热量交换，借 以实现精馏段与提馏段之间的热耦合作用。 实施例l:
本发明技术方案1实施后得到的内部热耦合蒸馏塔的塔器的连接方式是-进料通过管道进入预处理器，经过预处理后通过管道进入进料板，即提馏段 的第一块塔板；提馏段塔顶通过管道与压縮机的一端相连；压縮机的另一端 与精馏段底部相连；精馏段底部与节流阀的一端相连；节流阀的另一端与提 馏段的顶部相连；精馏段与提馏段之间连接3个换热器，它们分别是顶部换 热器、中部换热器和底部换热器；顶部换热器的一端连接到精馏段的第一块 塔板，另一端连接到提馏段的第一块塔板；中部换热器的一端连接到精馏段 的中部塔板，另一端连接到提馏段的中部塔板，具体的连接位置要根据具体 的分离物系及分离要求来确定，所述的中部塔板就是设置在第一块塔板和底 部换热器所在的塔板之间的塔板。底部换热器的一端连接到精馏段的最后一 块塔板，另一端连接到提馏段的最后一块塔板。如图2所示，al和bl之间连 接的是顶部换热器；a2和b2之间连接的是中部换热器；a3和b3之间连接的 是底部换热器。实施例2:
本发明技术方案2实施后得到的内部热耦合蒸馏塔的塔器的连接方式是: 进料通过管道进入预处理器，经过预处理后通过管道进入进料板，即提馏段 的第一块塔板；提馏段塔顶通过管道与压縮机的一端相连；压縮机的另一端 与精馏段底部相连；精馏段底部与节流阀的一端相连；节流阀的另一端与提 馏段的顶部相连；精馏段与提馏段之间连接3个换热器，它们分别是顶部换 热器、中部换热器和底部换热器；顶部换热器的一端连接到精馏段的顶部出 料，另一端连接到提馏段的第一块塔板；中部换热器的一端连接到精馏段的 顶部出料，另一端连接到提馏段的中部，其在提馏段的具体的连接位置要根 据具体的分离物系及分离要求来确定；底部换热器的一端连接到压縮机的出 料管道，另一端连接到提馏段的最后一块塔板。如图3所示，al和bl之间连 接的是顶部换热器；a2和b2之间连接的是中部换热器；c是底部换热器。
本发明塔顶没有冷凝器和塔底没有再沸器，它们完全由外部换热器所代 替；在进料的管线上增加进料的预处理器，以平衡精馏段与提馏段的热负荷， 实现二者最大限度的热耦合，节省能量。
本发明提出了一种双温差控制系统，即蒸馏塔的塔顶和塔底的产品浓度 可以分别采用蒸馏塔的塔顶出料流量和进料的预处理器的作动媒体的流量作 为操作变量进行控制，并采用精馏段内两块特定塔板之间的温差和提馏段的 灵敏板的温度作为被控变量，所述精馏段的两块特定塔板中，第一块为靠近 精馏段底部的灵敏板，第二块为从灵敏板以上精馏段顶部的第1 3块塔板中 的任意一块；精馏段和提馏段的灵敏板可以根据奇异值分解法(SVD)找到。 当蒸馏塔塔顶产品浓度未达到指标时，减小塔顶出料流量使精馏段内两块特 定塔板之间的温差减小从而提升塔顶产品(轻组分)浓度至要求的指标；当 蒸馏塔塔顶产品质量超过指标时，增大塔顶出料流量使精馏段内两块特定塔 板之间的温差增大从而降低塔顶产品浓度至要求的指标。当蒸馏塔塔底产品 浓度未达到指标时，调整预处理器的作动媒体的流量(当预处理器为预热器 时增大作动媒体的流量，当预处理器为预冷器时减小作动媒体的流量)使提 馏段的灵敏板的温度上升从而使塔底产品浓度增大至要求的指标；当蒸馏塔塔底产品浓度超过指标时，调整预处理器的作动媒体的流量(当预处理器为 预热器时减小作动媒体的流量，当预处理器为预冷器时增大作动媒体的流量) 使提馏段的灵敏板的温度下降从而使塔底产品浓度减小至要求的指标。
为使本发明的目的、技术方案和优点更加清晰明白，以下结合两个具体 实施例子，并参照附图，对本发明作进一步的详细说明。
例1:利用本发明实施后得到的内部热耦合蒸馏塔的塔器分离乙烯/乙垸
二元混合物。 一个进料流量为988.034kmol/h、摩尔组成为83/17的乙烯/乙烷 二元混合物分离成99.5 mol。/。的乙烯和99.9 molQ/。的乙烷两股物料。并与常规 蒸馏塔进行比较。
