工质热泵精馏工艺的制作方法

本发明属于热泵精馏技术领域，具体涉及一种工质热泵精馏工艺。

背景技术：

石油和化学工业的能耗占工业总能耗的比重很大，而精馏是石油化工生产中应用最广的分离过程，也是耗能较大的一项化工单元操作，约60％的石油和化学工业的能耗用于精馏过程。

然而，国内化工和石油产品蒸馏和精馏工艺多采用各种温度和压力的水蒸气或热水在再沸器中加热混合物料，利用各种物料组分沸点温度不同的特性，使低沸点物料气化分离，分离出来的气体物料再经过冷却系统冷却成液态后输送走，冷却系统消耗大量的冷却水和电能，大量的热能(约占塔底再沸器处所输入能量的95％)被排入大气中，造成能源的极大浪费。当前，国际能源紧缺现状迫使精馏节能技术研究成为当务之急。

热泵精馏是靠补偿能量或消耗机械功，把精馏塔塔顶低温处的热量(冷凝器中放出的热量)传递到塔底高温(再沸器加热所需的热量)处，即将塔顶低温蒸汽用作塔底再沸器的热源，从而有效提高精馏过程热力学效率，降低过程能耗。

根据热泵所消耗的外界能量不同，热泵精馏可分为蒸汽加压式和吸收式两种类型。如授权公告号为cn101367733b的中国发明专利公开了一种碳酸二乙酯热泵精馏装置及工艺，该热泵精馏装置的整个物料系统采用全封闭操作，且通过压缩机直接将塔顶的物料蒸汽加压压缩后输往再沸器，为再沸器提供热源。然而这种物料蒸汽直接加压技术的稳定性较差，存在着物料泄露、污染、变质的风险。

技术实现要素：

本申请的发明目的是提供一种安全性高且稳定性佳工质热泵精馏工艺。

为实现上述发明目的，本申请的技术方案如下：

一种工质热泵精馏工艺，包括以下步骤：

(1)将待精馏物料送入精馏塔中，对精馏塔加热，进行精馏；

(2)利用节流后的工质在蒸发器内与塔顶物料蒸汽换热，使塔顶物料蒸汽冷凝为塔顶馏出液，工质吸热蒸发为气态工质；

(3)利用压缩机吸入气态工质，压缩升温，获得高温工质蒸气；

(4)将高温工质蒸气送入再沸器中与塔底物料换热，使低沸点组分吸热蒸发，高温工质蒸气冷凝为液态工质；

(5)液态工质经节流后返回蒸发器，重复步骤(2)-(4)。

本申请的热泵精馏工艺先利用蒸发器实现塔顶物料蒸汽与工质之间的换热，使塔顶物料蒸汽冷凝为塔顶馏出液，而将热量传递给工质使工质汽化，再利用压缩机对工质加压升温重新成为再沸器的热源。与直接采用压缩机压缩塔顶物料蒸汽方法相比，压缩机压缩的工质不存在污染、变质的风险，即便发生污染或变质也不影响其使用，且工质的泄漏风险也可大大降低甚至可以完全避免；从而使得本申请的工质热泵精馏工艺不仅能够有效地回收塔顶物料蒸汽的冷凝潜热，有效提高热量利用效率，而且安全性高，稳定性佳。

在上述的工质热泵精馏工艺中，所述的工质可以选用r245fa、r124、r134a或co2。具体工质选择取决于物料精馏工艺要求的温度。在选用上述工质时，塔底温度(即再沸器温度)一般不会超过130℃，适用于对塔顶产品的沸点低于130℃(含130℃)的待精馏物料进行精馏。

