热泵与中间换热器相结合的节能技术

周凯

摘要介绍热泵精馏与中段换热精馏相结合的节能流程在PM生产中的应用，对塔顶汽相直接压缩式热泵流程给出了详细的模拟数据。对节能流程和常规流程进行对比，通过数据反映出显著的节能效果。

关键词热泵精馏；中间换热器；节能技术

中图分类号：TQ028 文献标识码：A 文章编号：1671-7597（2014）12-0057-01

在化工流程中，从原料到产品的整个生产过程，始终伴随着能量的供应、转换、利用、回收、生产、排弃等环节。对于多数企业而言，要想在日益竞争的市场中占有一席之地，除了要有优质的产品，如何最为有效、合理的利用能源，控制产品成本已经成为企业面临的新的课题和发展方向。

目前常用的节能技术有很多，如：建立冷热流体换热的热集成网络，多效精馏技术，热泵精馏技术，中段换热精馏技术等。由于本次拟对已有装置进行节能分析，现场不宜增加过多设备，且之前已对部分系统建立换热网络，所以主要将重点确定为：通过对本公司一套年产5万吨PM装置的现场数据进行采集和分析，采用热泵精馏和中段换热精馏技术，对各塔有针对性的进行节能分析。

1节能措施

1.1 现场数据及基本工况模拟结果

PM装置分馏部分主要由4个塔组成。1号塔用于脱除反应液中过量的甲醇，2号塔塔顶采出PM成品，3号塔塔顶采出PM异构体成品，4号塔为间歇塔，塔顶采出残余的一些轻组分。塔顶冷凝器采用循环水冷却，再沸器采用蒸汽加热。其中能耗主要集中在1号、2号塔。通过现场数据的采集，结合模拟软件，选用NRTL方程进行模拟计算，计算结果与现场数据基本一致，得到1号、2号塔的能耗：

表1基本工况及能耗分析

设备位号 T1 T2

全凝器负荷 x 10^6 Kcal/hr -3.267 -3.5083

再沸器负荷 x 10^6 Kcal/hr 2.4297 3.51

塔顶压力 KPA 101.5 101.5

顶温 C 64.6 120.5

釜温 C 121.5 137.1

回流比 0.23 3.66

塔顶上升气量 kmol/hr 387.8 371.5

塔釜上升气量 kmol/hr 256.1 352.2

1.2 热泵精馏

热泵精馏主要分为汽相压缩式热泵精馏和吸收式热泵精馏。根据压缩机工质的不同，蒸汽压缩式热泵精馏又分为塔顶汽相直接压缩式、塔底液体闪蒸式和间接蒸汽压缩式三种类型。

塔顶汽相压缩式热泵精馏以塔顶汽相为工质，利用压缩机使塔顶汽相的温度提高一个能级，从而能够给塔底物料的汽化提供能量。主要应用于：①塔顶和塔底温差较小的精馏塔；②回流比较大分离系统；③低压下精馏时塔顶产品需要冷冻剂冷凝的系统。

塔底釜液闪蒸式热泵精馏是以釜液为工质，经减压闪蒸后与塔顶汽相换热，使塔顶气相冷凝，同时使自身汽化，然后汽相经压缩机压缩后进入塔釜作为塔釜热源。

间接蒸汽压缩式热泵精馏则是选择单独封闭循环的工质，塔顶汽相能量经由工质用于塔釜加热。主要用于精馏介质具有腐蚀性、对温度敏感的情况。

吸收式热泵系统可以利用温度不高的热源作为动力，但热效率低，需要的投资高，使用寿命不长，因此多用于产热量大，温度提升要求不高，并且可以用废热直接驱动的情况。

1.3 中段换热精馏

在普通精馏塔内，温度自塔顶向塔底逐渐升高，如果塔底和塔顶温差较大，在塔中设置冷凝器，就可以采用较高温度的冷却剂，降低冷公用工程费用。如果在塔的中部设置再沸器，可以代替一部分原来从塔底加入的热量。由于中间再沸器所处的温度比塔底温度低，所以中间再沸器中可以用比塔底加热剂温度低的加热剂来加热，节省热公用工程的费用。