图4为分离乙烯/乙烷的常规蒸馏塔的塔器，塔的总塔板数为93块，塔高 68.028 m，塔径2.253 m。进料流量F=988.034 kmol/h,进料位置为第58块塔 板，即图中12所示的位置。分离后，塔顶出料为乙烯，产品的液相摩尔浓度 为99.5mo1。/。，顶部出料的流量为824.042 kmol/h;底部出料为乙烷，产品的 液相摩尔浓度为99.9 mol%，底部出料流量为163.992 kmol/h。当达到了产品 纯度要求时，冷凝器(图中位置ll)负荷为8191.93 kW，再沸器负荷(图中 位置13)为5567.47kW。常规蒸馏塔的设备费用为2.10904X 106$，操作费 用为3.27406X106$， TAC (年均总投资)为3.97708X 106$。
图5为本发明提供的分离乙烯/乙烷的普通内部热耦合蒸馏塔的塔器。蒸 馏塔的精馏段和提馏段的塔板数不同，精馏段塔板数为54块，提馏段塔板数 为44块，塔高为71.6855 m，塔径为2.36436 m，进料的预处理器是部分冷凝 器。
由于蒸馏塔的精馏段有54块塔板，而提馏段仅有44块塔板，因此可釆 取上对齐型的耦合方式，即蒸馏塔的精馏段第1~44块塔板与整个提馏段之间 进行热量交换，热耦合区域(图中10所示的区域)共有44个外部换热器， 每个换热器的换热面积为10 m2。蒸馏塔的精馏段顶部压力为1977.46 kPa，提 馏段的顶部压力为600kPa。进料流量为988.034 kmol/h的乙烯/乙垸混合物经 过内部热耦合蒸馏塔的塔器的分离后，蒸馏塔的塔顶出料是流量为824.042 kmol/h、浓度为99.5mol。/。的乙烯，塔底出料是流量为163.992 kmol/h、浓度
9为99.9mol。/。的乙烷。产品浓度均符合分离要求，冷凝器的负荷为0.667 MW， 压縮机做功为0.072 MW。与常规蒸馏塔相比约节省了89.2%的能量。此时， 内部热耦合蒸馏塔的操作费用为0.254175X106$，设备费用为2.97745X106$ 以及TAC为1.361477 X106$。
图6为本发明实施后得到的分离乙烯/乙垸新型的内部热耦合蒸馏塔的塔 器。该结构在图5所示的结构的基础上，仅用3个换热器代替图5中热耦合 区域的44个外部换热器，每个换热器的换热面积为166.844 m2。其它的设计 参数，如塔板数和压力均保持不变，即蒸馏塔的精馏段塔板数为54块，提馏 段塔板数为44块，塔高为71.6855 m，进料的预处理器是部分冷凝器，蒸馏 塔的精馏段顶部压力为1977.46 kPa，提馏段的顶部压力为600 kPa。塔径变为 2.49465 m。
3个换热器的两端连接的位置顶部换热器的al连接在蒸馏塔精馏段的
第1块塔板处，bl连接在提馏段第1块(即蒸馏塔的第55块)塔板处；中部
换热器的a2连接在蒸馏塔精馏段的第1块塔板处，b2连接在提馏段的第13 块(即蒸馏塔的第67块)塔板处；底部换热器的c连接在压縮机的出料和提 馏段的最后l块(即蒸馏塔的第98块)塔板之间。图中热耦合区域的箭头表 示热量传递的方向。
进料流量为988.034 kmol/h的乙烯/乙烷混合物经过内部热耦合蒸馏塔的 塔器分离后，蒸馏塔的塔顶出料是流量为824.04 kmol/h、浓度为99.5 0101%的 乙烯，塔底出料是流量为163.994 kmol/h、浓度为99.9 mol。/。的乙烷。产品浓 度均符合分离要求，冷凝器的负荷为0.68MW，压縮机做功为0.08MW。与 常规蒸馏塔相比约节省了 88.8%的能量。
内部热耦合蒸馏塔的操作费用为0.262037X 106$，设备费用为2.616879 X 106$以及TAC为1.134 33 X 106$。比常规蒸馏塔以及图5所示的多换热器结 构的TAC都要低，可见新型内部热耦合蒸馏塔的塔器虽然相比于常规蒸馏塔 增加了一定的设备投资，但由于节省了能耗，显著降低了操作费用，所以总 体上节省了投资，并且所增加的那部分设备投资回收时间仅需0.169年，即 62天的时间。例2:利用本发明实施后得到的内部热耦合蒸馏塔的塔器分离苯/甲苯二
元混合物。 一个等摩尔组成的苯和甲苯二元混合物分离成99.5 moiy。的苯和 99.5 11101%的甲苯两股物料。