在上述的工质热泵精馏工艺中，所述的蒸发器的换热温差范围在60～120℃。该温差数值取决于待精馏物料工艺要求的温度。

作为优选，在上述的工质热泵精馏工艺中，所述的蒸发器为降膜式蒸发器或满液式蒸发器。

在上述的工质热泵精馏工艺中，步骤(2)中，还包括：将塔顶馏出液送入第一原料预热器中与待精馏物料换热，使待精馏物料预热后再进入精馏塔。冷凝后的塔顶馏出液仍旧带有余热，通过与待精馏物料换热可以使待精馏物料预热及部分碳酸盐分解，实现对塔顶物料蒸汽热量的最大化再利用。

在上述的工质热泵精馏工艺中，步骤(3)中，在上述的工质热泵精馏工艺中，所述的压缩机的压缩比为2.0～10.0，升温范围在20℃～100℃。

在上述的工质热泵精馏工艺中，步骤(3)中，所述的压缩机为螺杆式压缩机、透平式压缩机、离心式压缩机或罗茨式压缩机。

与高温工质蒸气换热后，再沸器内的塔底物物料中，低沸点的组分蒸发，返回精馏塔，而沸点较高的组分则留在再沸器中，吸收了一部分高温工质蒸气的热量。为了提高热量利用率，在上述的工质热泵精馏工艺中，步骤(4)中，还包括：换热完成后，将再沸器内的塔底物料送入第二原料预热器中与待精馏物料换热，使待精馏物料预热后再进入精馏塔。通过将再沸器内的塔底物料与待精馏物料换热，也能使待精馏物料预热及部分碳酸盐分解，进一步提高热量利用率。

本申请还提供了实现上述工质热泵精馏工艺的工质热泵精馏系统，该工质热泵精馏系统包括精馏塔以及与精馏塔塔底相连通的再沸器，还包括通过蒸汽馏出管路与所述的精馏塔塔顶相连通的蒸发器，所述的蒸发器带有塔顶馏出液出口、气态工质出口以及液态工质回流口，所述的气态工质出口通过热回收管路与再沸器相连通，该热回收管路上安装有压缩机，所述的再沸器带有液态工质出口，该液态工质出口通过工质回流管路与所述的液态工质回流口相连通。

在上述的工质热泵精馏系统中，所述的气态工质出口处安装有气液分离器。蒸发器的加热室中产生的工质蒸气会带有大量液沫，在气态工质出口处安装气液分离器能够避免这些液沫进入压缩机。

在上述的工质热泵精馏系统中，所述的塔顶馏出液出口与馏分储槽相连通，所述的馏分储槽通过三通管路分别与第一原料预热器和精馏塔塔顶相连通，所述的第一原料预热器带有塔顶产品出口。

在上述的工质热泵精馏系统中，所述的工质回流管路上安装有节流阀。节流阀能够对工质回流管路内的工质做降温减压处理，以便工质返回蒸发器后能够最大程度地与塔顶物料蒸汽进行热交换，实现高效率的热回收。

在上述的工质热泵精馏系统中，所述的再沸器分别带有与精馏塔塔底相连通的塔底物料入口和蒸汽物料回流口，所述的再沸器还带有与第二原料预热器相连通的物料出口，该第二原料预热器带有塔底产品出口。

与现有技术相比，本申请的有益效果体现在：

本申请的热泵精馏工艺先利用蒸发器实现塔顶物料蒸汽与工质之间的换热，使塔顶物料蒸汽冷凝为塔顶馏出液，而将热量传递给工质使工质汽化，再利用压缩机对工质加压升温重新成为再沸器的热源。与直接采用压缩机压缩塔顶物料蒸汽方法相比，压缩机压缩的工质不存在污染、变质的风险，即便发生污染或变质也不影响其使用，且工质的泄漏风险也可大大降低甚至可以完全避免；从而使得本申请的工质热泵精馏工艺不仅能够有效地回收塔顶物料蒸汽的冷凝热，有效提高热量利用效率，而且安全性高，稳定性佳。