1.4 节能措施的选择

通过现场数据可以看到，2号塔塔顶、塔釜温差较小，且回流比较大，适合采用塔顶汽相压缩式热泵精馏。1号塔塔顶、塔釜温差大，压缩机负荷高，且顶温64.6℃，采用热泵精馏时要使塔顶汽相冷凝需增加真空泵等设备，因此初步计算、比较后决定采用中段换热精馏技术。采用传统的塔顶汽相压缩式热泵时循环工质加热塔釜后经节流阀进入闪蒸回流罐，而本流程中采用2号塔压缩机出口物料加热塔釜后余热作为1号塔中段换热器的热源，相对来说控制简单。

2计算结果

2.1 压缩机出口压力

塔顶汽相压缩式热泵精馏压缩机的进气量为塔顶气体采出量。出口压力即循环工质需压缩到多大压力才能满足热泵系统的性能要求，主要由2号塔塔釜温度和塔釜热负荷决定。本次计算中釜温137℃，为保证再沸器的热交换，压缩后气体温度取高于釜温15℃。此外，塔顶气相经压缩后必须能够提供充分的热负荷以满足再沸器的要求。因而压缩后温度和循环量必须适当匹配，本系统中压缩机出口压力取300 kPa，此时压缩机出口温度为154.7℃，给再沸器加热后，循环工质温度为152.8℃的气液混合相。为保证产品质量，除保证回流量外，回流温度保证在120℃左右。在循环工质由152.8℃冷凝冷却到120℃过程中放出热量0.835×10^6 Kcal/hr。因为1号塔采用了中间换热器，因此，多余热量可用于1号塔中段换热器的热源，保证能源的最大化利用。

2.2 中段换热器位置

为保证中段换热器有足够的推动力，取冷热物料温差15℃以上，并且尽量靠近塔釜位置，因此第30块板温度106℃，抽取第30块塔板物料进中段换热器加热，物料流量3000 kg/h。

2.2 模拟计算结果

模拟流程如下：

经过详细的流程模拟计算，现对热泵加中间换热器的节能流程和常规流程进行比较。两种计算分离要求相同。经济效益比较取以下价格：电为0.8元/度，蒸汽220元/t，蒸汽潜热取500Kcal/kg，压缩机绝热效率80%，循环水温升取8℃。

同时加中间再沸器后1号塔节能835000 Kcal，计蒸汽1.67 t，费用367元/小时。总计节约费用1561元/小时。

2.3 结果分析

从表2数据可以看出，2号塔基本工况和热泵工况相比，两者的冷凝器、再沸器温度基本相同，后者的回流比较前者略大一些，因此热负荷稍有增加。后者冷凝器对数平均温差为11.5℃，该温差大小恰当，满足换热器的传热要求。后者操作费用则从1182降低到424元/h，显然节能效果是十分显著的。1号塔采用中间换热器后可直接节能835000kcal，节约费用367元/小时。总共节约费用1561元/小时。经济效益相当可观。

表2节能效果比较

操作参数 PM装置2号塔热泵节能效果

常规精馏 热泵精馏

顶温（℃） 120 120

釜温（℃） 137 137

压缩机出口温度 153

产量（t/h） 7.15 7.15

热负荷（kcal/h） 3513300 3580000

消耗蒸汽（t/h） 7.03

消耗电量（kW） 530

冷负荷（kcal/h） 3508300

循环水量（t/h）（取8℃温差） 438.5 86.15

循环水电机电耗（KW*h） 90

蒸汽费用（元/小时） 1546

电费（元/小时） 72 424

节约费用（元/小时） 1194

参考文献

[1]陆恩锡，罗明辉.蒸馏过程热泵节能—热泵系统模拟计算[J].