图7为分离苯/甲苯的常规蒸馏塔，该塔有40块塔板，塔高29.26 m，塔 径1.994 m，进料位置为第21块塔板，进料板以上为精馏段，进料板以下为 提馏段。进料F=500 kmol/h，经分离后塔顶出料为250kmol/h，苯的浓度为 99.5mol%，塔底出料为250kmol/h，甲苯的浓度为99.5 mol%，达到了产品分 离的要求。此时，塔顶冷凝器的回流比为1.42414，冷凝器负荷为5.05 MW， 塔底再沸器的负荷为5.05MW。操作费用为1.4472X10、，设备费用为1.21797 X10^以及TAC为1.85319X106$。
图8为本发明所提供的分离苯/甲苯的普通内部热耦合蒸馏塔的塔器。蒸 馏塔的精馏段和提馏段的塔板数均为16块，塔高为23.4075 m，塔径为1.80923 m，进料的预处理器是预热器。蒸馏塔的整个精馏段与整个提馏段之间进行热 量交换，热耦合区域(图中10所示的区域)共有16个外部换热器，每个换 热器的换热面积为10 m2。蒸馏塔的精馏段顶部压力为718.853 kPa，提馏段的 顶部压力为10L3 kPa。
进料流量为500kmol/h的苯/甲苯混合物经过内部热耦合蒸馏塔的塔器分 离后，蒸馏塔的塔顶出料是流量为250kmol/h、浓度为99.5moP/。的苯，塔底 出料是流量为250kmol/h、浓度为99.5molM的甲苯。产品浓度均符合分离要 求，再沸器的负荷为2.0835 MW，压縮机的轴功为0.256MW。与常规蒸馏塔 相比约节省了43.5%的能量。塔的操作费用为0.148299X1063，设备费用为 1.218619X1()6S以及TAC为0.554504X 106$。
图9为本发明实施后得到的分离苯/甲苯的新型内部热耦合蒸馏塔的塔器 的设计。该结构在图9所示的结构基础上，仅用3个外部换热器代替图9中 热耦合区域的16个外部换热器，每个换热器的换热面积为51.0509 m2。其它 的设计参数，如塔板数和压力均保持不变，即蒸馏塔的精馏段和提馏段的塔 板数均为为16块，塔高为23.4075 m,进料的预处理器是再沸器，蒸馏塔的 精馏段顶部压力为718.853 kPa，提馏段的顶部压力为101.3 kPa。塔径变为1.8077 m。
3个换热器的两端连接的位置顶部换热器的al连接在蒸馏塔精馏段的 第1块塔板处，bl连接在提馏段第1块(即蒸馏塔的第17块)塔板处；中部 换热器的a2连接在蒸馏塔精馏段的第1块塔板处，b2连接在提馏段的第16 块(即蒸馏塔的第32块)塔板处；底部换热器的c连接在压縮机的出料和提 馏段的最后l块(即蒸馏塔的第32块)塔板之间。图中热耦合区域的箭头表 示热量传递的方向。
进料流量为500kmol/h的苯/甲苯混合物经过内部热耦合蒸馏塔的塔器分 离后，蒸馏塔的塔顶出料是流量为250kmol/h、浓度为99.5 moin/。的苯，塔底 出料是流量为250kmol/h、浓度为99.5moP/。的甲苯。产品浓度均符合分离要 求，再沸器的负荷为2.0835 MW，压縮机的轴功为0.255 MW。与常规蒸馏塔 相比约节省了43.6%的能量。
内部热耦合蒸馏塔的操作费用为0.147991 X 106$,设备费用为0.979574 X 106$以及TAC为0.474516X 106$。比常规蒸馏塔以及图9所示的多换热器 结构的TAC都要低，可见新型内部热耦合蒸馏塔的塔器相比于常规蒸馏塔不 仅节省了能耗，显著降低了操作费用，而且减少了一定的设备投资。
图10为本发明所提供的分离苯/甲苯的内部热耦合蒸馏塔的塔器的基本控 制方案。图中，l为蒸馏塔的精馏段；2为蒸馏塔的提馏段；3为压縮机；4 为进料的冷凝器；5为节流阀；10所示的虚线部分为热耦合区域，热耦合区 域的箭头为热量传递的方向。图中，TC为温度控制器，TT为温度检测器； Gj为补偿器。
温度检测器连接的位置a连接在精馏段的第6块塔板处，b连接在精馏 段的第18块塔板处，c连接在提馏段的第1块塔板处，即内部热耦合蒸馏塔 的第25块塔板处，d连接在提馏段的第9块塔板处，即内部热耦合蒸馏塔的 第33块塔板处。