附图说明

图1为本发明一种工质热泵精馏工艺的工艺流程图。

具体实施方式

下面结合附图和具体实施方式对本发明的技术方案做进一步详细说明。

实施例1

如图1所示，本实施例一种工质热泵精馏系统，包括精馏塔1、蒸发器2、馏出液储槽3、第一原料预热器4、压缩机5、再沸器6和第二原料预热器7。

其中第一原料预热器4带有第一进料口41和第一出料口42，第二原料预热器7带有第二进料口71和第二出料口72，精馏塔1带有第三进料口11，该第一出料口42和第二出料口72分别通过相应的进料管12与第三进料口11相连。第一原料预热器4和第二原料预热器7用于对待精馏原料进行预热，预热后的待精馏原料经进料管12进入精馏塔1内。

蒸发器2则通过蒸汽馏出管路13与精馏塔1塔顶相连通，精馏塔1内形成的塔顶物料蒸汽经蒸汽馏出管路13进入蒸发器2内，本发明可使用的蒸发器2类型包括降膜式蒸发器或满液式蒸发器，该蒸发器2还带有塔顶馏出液出口21、气态工质出口22以及液态工质回流口23。在蒸发器2内，塔顶物料蒸汽与低温工质发生热交换，工质吸收热量由液态转换为气态，而塔顶物料蒸汽则冷凝为液态，经塔顶馏出液出口21流出；气态工质出口22和液态工质回流口23之间则形成工质循环回路，工质不断地在气态和液态之间转换，以便将塔顶物料蒸汽所携带的热量进行回收、转移。

其中，塔顶馏出液出口21与馏出液储槽3相连通，馏出液储槽3通过三通管路分别与第一原料预热器4和精馏塔1塔顶相连通，且第一原料预热器4带有塔顶产品出口43。馏出液储槽3中的塔顶馏出液一部分进入第一原料预热器4，利用塔顶馏出液的余热对待精馏原料进行加热，使待精馏原料预热及部分碳酸盐分解，实现对塔顶物料蒸汽热量的最大化再利用，完成热交换的塔顶馏出液则经塔顶产品出口43流出；另一部分作为回流液经馏出液回流管路14返回精馏塔1塔顶，馏出液回流管路14上安装有回流泵15。

而自气态工质出口22流出的气态工质先经气液分离器8进行气液分离，避免液态工质进入热回收管路9；气态工质则进入热回收管路9，先经压缩机5压缩升温后进入再沸器6，为再沸器6提供热源。本实施例可以使用的压缩机5类型包括螺杆式压缩机、透平式压缩机、离心式压缩机或罗茨式压缩机。

本实施例中，再沸器6带有气态工质入口61和液态工质出口62，该气态工质入口61与热回收管路9相连通，该液态工质出口62通过工质回流管路10与液态工质回流口23相连通。显然地，热回收管路9和工质回流管路10都是工质循环回路的一部分，而在再沸器6中，工质完成气态向液态的转变，气态工质的热量被再沸器6中的液体物料带走。

如图1所示，本实施例的再沸器6还带有与精馏塔1塔底相连通的塔底物料入口63和蒸汽物料回流口64，以及与第二原料预热器7相连通的物料出口65。其中，精馏塔1塔底的液体物料进入再沸器6，被气态工质加热后，可馏出的低沸点组分即形成蒸汽经蒸汽物料回流口64返回精馏塔1；而不能馏出的较高沸点组分则经物料出口65进入第二原料预热器7中，第二原料预热器7利用液体物料的余热对待精馏原料进行加热，完成热交换的液体物料则经塔底产品出口73流出，从而实现对工质热量的最大化再利用。

转变为液态的工质则经工质回流管路10返回蒸发器2中，工质回流管路10上安装有节流阀20。节流阀20能够对工质回流管路10内的工质做减温减压处理，以便工质返回蒸发器2后能够最大程度地与塔顶物料蒸汽进行热交换，实现高效率的热回收。

实施例2

本实施例一种工质热泵精馏工艺，利用实施例1的工质热泵精馏系统对甲醇进行精馏，其流程图如图1所示，甲醇精馏常压塔顶温度为68℃，塔底温度110℃，采用r245fa作为工质；具体包括以下步骤：

