专利名称：一种外部热耦合复合蒸馏塔的塔器及其控制工艺的制作方法
技术领域：
本发明涉及蒸馏塔的节能技术，属于化工过程的综合与设计、能源的有 效利用以及环境的保护等范畴。
背景技术：
虽然一个高压蒸馏塔的冷凝器与一个低压蒸馏塔的再沸器之间的热耦合 是经常使用的一个技术，但外部热耦合复合蒸馏塔塔器的研究与开发却至今 无人问津。在理论上早已证明，借助于高压蒸馏塔的精馏段与低压蒸馏塔的 提馏段之间的热耦合作用可以使得外部热耦合复合蒸馏塔的塔器具有非常高
的热力学效率。英国在2005年提出了一种塔板内部传热结构。日本在这一问 题上作过多年的尝试，从1995年至2007年先后开发了同心圆柱式和多同心 圆柱捆绑式的传热结构。虽然后者在日本丸善石化株式会社内应用获得了成 功，但因为其结构异常复杂，很难在实际过程中加以推广。欧盟在2005年开 发了一种热交换屏(Heat transfer panel: HTP)式的传热结构，并试图在石油化 学工业中进行应用。概括地讲，以上四种外部热耦合结构具有下述特点。
1. 塔板内部传热结构。虽然概念非常新颖，但却难以保证足够的传热 面积。
2. HTP式传热结构。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. 同心圆柱式传热结构。结构较为简单，但却难以保证足够的传热面积。
4. 多同心圆柱捆绑式传热结构。虽然比同心圆柱式传热结构具有更大 的传热面积，但其结构却非常复杂，不但造价昂贵而且难以在实际过程中 加以推广。
发明内容
针对外部热耦合复合蒸馏塔的塔器难以在化工过程中实现这一问题，本
4发明提供一种新型的外部热耦合复合蒸馏塔的塔器，它利用三个外部热交换 器近似高压蒸馏塔的精馏段与低压蒸馏塔的提馏段之间的热耦合作用，既巧 妙地回避了外部热耦合结构难以实现这一问题，又保证了外部热耦合复合蒸 馏塔的塔器具有很高的热力学效率。
为达到上述目的，本发明提供了一种外部热耦合复合蒸馏塔的塔器， 其特征在于仅利用三个外部换热器实现高压蒸馏塔的精馏段与低压蒸馏 塔的提馏段之间的外部热耦合； 所述三个外部换热器的设置方案为以下三种之一
方案一 一个外部换热器进行高压蒸馏塔的精馏段顶部与低压蒸馏塔提 馏段的顶部之间的热量交换； 一个外部换热器进行高压蒸馏塔的精馏段底部 与低压蒸馏塔的提馏段底部的热量交换； 一个外部换热器进行高压蒸馏塔的
精馏段中部和与低压蒸馏塔的提馏段中部的热量交换。
方案二利用一个外部换热器进行精馏段顶部出料与低压蒸馏塔进料热
量交换； 一个外部换热器进行高压蒸馏塔的精馏段底部与低压蒸馏塔的提馏 段底部的热量交换； 一个外部换热器进行高压蒸馏塔的精馏段中部和与低压 蒸馏塔的提馏段中部的热量交换；
方案三利用两个外部换热器实现精馏段顶部出料直接加热低压蒸馏塔 的提馏段顶部与中部； 一个外部换热器进行高压蒸馏塔的精馏段底部与低压 蒸馏塔的提馏段底部的热量交换。
当高压蒸馏塔的精馏段的塔板数大于低压蒸馏塔的提馏段的塔板数时， 三个换热器在高压蒸馏塔的精馏段整体处于高压蒸馏塔精馏段的上部，即一 个外部换热器进行高压蒸馏塔的精馏段顶部与低压蒸馏塔的提馏段顶部的热 量交换。 一个外部换热器进行高压蒸馏塔的精馏段中部与低压蒸馏塔的提馏 段中部的热量交换。 一个外部换热器进行低压蒸馏塔的提馏段底部与对应塔 板数的高压蒸馏塔的精馏段进行热量交换，此时从底部的换热器在高压蒸馏 塔的精馏段的位置至精馏段顶部的总塔板数与低压蒸馏塔整个提馏段的塔板 数相等。