[2]包宗宏，武文良.化工计算与软件应用[M].2013.

endprint

摘要介绍热泵精馏与中段换热精馏相结合的节能流程在PM生产中的应用，对塔顶汽相直接压缩式热泵流程给出了详细的模拟数据。对节能流程和常规流程进行对比，通过数据反映出显著的节能效果。

关键词热泵精馏；中间换热器；节能技术

中图分类号：TQ028 文献标识码：A 文章编号：1671-7597（2014）12-0057-01

在化工流程中，从原料到产品的整个生产过程，始终伴随着能量的供应、转换、利用、回收、生产、排弃等环节。对于多数企业而言，要想在日益竞争的市场中占有一席之地，除了要有优质的产品，如何最为有效、合理的利用能源，控制产品成本已经成为企业面临的新的课题和发展方向。

目前常用的节能技术有很多，如：建立冷热流体换热的热集成网络，多效精馏技术，热泵精馏技术，中段换热精馏技术等。由于本次拟对已有装置进行节能分析，现场不宜增加过多设备，且之前已对部分系统建立换热网络，所以主要将重点确定为：通过对本公司一套年产5万吨PM装置的现场数据进行采集和分析，采用热泵精馏和中段换热精馏技术，对各塔有针对性的进行节能分析。

1节能措施

1.1 现场数据及基本工况模拟结果

PM装置分馏部分主要由4个塔组成。1号塔用于脱除反应液中过量的甲醇，2号塔塔顶采出PM成品，3号塔塔顶采出PM异构体成品，4号塔为间歇塔，塔顶采出残余的一些轻组分。塔顶冷凝器采用循环水冷却，再沸器采用蒸汽加热。其中能耗主要集中在1号、2号塔。通过现场数据的采集，结合模拟软件，选用NRTL方程进行模拟计算，计算结果与现场数据基本一致，得到1号、2号塔的能耗：

表1基本工况及能耗分析

设备位号 T1 T2

全凝器负荷 x 10^6 Kcal/hr -3.267 -3.5083

再沸器负荷 x 10^6 Kcal/hr 2.4297 3.51

塔顶压力 KPA 101.5 101.5

顶温 C 64.6 120.5

釜温 C 121.5 137.1

回流比 0.23 3.66

塔顶上升气量 kmol/hr 387.8 371.5

塔釜上升气量 kmol/hr 256.1 352.2

1.2 热泵精馏

热泵精馏主要分为汽相压缩式热泵精馏和吸收式热泵精馏。根据压缩机工质的不同，蒸汽压缩式热泵精馏又分为塔顶汽相直接压缩式、塔底液体闪蒸式和间接蒸汽压缩式三种类型。

塔顶汽相压缩式热泵精馏以塔顶汽相为工质，利用压缩机使塔顶汽相的温度提高一个能级，从而能够给塔底物料的汽化提供能量。主要应用于：①塔顶和塔底温差较小的精馏塔；②回流比较大分离系统；③低压下精馏时塔顶产品需要冷冻剂冷凝的系统。

塔底釜液闪蒸式热泵精馏是以釜液为工质，经减压闪蒸后与塔顶汽相换热，使塔顶气相冷凝，同时使自身汽化，然后汽相经压缩机压缩后进入塔釜作为塔釜热源。

间接蒸汽压缩式热泵精馏则是选择单独封闭循环的工质，塔顶汽相能量经由工质用于塔釜加热。主要用于精馏介质具有腐蚀性、对温度敏感的情况。

吸收式热泵系统可以利用温度不高的热源作为动力，但热效率低，需要的投资高，使用寿命不长，因此多用于产热量大，温度提升要求不高，并且可以用废热直接驱动的情况。

1.3 中段换热精馏

在普通精馏塔内，温度自塔顶向塔底逐渐升高，如果塔底和塔顶温差较大，在塔中设置冷凝器，就可以采用较高温度的冷却剂，降低冷公用工程费用。如果在塔的中部设置再沸器，可以代替一部分原来从塔底加入的热量。由于中间再沸器所处的温度比塔底温度低，所以中间再沸器中可以用比塔底加热剂温度低的加热剂来加热，节省热公用工程的费用。