(1)将甲醇粗料送入精馏常压塔中，加热，使塔顶温度达到68℃，进行精馏；

(2)利用节流(温度65℃，压力0.53mpa(a))后的工质r245fa在降膜式蒸发器内与塔顶物料蒸汽换热，使塔顶物料蒸汽冷凝为塔顶馏出液，工质吸热蒸发为气态工质；

换热结束后，将塔顶馏出液一部分送入第一原料预热器中与甲醇粗料换热，使甲醇粗料预热后再进入精馏塔；另一部分送回精馏塔作为回流液；

(3)利用螺杆式压缩机吸入气态工质，压缩(压缩比为3.6)升温，获得高温工质蒸气；

(4)将高温工质蒸气送入再沸器中与塔底物料换热，使塔底温度(再沸器温度)达到110℃，使低沸点组分吸热蒸发后返回精馏塔，高温工质蒸气冷凝为液态工质；

换热完成后，将再沸器内的塔底物料送入第二原料预热器中与甲醇粗料换热，使甲醇粗料预热后再进入精馏塔；

(5)液态工质经节流阀节流后返回蒸发器，重复步骤(2)-(4)。

实施例3

本实施例一种工质热泵精馏工艺，利用实施例1的工质热泵精馏系统对氯苯进行精馏，其流程图如图1所示，塔顶蒸汽85℃，塔底加热120℃。包括以下步骤：

(1)将氯苯粗料送入精馏塔中，对精馏塔加热使塔顶温度达到85℃，进行精馏；

(2)利用节流后(温度80℃，压力0.8mpa(a))的工质r245fa在降膜式蒸发器内与塔顶物料蒸汽换热，使塔顶物料蒸汽冷凝为塔顶馏出液，工质吸热蒸发为气态工质；

换热结束后，将塔顶馏出液一部分送入第一原料预热器中与待精馏物料换热，使待精馏物料预热后再进入精馏塔；另一部分送回精馏塔作为回流液；

(3)利用螺杆式压缩机吸入气态工质，压缩(压缩比为2.7)升温，获得高温工质蒸气；

(4)将高温工质蒸气送入再沸器中与塔底物料换热，使塔底温度(再沸器温度)达到120℃，使低沸点组分吸热蒸发后返回精馏塔，高温工质蒸气冷凝为液态工质；

换热完成后，将再沸器内的塔底物料送入第二原料预热器中与待精馏物料换热，使待精馏物料预热后再进入精馏塔；

(5)液态工质经节流阀节流后返回蒸发器，重复步骤(2)-(4)。

实施例4

本实施例一种工质热泵精馏工艺，利用实施例1的工质热泵精馏系统对乙醇进行精馏，塔顶蒸汽79℃，塔底120℃。包括以下步骤：

(1)将氯苯粗料送入精馏塔中，对精馏塔加热使塔顶温度达到79℃，进行精馏；

(2)利用节流后(温度75℃，压力0.7mpa(a))的工质r245fa在降膜式蒸发器内与塔顶物料蒸汽换热，使塔顶物料蒸汽冷凝为塔顶馏出液，工质吸热蒸发为气态工质；

换热结束后，将塔顶馏出液一部分送入第一原料预热器中与待精馏物料换热，使待精馏物料预热后再进入精馏塔；另一部分送回精馏塔作为回流液；

(3)利用螺杆式压缩机吸入气态工质，压缩(压缩比为3.06)升温，获得高温工质蒸气；

(4)将高温工质蒸气送入再沸器中与塔底物料换热，使塔底温度(再沸器温度)达到120℃，使低沸点组分吸热蒸发后返回精馏塔，高温工质蒸气冷凝为液态工质；

换热完成后，将再沸器内的塔底物料送入第二原料预热器中与待精馏物料换热，使待精馏物料预热后再进入精馏塔；

(5)液态工质经节流阀节流后返回蒸发器，重复步骤(2)-(4)。