外部热耦合复合蒸馏塔的塔器的冷凝器和再沸器的设置方案为以下三种 方案之一
同时省去高压蒸馏塔塔顶的冷凝器和低压蒸馏塔塔底的再沸器；或者省去高压蒸馏塔塔顶的冷凝器与低压蒸馏塔塔底的再沸器两者之一；
或者高压蒸馏塔与低压蒸馏塔均设置有顶部冷凝器和底部再沸器。
应用所述的外部热耦合复合蒸馏塔的塔器的工艺，其特征在于高压蒸 馏塔的塔顶与塔底的产品浓度控制采用高低压蒸馏塔之间的压差和再沸器负 荷作为操作变量进行控制；当高压蒸馏塔塔顶产品浓度未达到指标时，增大 压差使塔顶温度升高从而提升塔顶产品浓度至要求的指标；当高压蒸馏塔塔 顶产品浓度超过指标时，减小压差使塔顶温度降低从而降低塔顶产品浓度至 要求的指标；当高压蒸馏塔塔底产品浓度未达到指标时，增加再沸器负荷使 塔内上升蒸汽量增大从而使分离程度提高，则塔底产品浓度增大至要求的指 标；当高压蒸馏塔塔底产品浓度超过指标时，减小再沸器负荷使塔内上升蒸 汽量减小从而使分离程度下降，则塔底产品浓度减小至要求的指标；低压蒸 馏塔的塔顶与塔底产品浓度控制采用低压蒸馏塔的回流量和进料的分流比作 为操作变量；当低压蒸馏塔塔顶产品浓度未达到指标时，增大回流量使分离 程度提升，则塔顶产品浓度增大至要求的指标；当低压蒸馏塔塔顶产品浓度 超过指标时，减小回流量使分离程度降低，则塔顶产品浓度减小至要求的指 标；当低压蒸馏塔塔底产品浓度未达到指标时，增大进料分流比则低压蒸馏 塔的进料流量减小，而高压蒸馏塔进料流量增大，则高压蒸熘塔精馏段向低 压蒸馏塔提馏段的传热增加，从而增大低压蒸馏塔塔底产品浓度至要求的指 标；当低压蒸馏塔塔顶产品浓度超过指标时，减小进料分流比则低压蒸馏塔 进料流量增大，而高压蒸馏塔进料流量减小，则高压蒸馏塔精馏段向低压蒸 馏塔提馏段的传热减少，从而减小低压蒸馏塔塔底产品浓度至要求的指标。
从上述技术方案可以看出，本发明具有以下的有益效果。
(1) 利用本发明，由于回避了高压蒸馏塔的精馏段与低压蒸馏塔的提馏 段之间外部热耦合难以实现这一问题，大大简化了外部热耦合复合蒸馏塔的 塔器设计的复杂性，有利于它的应用和推广。
(2) 利用本发明，确保了外部热耦合复合蒸馏塔的塔器具有较高的热力 学效率，能够较好地近似蒸馏塔的平衡操作。
(3) 利用本发明，由于在高压蒸馏塔的精馏段顶部与低压蒸馏塔的提馏 段底部均设置有换热器，因而能够改善外部热耦合复合蒸馏塔的塔器的操作 弹性、动态特性和可控性。
图1为外部热耦合复合蒸馏塔塔器的基本结构；
图中l为高压蒸馏塔；2为低压蒸馏塔；3为再沸器；4为冷凝器；5至6 之间的部分为高压蒸馏塔的精馏段，其中5为高压蒸馏塔第一块塔板(即高 压蒸馏塔精馏段的第一块塔板)，6为精馏段的最后一块塔板；精馏段最后一 块塔板的下一块为进料板，进料板(Fl)以下的本分为高压蒸馏塔的提馏段， 7为提馏段的最后一块塔板(即高压蒸馏塔最后一块塔板)；同理，低压蒸馏 塔进料板(F2)以上为低压蒸熘塔的精馏段，进料板以下低压蒸馏塔的提馏 段，8为低压蒸馏塔的第一块(即低压蒸馏塔精馏段第一块塔板)，9为低压 蒸馏塔提馏段的第一块塔板，10为低压蒸馏塔提馏段的最后一块塔板(即低 压蒸馏塔的最后一块塔板)；图中s为分流比；ll为热耦合区域，高压蒸馏塔 精馏塔与低压塔提馏段之间进行热量交换，每一块对应塔板之间均设置有一 个外部换热器；图中热耦合区域的箭头所示的方向为热量传递的方向。
图2为本发明所提供的新型外部热耦合复合蒸馏塔的塔器；
