CN104056461B - 一种热泵蒸馏节能新工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明为了降低热泵蒸馏的装置能耗和简化流程，提供了一种热泵蒸馏节能新工艺，工艺步骤如下：A、蒸馏塔底的釜液送到闪蒸塔，在闪蒸塔内闪蒸；B、闪蒸产生的闪蒸蒸汽送入压缩机，用压缩机对闪蒸蒸汽压缩做功；C、将压缩机输出的蒸汽送入蒸馏塔塔内底部，与汽化的釜液形成蒸馏所需的上升蒸汽，与蒸馏塔上部下降的液体逆流进行传质传热，完成蒸馏过程；所述部分闪蒸后的釜液与蒸馏塔顶部排出的蒸汽进行换热，回收蒸汽热量后，返回闪蒸塔；余下闪蒸后的釜液与进入蒸馏塔的料液进行换热，回收釜液热量后，再经水冷却回收。本发明为工艺流程简单、投资少、节能效率高的蒸馏新工艺,与采用传统蒸馏方法相比可节能70%以上。
Description
技术领域
本发明涉及热泵蒸馏技术领域，具体涉及一种热泵蒸馏节能新工艺。
背景技术
化工行业是能耗大户，其中蒸馏又是能耗极高的单元操作，而传统的蒸馏方式热力学效率很低，能量浪费很大。如文献“康世富可再生胺法脱硫技术的应用”（《硫酸工业》，2007(1) :39-45）中从脱硫吸收液中通过蒸馏分离SO2，每吨脱硫液体需消耗0.1- 0.2t0.6MPa的饱和水蒸汽；“蒸氨新工艺在首钢京唐工程的应用”（《燃料与化工》，2008(4) :33-35）中从焦化氨水中通过蒸馏分离溶液中的氨，每吨剩余氨水需消耗-175Kg0.6MPa的饱和水蒸汽；“天然气净化厂脱硫装置能耗分析及节能措施探讨”（《油气田环境保护》，2013(5) :20-25）采用MEDA从天然气中脱H2S、CO2后通过蒸馏从溶液中回收溶液中H2S、CO2，该文献分析了MDEA法脱硫能量流动情况，每吨剩溶液也需要消耗150-200Kg0.6MPa的饱和水蒸汽，提出了采用热泵压缩蒸馏塔顶的酸性气体后用于再沸器加热塔底的贫液。
在今天能源价格不断上涨的情况下，如何降低蒸馏塔的能耗，充分利用低温热源，已成为人们普遍关注的问题。对此人们提出了许多节能措施，通过大量的理论分析、实验研究以及工业应用表明，其中节能效果十分显著的便是热泵蒸馏技术。热泵技术是近年来世界上倍受关注的能源回收利用技术，其主要通过消耗一部分机械能、电能等为补偿，使热能实现从低温热源向高温热源的传递。由于热泵能将低温热能转换为高温热能，提高能源的有效利用率，因此是回收低温余热的重要途径。
一般采用热泵蒸馏把蒸馏塔塔顶蒸汽加压升温，使其用作塔底再沸器的热源， 回收塔顶蒸汽的冷凝潜热。在文献“化工节能中的热泵精馏工艺流程分析”（《节能》，2004(10) :19-22）中描述了多种热泵蒸馏流程。但这些流程在具体应用时存在明显的不足，主要缺点是：
1、投资高、工艺流程复杂，高浓度有毒有害介质直接采用压缩机压缩，压缩机腐蚀严重或材料等级要求高，热量回收不充分；
2、压缩后的气体含不凝性气体，导致再沸器传热效率低，再沸器操作压力高，易腐蚀；
如焦化氨水蒸馏使用上述文献中的任何流程均存在腐蚀严重或材料等级要求高、堵塞、流程复杂、热回收不充分等问题。
201110128227.0，名称为“溶剂循环吸收法烟气脱硫中脱硫溶剂的热泵再生流程”的发明专利，通过以压缩机对脱硫溶剂再生时所产再生气压缩做功，使其成为高温高压过热蒸汽，并以此过热蒸汽为热源对再生塔釜液进行加热和汽化，从而实现了对塔顶低温再生气余热的回收利用。该流程塔顶气体含高浓度的SO2，腐蚀严重，或者对材料等级要求高、流程复杂。
2010101232510，名称为“热泵闪蒸汽提脱氨法” ，和2012101536708，名称为“一种基于蒸汽压缩的高浓度含氨废水的处理方法”的发明专利，两种方法均需要使用再沸器，工艺流程复杂，仍然存在压缩机与高浓度氨气接触，腐蚀严重，或者材料等级要求高的问题。
发明内容
本发明为了降低热泵蒸馏的装置能耗和简化流程，提供了一种热泵蒸馏节能新工艺。本发明从降低装置能耗、提高能效、简化流程、降低投资的角度出发，最大限度地实现了热泵在蒸馏领域的应用优势，将热泵技术与蒸馏相结合，形成与蒸馏相适应的、工艺流程简单、投资少、节能效率高达70%的蒸馏新工艺。