1.4 节能措施的选择

通过现场数据可以看到，2号塔塔顶、塔釜温差较小，且回流比较大，适合采用塔顶汽相压缩式热泵精馏。1号塔塔顶、塔釜温差大，压缩机负荷高，且顶温64.6℃，采用热泵精馏时要使塔顶汽相冷凝需增加真空泵等设备，因此初步计算、比较后决定采用中段换热精馏技术。采用传统的塔顶汽相压缩式热泵时循环工质加热塔釜后经节流阀进入闪蒸回流罐，而本流程中采用2号塔压缩机出口物料加热塔釜后余热作为1号塔中段换热器的热源，相对来说控制简单。

2计算结果

2.1 压缩机出口压力

塔顶汽相压缩式热泵精馏压缩机的进气量为塔顶气体采出量。出口压力即循环工质需压缩到多大压力才能满足热泵系统的性能要求，主要由2号塔塔釜温度和塔釜热负荷决定。本次计算中釜温137℃，为保证再沸器的热交换，压缩后气体温度取高于釜温15℃。此外，塔顶气相经压缩后必须能够提供充分的热负荷以满足再沸器的要求。因而压缩后温度和循环量必须适当匹配，本系统中压缩机出口压力取300 kPa，此时压缩机出口温度为154.7℃，给再沸器加热后，循环工质温度为152.8℃的气液混合相。为保证产品质量，除保证回流量外，回流温度保证在120℃左右。在循环工质由152.8℃冷凝冷却到120℃过程中放出热量0.835×10^6 Kcal/hr。因为1号塔采用了中间换热器，因此，多余热量可用于1号塔中段换热器的热源，保证能源的最大化利用。

2.2 中段换热器位置

为保证中段换热器有足够的推动力，取冷热物料温差15℃以上，并且尽量靠近塔釜位置，因此第30块板温度106℃，抽取第30块塔板物料进中段换热器加热，物料流量3000 kg/h。

2.2 模拟计算结果

模拟流程如下：

经过详细的流程模拟计算，现对热泵加中间换热器的节能流程和常规流程进行比较。两种计算分离要求相同。经济效益比较取以下价格：电为0.8元/度，蒸汽220元/t，蒸汽潜热取500Kcal/kg，压缩机绝热效率80%，循环水温升取8℃。

同时加中间再沸器后1号塔节能835000 Kcal，计蒸汽1.67 t，费用367元/小时。总计节约费用1561元/小时。

2.3 结果分析

从表2数据可以看出，2号塔基本工况和热泵工况相比，两者的冷凝器、再沸器温度基本相同，后者的回流比较前者略大一些，因此热负荷稍有增加。后者冷凝器对数平均温差为11.5℃，该温差大小恰当，满足换热器的传热要求。后者操作费用则从1182降低到424元/h，显然节能效果是十分显著的。1号塔采用中间换热器后可直接节能835000kcal，节约费用367元/小时。总共节约费用1561元/小时。经济效益相当可观。

表2节能效果比较

操作参数 PM装置2号塔热泵节能效果

常规精馏 热泵精馏

顶温（℃） 120 120

釜温（℃） 137 137

压缩机出口温度 153

产量（t/h） 7.15 7.15

热负荷（kcal/h） 3513300 3580000

消耗蒸汽（t/h） 7.03

消耗电量（kW） 530

冷负荷（kcal/h） 3508300

循环水量（t/h）（取8℃温差） 438.5 86.15

循环水电机电耗（KW*h） 90

蒸汽费用（元/小时） 1546

电费（元/小时） 72 424

节约费用（元/小时） 1194

参考文献

[1]陆恩锡，罗明辉.蒸馏过程热泵节能—热泵系统模拟计算[J].