图2所示的塔器在图1的基础上，仅对热耦合区域的换热器个数进行了 改变，其它一致，即图1中的热耦合区域的多个换热器在图2中，仅用3个 换热器来代替顶部换热器，中部换热器，和底部换热器。顶部换热器两端 的连接位置为al为高压蒸馏塔精馏段第一块塔板处，bl为低压蒸馏塔提馏 段第一块塔板处；中部换热器两端的连接位置a2为高压蒸馏塔精馏段的中 部，b2为低压蒸馏塔提馏段的中部，其具体的位置可以根据具体的分离要求 进行上下移动；底部换热器两端的连接位置a3为高压蒸馏塔精馏段的最后 一块塔板处，b3为低压蒸馏塔提馏段的最后一块塔板处。热耦合区域的箭头 表示热量从高压蒸馏塔的精馏段传递到低压蒸馏塔的提馏段。
图3为本发明所提供的新型外部热耦合复合蒸馏塔的塔器；
图中左侧仍为高压精熘塔，右侧为低压蒸馏塔，3所示的结构将高压蒸馏 塔的塔壳内部精馏段和提馏段分成两个部分，即图中l， 2所示；两个部分之 间通过管道连接，图中3为连接管道，该管道可以使热耦合时侧线采出至换 热器交换热量并回流变得更容易操作。此外，顶部出料分别用于低压蒸馏塔
提馏段顶部及中部的加热。具体的3个外部换热器的连接位置为顶部换热
器的al连接在高压蒸馏塔塔顶出料处，bl连接在低压蒸馏塔提馏段第一块塔
7板处；中部换热器的a2连接在高压蒸馏塔塔顶出料处，b2连接在低压蒸馏塔 的中部；底部换热器的a3连接在高压蒸馏塔的连接管道处(即图中3所示的 位置)，b3连接在低压蒸馏塔提留段的最后一块塔板处。图中热耦合区域的箭 头表示热量传递的方向。
图4为分离乙烯/乙烷常规的蒸馏塔的塔器； 图5为分离乙烯/乙垸普通的外部热耦合复合蒸馏塔的塔器； 图6为本发明实施后所得到的分离乙烯/乙烷新型的外部热耦合复合蒸馏 塔器的塔器；
图7为本发明所提供的外部热耦合复合蒸馏塔塔器的基本控制方案； 图8为分离苯/甲苯的常规蒸馏塔的塔器； 图9为分离苯/甲苯的普通外部热耦合复合蒸馏塔的塔器； 图10为本发明实施后所得到的分离苯/甲苯新型的外部热耦合复合蒸馏 塔的塔器。
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外部热耦合复合蒸馏塔 的塔器。它是由一个高压蒸馏塔的精馏段与一个低压蒸馏塔的提馏段经热耦 合而成的。外部热耦合作用可以利用三个热交换器近似。 一个外部换热器进 行高压蒸馏塔的精馏段顶部和与低压蒸馏塔的提馏段顶部的热量交换，以此 实现高压蒸馏塔的无外部回流操作。 一个外部换热器进行高压蒸馏塔的精馏 段底部和与低压蒸馏塔的提馏段底部的热量交换，借以实现低压蒸馏塔的无 外部回热操作。 一个外部换热器进行高压蒸馏塔的精馏段中部和与低压蒸馏 塔的提馏段中部的热量交换，借以实现精馏段与提馏段之间的外部热耦合作 用。
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:利用新型的外部热耦合复合蒸馏塔的塔器分离乙烯/乙烷二元混合
物。将一个摩尔组成为83/17的乙烯/乙垸二元混合物分离成99.5 mol。/。和99.9 mol。/。的乙烯和乙垸两股物料。进料流量F为988.034 kmol/h，经分流后分别 进入高压蒸馏塔和低压蒸馏塔，分流比为s。并与常规蒸馏塔进行比较。