通过以上所述的两个具体实施例子，对本发明的目的、技术方案和有益效果 作了进一步的说明。应当指出的是，以上所述仅为本发明的具体实施例子而 已，它们并不用于限制本发明。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换和改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。
权利要求
1、一种内部热耦合蒸馏塔的塔器，包括通过管道相互连接的精馏段、提馏段、预处理器、压缩机和节流阀；其中进料的预处理器与提馏段的第一块塔板相连；提馏段顶部通过压缩机与精馏段底部相连；精馏段底部通过节流阀与提馏段的顶部相连；其特征在于还包括连接在精馏段与提馏段之间的三个换热器，三个换热器分别是顶部换热器、中部换热器和底部换热器；顶部换热器的一端连接在精馏段的第一块塔板，另一端连接在提馏段的第一块塔板；中部换热器的一端连接在精馏段的中部塔板，另一端连接在提馏段的中部塔板；底部换热器的一端连接在精馏段的最后一块塔板，另一端连接在提馏段的最后一块塔板；三个换热器的另一种连接方式为顶部换热器的一端连接在精馏段的顶部出料，另一端连接在提馏段的第一块塔板；中部换热器的一端连接在精馏段的顶部出料，另一端连接在提馏段的中部塔板；底部换热器的一端连接在压缩机的出料管道，另一端连接在提馏段的最后一块塔板。
2、 根据权利要求l所述的一种内部热耦合蒸馏塔的塔器，其特征在于当精 馏段的塔板数大于提馏段的塔板数时，底部换热器一端连接在提馏段底部的 最后一块塔板，另一端连接在与提馏段底部的最后一块塔板的塔板数相对应 的精馏段的塔板，此时位于底部换热器和顶部换热器之间的精馏段的塔板数 与整个提馏段的塔板数相等；当提馏段的塔板数大于精馏段的塔板数时，底部换热器一端连接在精馏 段底部的最后一块塔板，另一端连接在与精馏段底部的最后一块塔板的塔板 数相对应的提馏段的塔板，此时位于底部换热器和顶部换热器之间的提馏段 的塔板数与整个精馏段的塔板数相等。
3、 一种权利要求l中所述的内部热耦合蒸馏塔的塔器的控制工艺，其特征在于蒸馏塔的精馏段塔顶和提馏段塔底的产品浓度分别采用蒸馏塔的塔顶出 料流量和提馏段进料的预处理器的作动媒体的流量作为操作变量进行控制， 并采用精馏段内两块特定塔板之间的温差和提馏段的灵敏板的温度作为被控 变量；所述精馏段的两块特定塔板中，第一块为靠近精馏段底部的灵敏板，第 二块为精馏段顶部的第一块塔板到第三块塔板中的任意一块；精馏段和提馏 段的灵敏板根据奇异值分解法找到；当蒸馏塔塔顶产品浓度未达到指标时，减小塔顶出料流量使精馏段内两 块特定塔板之间的温差减小从而提升塔顶产品浓度至要求的指标；当蒸馏塔塔顶产品浓度超过指标时，增大塔顶出料流量使精馏段内两块 特定塔板之间的温差增大从而降低塔顶产品浓度至要求的指标；当蒸馏塔塔底产品浓度未达到指标时，调整预处理器的作动媒体的流量， 调整方法为当预处理器为预热器时增大作动媒体的流量，当预处理器为预 冷器时减小作动媒体的流量；使提馏段的灵敏板的温度上升从而使塔底产品 浓度增大至要求的指标；当蒸馏塔塔底产品浓度超过指标时，调整预处理器的作动媒体的流量， 调整方法为当预处理器为预热器时减小作动媒体的流量，当预处理器为预 冷器时增大作动媒体的流量；使提馏段的灵敏板的温度下降从而使塔底产品 浓度减小至要求的指标。
全文摘要
本发明是一种内部热耦合蒸馏塔的塔器及其控制工艺，该塔器仅利用三个外部换热器实现精馏段与提馏段之间的热耦合，一个外部换热器进行精馏段顶部与提馏段顶部之间的热量交换，以实现内部热耦合蒸馏塔的无外部回流操作。一个外部换热器进行精馏段底部与提馏段底部之间的热量交换，借以实现内部热耦合蒸馏塔的无外部回热操作。一个外部换热器进行精馏段中部与提馏段中部之间的热量交换，借以实现精馏段与提馏段之间的热耦合作用。本发明将换热器设置在精馏段和提馏段外面，使换热器的面积不再受到蒸馏塔工艺的限制，因而能够保证足够的换热面积。由于在精馏段顶部与提馏段底部设置有换热器，因而改善了蒸馏塔的操作弹性、动态特性和可控性。
文档编号B01D3/14GK101596372SQ200910087709
公开日2009年12月9日 申请日期2009年6月19日 优先权日2009年6月19日
发明者张星星, 武国松, 芸 王, 王韶锋, 陈海胜, 黄克谨 申请人:北京化工大学