[2]包宗宏，武文良.化工计算与软件应用[M].2013.

endprint

摘要介绍热泵精馏与中段换热精馏相结合的节能流程在PM生产中的应用，对塔顶汽相直接压缩式热泵流程给出了详细的模拟数据。对节能流程和常规流程进行对比，通过数据反映出显著的节能效果。

关键词热泵精馏；中间换热器；节能技术

中图分类号：TQ028 文献标识码：A 文章编号：1671-7597（2014）12-0057-01

在化工流程中，从原料到产品的整个生产过程，始终伴随着能量的供应、转换、利用、回收、生产、排弃等环节。对于多数企业而言，要想在日益竞争的市场中占有一席之地，除了要有优质的产品，如何最为有效、合理的利用能源，控制产品成本已经成为企业面临的新的课题和发展方向。

目前常用的节能技术有很多，如：建立冷热流体换热的热集成网络，多效精馏技术，热泵精馏技术，中段换热精馏技术等。由于本次拟对已有装置进行节能分析，现场不宜增加过多设备，且之前已对部分系统建立换热网络，所以主要将重点确定为：通过对本公司一套年产5万吨PM装置的现场数据进行采集和分析，采用热泵精馏和中段换热精馏技术，对各塔有针对性的进行节能分析。

1节能措施

1.1 现场数据及基本工况模拟结果

PM装置分馏部分主要由4个塔组成。1号塔用于脱除反应液中过量的甲醇，2号塔塔顶采出PM成品，3号塔塔顶采出PM异构体成品，4号塔为间歇塔，塔顶采出残余的一些轻组分。塔顶冷凝器采用循环水冷却，再沸器采用蒸汽加热。其中能耗主要集中在1号、2号塔。通过现场数据的采集，结合模拟软件，选用NRTL方程进行模拟计算，计算结果与现场数据基本一致，得到1号、2号塔的能耗：

表1基本工况及能耗分析

设备位号 T1 T2

全凝器负荷 x 10^6 Kcal/hr -3.267 -3.5083

再沸器负荷 x 10^6 Kcal/hr 2.4297 3.51

塔顶压力 KPA 101.5 101.5

顶温 C 64.6 120.5

釜温 C 121.5 137.1

回流比 0.23 3.66

塔顶上升气量 kmol/hr 387.8 371.5

塔釜上升气量 kmol/hr 256.1 352.2

1.2 热泵精馏

热泵精馏主要分为汽相压缩式热泵精馏和吸收式热泵精馏。根据压缩机工质的不同，蒸汽压缩式热泵精馏又分为塔顶汽相直接压缩式、塔底液体闪蒸式和间接蒸汽压缩式三种类型。

塔顶汽相压缩式热泵精馏以塔顶汽相为工质，利用压缩机使塔顶汽相的温度提高一个能级，从而能够给塔底物料的汽化提供能量。主要应用于：①塔顶和塔底温差较小的精馏塔；②回流比较大分离系统；③低压下精馏时塔顶产品需要冷冻剂冷凝的系统。

塔底釜液闪蒸式热泵精馏是以釜液为工质，经减压闪蒸后与塔顶汽相换热，使塔顶气相冷凝，同时使自身汽化，然后汽相经压缩机压缩后进入塔釜作为塔釜热源。

间接蒸汽压缩式热泵精馏则是选择单独封闭循环的工质，塔顶汽相能量经由工质用于塔釜加热。主要用于精馏介质具有腐蚀性、对温度敏感的情况。

吸收式热泵系统可以利用温度不高的热源作为动力，但热效率低，需要的投资高，使用寿命不长，因此多用于产热量大，温度提升要求不高，并且可以用废热直接驱动的情况。

1.3 中段换热精馏

在普通精馏塔内，温度自塔顶向塔底逐渐升高，如果塔底和塔顶温差较大，在塔中设置冷凝器，就可以采用较高温度的冷却剂，降低冷公用工程费用。如果在塔的中部设置再沸器，可以代替一部分原来从塔底加入的热量。由于中间再沸器所处的温度比塔底温度低，所以中间再沸器中可以用比塔底加热剂温度低的加热剂来加热，节省热公用工程的费用。