图4为分离乙烯/乙烷的常规蒸馏塔塔器，塔的总塔板数为93，塔高68.028m，塔径2.253m。进料流量F=988.034 kmol/h,进料位置为第58块塔板， 即图中1所示的位置。常规蒸馏塔塔顶压力为1840 kPa，经分离后，塔顶出 料为乙烯，产品的液相摩尔浓度为99.5%，顶部出料的流量为824.042kmol/h; 底部出料为乙垸，产品的液相摩尔浓度为99.9%，底部出料流量为 163.992kmol/h。当达到了产品分离浓度要求时，冷凝器(图中位置2)负荷为 8191.93kW，再沸器负荷(图中位置3)为5567.47kW。常规蒸馏塔设备费 用为2.10904xl06$，操作费用为3.27406xl06$， TAC (年均总投资)为 3.97708xl06$。
图5本发明提供的分离乙烯/乙垸的普通外部热耦合复合蒸馏塔塔器。两 个塔的塔板数不同，高压蒸馏塔为105块塔板，塔高76.8m，塔径为1.456m， 进料位置为第70块塔板处；低压蒸馏塔为90块塔板，塔高65.8m，塔径为 1.907m，进料位置为低压蒸馏塔的第58块塔板处。
混合物乙烯/乙烷，进料流量F为98S.034kmol/h,经分流后， Fl=405.412kmol/h， F2=582.622kmol/h，分别到达两塔的进料板，对精馏塔而 言，进料板以上为该塔的精馏段，进料板以下为该塔的提馏段。由于高压塔 的精馏段有69块塔板，而低压塔蒸馏塔的提馏段仅有32块塔板，此时高压 蒸馏塔精馏段塔板数大于提馏段的塔板数，因此可采用上对齐型的耦合方式， 即高压蒸馏塔精馏段第1~32块塔板与低压蒸馏塔的整个提馏段进行热量交 换，热耦合区域(图中l所表示的区域)共有32个外部换热器，换热器面积 分别置于对应塔板之间，其换热面积为6m2。此时换热器整体位于高压塔精馏 段的上部。高压蒸馏塔塔顶压力为1949.32kPa，低压蒸馏塔塔塔顶压力 600kPa。经过分离后高压蒸馏塔塔顶出料为338.123kmol/h，乙烯的浓度为 0.995，塔底出料为67.289kmol/h，乙烷的浓度为0.999;低压蒸馏塔的塔顶出 料为485.919kmol/h，乙烯浓度为0.995，塔底出料为96.703kmol/h,乙烷浓度 为0.999;产品浓度均符合分离要求。低压蒸馏塔塔顶冷凝器回流比为1.87581， 冷凝器负荷为4586.04kW，高压蒸馏塔塔底再沸器负荷为2399.09kW,与常规 塔相比，分别节省了 44.24%、 56.91%。操作费用为2.4343xl06$，设备费用为 3.30122xl06$。
图6本发明实施后所得到的分离乙烯/乙烷的新型外部热耦合复合蒸馏塔 塔器的设计。该结构即在图5所示的基础上，将热耦合区域32个换热器仅用3个换热器来代替，其换热面积为75m2。其它的塔板数，进料位置均保持不 变，即高压蒸馏塔为105块塔板，塔高76.8m，塔径变为1.497m，进料位置 为第70块塔板处；低压蒸馏塔为90块塔板，塔高65.8m，塔径变为1.921m， 进料位置为低压蒸馏塔第58块塔板处。
这3个换热器的两端连接的位置顶部换热器的两端连接处al为高压蒸 馏塔精馏段第一块塔板处，bl为低压蒸馏塔提馏段第1块(即低压蒸馏塔第 59块)塔板处；中间换热器两端连接处a2为高压蒸馏塔精馏段第2块塔板处， b2为低压蒸馏塔第72块(即低压蒸镏塔提馏段第14块)塔板处；底部换热 器两端连接处a3为高压蒸馏塔提馏段第32块塔板处，b3为低压蒸馏塔提馏 段最后一块(即低压塔第90块)塔板处。热耦合区域中的箭头表示高压蒸馏 塔的精馏段向低压蒸馏塔的提馏段传递热量。
混合物乙烯/乙烷，进料流量F为988.034kmol/h，经过分流后变成2股进 料，分流比变为0.433984，则得到Fl-405.421 kmol/h， F2=582.622 kmol/h， 高压蒸馏塔塔顶压力为1939.1 kPa，低压蒸馏塔塔塔顶压力600 kPa。经过分 离后高压蒸馏塔塔顶出料为338.123 kmol/h，乙烯的浓度为0.995，塔底出料 为67.289 kmol/h，乙烷的浓度为0.999;低压蒸馏塔的塔顶出料为485.919 kmol/h，乙烯浓度为0.995，塔底出料为96.703 kmol/h，乙烷浓度为0.999; 产品浓度均符合分离要求。低压蒸馏塔塔顶冷凝器的回流比为2.03898，冷凝 器负荷为4633.5 kW，高压蒸馏塔塔底的再沸器负荷为2533.7 kW,其负荷与 常规塔相比，分别节省了 43.44%和55.91%。
通过与常规精馏塔的比较，可见新型外部热耦合复合蒸馏塔的塔器能够显 著降低分离操作的能耗。在投资方面，新型外部热耦合复合蒸馏塔的塔器-设备费用为2.8834xl06$，操作费用为2.46958xl06$， TAC为3.43071 xl06$， 比常规精馏塔以及图4所示的多换热器结构的TAC都要低。可见新型外部热 耦合复合蒸馏塔塔器虽然相比于常规蒸馏塔增加了一定的设备投资，但是由 于其节省了能耗，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0.96年，即351天的时间。
图7为本发明所提供的外部热耦合复合蒸馏塔塔器的基本控制方案。 图中，1为高压蒸馏塔；2为低压蒸馏塔；3为低压蒸馏塔塔顶的冷凝器；4为回流罐；5为高压蒸馏塔塔底的再沸器；6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，CC为浓度控制器，CT为浓度
检测；LT为液位检测，LC为液位控制器；
例2:利用新型的外部热耦合复合蒸馏塔塔器分离苯/甲苯的二元混合物。
将一个等摩尔组成的苯和甲苯二元混合物分离成99.5 molM的苯和甲苯两股 物料，进料流量为500kmol/h。
图8为分离苯/甲苯的常规蒸馏塔，该塔有40块塔板，塔高29.26m，塔 径1.994m，进料位置为第20块塔板，进料板以上为精馏段，进料板以下为提 馏段。进料流量F为500 kmol/h，经分离后塔顶出料为250kmol/h，苯的浓度 为0.995，塔底出料为250kmol/h，甲苯的浓度为0.995，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5050.69 kW，塔底 再沸器的负荷为5050.69 kW。操作费用为1.4472xl06$，设备费用为 1.21797><106$， TAC为1.85319x106$。
图9本发明提供的分离苯/甲苯的普通外部热耦合蒸馏塔塔器，两塔的塔 板数均为34块，塔高均为24.87m，塔径分别为1.3m (高压蒸馏塔)、1.256m (低压蒸馏塔)。左侧高压蒸馏塔的进料位置为第18块塔板，右侧低压蒸馏 塔的进料位置为其第17块塔板。因此热耦合区域(图中1所示的区域)为高 压蒸馏塔的精馏段(即第1~17块塔板)和低压蒸馏塔的提馏段(即低压蒸馏 塔的第18块 34块塔板)，共耦合了17块塔板，因而设有17个外部换热器， 每个换热器的换热面积为6m2。