1.4 节能措施的选择

通过现场数据可以看到，2号塔塔顶、塔釜温差较小，且回流比较大，适合采用塔顶汽相压缩式热泵精馏。1号塔塔顶、塔釜温差大，压缩机负荷高，且顶温64.6℃，采用热泵精馏时要使塔顶汽相冷凝需增加真空泵等设备，因此初步计算、比较后决定采用中段换热精馏技术。采用传统的塔顶汽相压缩式热泵时循环工质加热塔釜后经节流阀进入闪蒸回流罐，而本流程中采用2号塔压缩机出口物料加热塔釜后余热作为1号塔中段换热器的热源，相对来说控制简单。

2计算结果

2.1 压缩机出口压力

塔顶汽相压缩式热泵精馏压缩机的进气量为塔顶气体采出量。出口压力即循环工质需压缩到多大压力才能满足热泵系统的性能要求，主要由2号塔塔釜温度和塔釜热负荷决定。本次计算中釜温137℃，为保证再沸器的热交换，压缩后气体温度取高于釜温15℃。此外，塔顶气相经压缩后必须能够提供充分的热负荷以满足再沸器的要求。因而压缩后温度和循环量必须适当匹配，本系统中压缩机出口压力取300 kPa，此时压缩机出口温度为154.7℃，给再沸器加热后，循环工质温度为152.8℃的气液混合相。为保证产品质量，除保证回流量外，回流温度保证在120℃左右。在循环工质由152.8℃冷凝冷却到120℃过程中放出热量0.835×10^6 Kcal/hr。因为1号塔采用了中间换热器，因此，多余热量可用于1号塔中段换热器的热源，保证能源的最大化利用。

2.2 中段换热器位置

为保证中段换热器有足够的推动力，取冷热物料温差15℃以上，并且尽量靠近塔釜位置，因此第30块板温度106℃，抽取第30块塔板物料进中段换热器加热，物料流量3000 kg/h。

2.2 模拟计算结果

模拟流程如下：

经过详细的流程模拟计算，现对热泵加中间换热器的节能流程和常规流程进行比较。两种计算分离要求相同。经济效益比较取以下价格：电为0.8元/度，蒸汽220元/t，蒸汽潜热取500Kcal/kg，压缩机绝热效率80%，循环水温升取8℃。

同时加中间再沸器后1号塔节能835000 Kcal，计蒸汽1.67 t，费用367元/小时。总计节约费用1561元/小时。

2.3 结果分析

从表2数据可以看出，2号塔基本工况和热泵工况相比，两者的冷凝器、再沸器温度基本相同，后者的回流比较前者略大一些，因此热负荷稍有增加。后者冷凝器对数平均温差为11.5℃，该温差大小恰当，满足换热器的传热要求。后者操作费用则从1182降低到424元/h，显然节能效果是十分显著的。1号塔采用中间换热器后可直接节能835000kcal，节约费用367元/小时。总共节约费用1561元/小时。经济效益相当可观。

表2节能效果比较

操作参数 PM装置2号塔热泵节能效果

常规精馏 热泵精馏

顶温（℃） 120 120

釜温（℃） 137 137

压缩机出口温度 153

产量（t/h） 7.15 7.15

热负荷（kcal/h） 3513300 3580000

消耗蒸汽（t/h） 7.03

消耗电量（kW） 530

冷负荷（kcal/h） 3508300

循环水量（t/h）（取8℃温差） 438.5 86.15

循环水电机电耗（KW*h） 90

蒸汽费用（元/小时） 1546

电费（元/小时） 72 424

节约费用（元/小时） 1194

参考文献

[1]陆恩锡，罗明辉.蒸馏过程热泵节能—热泵系统模拟计算[J].

[2]包宗宏，武文良.化工计算与软件应用[M].2013.

endprint