混合物苯/甲苯，进料F=500 kmol/h，经分流后，Fl=293.602 kmol/h， F2=206.398 kmol/h，其分流比为0.587204。高压蒸馏塔塔顶压力为493.116 kPa，低压蒸馏塔塔塔顶压力为101.3 kPa。高压蒸馏塔塔顶出料为146.829 kmol/h，苯的浓度为0.995，塔底出料为146.773 kmol/h，甲苯浓度为0.995; 低压蒸馏塔塔顶出料为103.193 kmol/h，苯的浓度为0.995，塔底出料为103.206 kmol/h，甲苯浓度为0.995，均达到了产品分离的要求。低压蒸馏塔塔顶冷凝 器回流比为1.71613，冷凝器负荷为1223.67kW，高压蒸馏塔塔底再沸器负荷 为3559.55 kW，相比于常规塔分别节省75.78%、 29.52%。操作费用为 1.01833xl06$，设备费用为1.40947xl06$， TAC为1.48816x106$。节省能耗的同时TAC比常规蒸馏塔要低。
图10本发明实施后得到的分离苯/甲苯的新型外部热耦合复合蒸馏塔塔
器的设计。同样是在图9所示的结构基础上，用3个外部换热器代替图8中 热耦合区域的17个外部换热器，此时每个换热器的换热面积为35m2。其它的 设置不变，即两塔的塔板数均为34块，塔高均为24.87m，但是塔径分别变为 1.331m (高压蒸馏塔)、1.391m (低压蒸馏塔)。左侧高压蒸馏塔的进料位置 为第18块塔板，右侧低压蒸馏塔的进料位置为其第17块塔板。
混合物苯/甲苯，进料F=500kmol/h，经分流后，Fl=294.095 kmol/h， F2-205.905 kmol/h，其分流比为0.58819。高压蒸馏塔塔顶压力为475.39kPa， 低压蒸馏塔塔塔顶压力为101.3kPa。高压蒸馏塔塔顶出料为147.166kmol/h， 苯的浓度为0.995，塔底出料为146.929 kmol/h，甲苯浓度为0.995;低压蒸馏 塔塔顶出料102.911为kmol/h，苯的浓度为0.995，塔底出料为102.994 kmol/h， 甲苯浓度为0.995，均达到了产品分离的要求。低压蒸馏塔塔顶冷凝器回流比 为1.86444，冷凝器负荷为1226.48 kW，高压蒸馏塔塔底再沸器负荷为3683 kW，相比于常规塔分别节省了 75.72%和27.082%。操作费用为1.05368xl06$， 设备费用为1.22574xl06$， TAC为1.47226xl06$。节省能耗的同时，其TAC 比常规塔和图8所示结构的TAC都要小。可见外部热耦合复合蒸馏塔的塔器 相比于常规蒸馏塔显著降低了操作费用，而增加的设备费用很少，所以总体 上节省了投资，并且所增加的设备投资回收时间很短，为8天左右。
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 而己，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
1.一种外部热耦合复合蒸馏塔的塔器，其特征在于利用仅三个外部换热器实现高压蒸馏塔的精馏段与低压蒸馏塔的提馏段之间的外部热耦合；所述三个外部换热器的设置方案为以下三种之一方案一一个外部换热器进行高压蒸馏塔的精馏段顶部与低压蒸馏塔提馏段的顶部之间的热量交换；一个外部换热器进行高压蒸馏塔的精馏段底部与低压蒸馏塔的提馏段底部的热量交换；一个外部换热器进行高压蒸馏塔的精馏段中部和与低压蒸馏塔的提馏段中部的热量交换；方案二利用一个外部换热器进行精馏段顶部出料与低压蒸馏塔进料热量交换；一个外部换热器进行高压蒸馏塔的精馏段底部与低压蒸馏塔的提馏段底部的热量交换；一个外部换热器进行高压蒸馏塔的精馏段中部和与低压蒸馏塔的提馏段中部的热量交换；方案三利用两个外部换热器实现精馏段顶部出料直接加热低压蒸馏塔提馏段顶部与中部；一个外部换热器进行高压蒸馏塔的精馏段底部与低压蒸馏塔的提馏段底部的热量交换。
2. 根据权利要求1所述的外部热耦合复合蒸馏塔的塔器，其特征在于当高压蒸馏塔的精馏段的塔板数大于低压蒸馏塔的提馏段的塔板数时， 三个换热器在高压蒸馏塔的精馏段整体处于高压蒸馏塔精馏段的上部，即一 个外部换热器进行高压蒸馏塔的精馏段顶部与低压蒸馏塔的提馏段顶部的热 量交换； 一个外部换热器进行高压蒸馏塔的精馏段中部与低压蒸馏塔的提馏 段中部的热量交换； 一个外部换热器进行低压蒸馏塔的提馏段底部与对应塔 板数的高压蒸馏塔的精馏段进行热量交换，此时从底部的换热器在高压蒸馏 塔的精馏段的位置至精馏段顶部的总塔板数与低压蒸馏塔整个提馏段的塔板 数相等。
3. 根据权利要求1所述的外部热耦合复合蒸馏塔的塔器，其特征在于-外部热耦合复合蒸馏塔的塔器的冷凝器和再沸器的设置方案为以下三种方案 之一同时省去高压蒸馏塔塔顶的冷凝器和低压蒸馏塔塔底的再沸器；或者省去高压蒸馏塔塔顶冷凝器与低压蒸馏塔塔底再沸器两者之一；或者高压蒸馏塔与低压蒸馏塔均设置有顶部冷凝器和底部再沸器。
4.应用所述的外部热耦合复合蒸馏塔的塔器的工艺，其特征在于高压 蒸馏塔的塔顶与塔底的产品浓度控制采用高低压蒸馏塔之间的压差和再沸器 负荷作为操作变量进行控制；当高压蒸馏塔塔顶产品浓度未达到指标时，增 大压差使塔顶温度升高从而提升塔顶产品浓度至要求的指标；当高压蒸馏塔 塔顶产品浓度超过指标时，减小压差使塔顶温度降低从而降低塔顶产品浓度 至要求的指标；当高压蒸馏塔塔底产品浓度未达到指标时，增加再沸器负荷使塔内上升蒸汽量增大从而使分离程度提高，则塔底产品浓度增大至要求的指标；当高压蒸馏塔塔底产品浓度超过指标时，减小再沸器负荷使塔内上升 蒸汽量减小从而使分离程度下降，则塔底产品浓度减小至要求的指标；低压 蒸馏塔的塔顶与塔底产品浓度控制采用低压蒸馏塔的回流量和进料的分流比 作为操作变量；当低压蒸馏塔塔顶产品浓度未达到指标时，增大回流量使分 离程度提升，则塔顶产品浓度增大至要求的指标；当低压蒸馏塔塔顶产品浓 度超过指标时，减小回流量使分离程度降低，则塔顶产品浓度减小至要求的 指标；当低压蒸馏塔塔底产品浓度未达到指标时，增大进料分流比则低压蒸 馏塔的进料流量减小，而高压蒸馏塔进料流量增大，则高压蒸馏塔精馏段向 低压蒸馏塔提馏段的传热增加，从而增大低压蒸馏塔塔底产品浓度至要求的 指标；当低压蒸馏塔塔顶产品浓度超过指标时，减小进料分流比则低压蒸馏 塔进料流量增大，而高压蒸馏塔进料流量减小，则高压蒸馏塔精馏段向低压 蒸馏塔提馏段的传热减少，从而减小低压蒸馏塔塔底产品浓度至要求的指标。
全文摘要
本发明涉及蒸馏塔的节能技术，具体为一种外部热耦合复合蒸馏塔的塔器及其控制工艺，应用于化工过程的综合与设计、能源的有效利用以及环境的保护等范畴。针对外部热耦合复合蒸馏塔的塔器难以在化工过程中实现这一问题，本发明提供一种新型的外部热耦合复合蒸馏塔的塔器，它利用三个外部热交换器近似高压蒸馏塔的精馏段与低压蒸馏塔的提馏段之间的热耦合作用，既巧妙地回避了外部热耦合结构难以实现这一问题，又保证了外部热耦合复合蒸馏塔的塔器具有很高的热力学效率。
文档编号B01D3/00GK101559288SQ200910084908
公开日2009年10月21日 申请日期2009年5月27日 优先权日2009年5月27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