为实现上述发明目的，本发明采用如下的技术方案：
一种热泵蒸馏节能新工艺，其特征在于：工艺步骤如下：
A、蒸馏塔底的釜液送到闪蒸塔，在闪蒸塔内闪蒸；
B、闪蒸产生的闪蒸蒸汽送入压缩机，用压缩机对闪蒸蒸汽压缩做功；
C、将压缩机输出的蒸汽送入蒸馏塔塔内底部，与汽化的釜液形成蒸馏所需的上升蒸汽，与塔上部下降的液体逆流进行传质传热，完成蒸馏过程；
所述部分闪蒸后的釜液与蒸馏塔顶部排出的蒸汽进行换热，回收蒸汽热量后，返回闪蒸塔；余下闪蒸后的釜液与进入蒸馏塔的料液进行换热，回收釜液热量后，再经水冷却后送到界区外。
本发明根据热泵技术原理，通过将蒸馏塔底的釜液闪蒸形成闪蒸蒸汽，闪蒸后的釜液与塔顶的蒸汽进行换热后再送去闪蒸；同时回收塔顶蒸汽和塔底釜液的热量后的闪蒸汽，通过压缩机压缩做功后，使之成为高温高压过热蒸汽，并将其送入蒸馏塔底部，用以加热和汽化釜液，从而实现了对塔顶蒸汽和塔底釜液低温余热的同时回收利用。
本发明可在完全保持原蒸馏塔操作条件的基础上，在除***启动期外需要消耗较多的蒸汽，正常运行期内仅仅需要消耗少量的加热蒸汽。因此，本发明与传统蒸馏方法相比，具有可大幅提高能源利用率、显著降低蒸馏能耗的优势。例如，在脱硫液吸收SO2后通过蒸馏从溶液中回收溶液中SO2的过程中、在氨水蒸馏过程中，在采用MEDA从气体中脱H2S、CO2后通过蒸馏从溶液中回收溶液中H2S、CO2的过程中，在采用本发明所述热泵蒸馏流程进行蒸馏时，其与采用传统蒸馏方法相比可节能70% 以上。
优选地，所述与蒸馏塔顶部排出的蒸汽进行换热的部分闪蒸后的釜液量为进入蒸馏塔的料液量的1-10倍；所述与进入蒸馏塔的料液进行换热的余下闪蒸后的釜液量为进入蒸馏塔的料液量的90-110%。
所述闪蒸后的釜液与蒸馏塔排出的蒸汽进行换热后，釜液升温到95-120℃。
本发明所述的蒸馏塔顶部排出的蒸汽与闪蒸后的釜液换热后，再与进入蒸馏塔的料液进行换热。此顺序的优点是换热面积减小，最大程度回收热量。
所述与料液换热后的蒸汽经过水冷、气液分离后，回收气体，液体回流到蒸馏塔。
本发明所述的步骤B中，压缩机的压缩比为1.8-4。
为实现蒸馏过程具备低能耗和高效的热利用率，故用压缩机对闪蒸蒸汽压缩做功时，需综合考虑压缩机的压缩比，本发明将压缩比设定为1.8-4，这主要是由于过高的压缩比会造成压缩机轴功率过高，节能效率下降，而压缩比过低则节能效果不显著。
所述的步骤B中，用压缩机对闪蒸蒸汽压缩做功时，压缩机出口蒸汽的绝对压力为0.12-0.3MPa，温度为104-133℃。
从兼顾适宜的压缩机轴功率和适宜的压缩机出口过热蒸汽温度出发，设定闪蒸汽经压缩机压缩后压缩机出口过热蒸汽的绝对压力为0.12-0.3MPa，温度为104-133℃，不需要通过塔底再沸器与贫液换热，只需要较蒸馏塔底部的温度和压力稍高即可，压缩机的轴功率低，能耗低。
所述闪蒸后的釜液与进入蒸馏塔的料液换热后，料液升温到75-90℃。
所述的步骤A，蒸馏塔塔顶蒸汽的绝对压力为0.1-0.2MPa，温度为90-124℃。
所述的步骤A，闪蒸温度为75-120℃，压力为0.04-0.2 MPa。
所述的步骤C，将压缩机输出的蒸汽送入蒸馏塔塔内底部，加热釜液至103-124℃。
本发明的有益效果在于：
1、本发明可在完全保持原蒸馏塔操作条件的基础上，在除***启动期外需要消耗较多的蒸汽，正常运行期内仅仅需要消耗少量的加热蒸汽。因此，本发明与传统蒸馏方法相比，具有可大幅提高能源利用率、显著降低蒸馏能耗的优势。例如，在脱硫液吸收SO2后通过蒸馏从溶液中回收溶液中SO2的过程中、在氨水蒸馏过程中，在采用MEDA从气体中脱H2S、CO2后通过蒸馏从溶液中回收溶液中H2S、CO2的过程中，在采用本发明所述热泵蒸馏流程进行蒸馏时，其与采用传统蒸馏方法相比可节能70% 以上。
2、本发明通过压缩机对蒸馏塔底釜液和塔顶蒸汽回收热量后所产生的闪蒸汽压缩做功，使其成为高温高压过热蒸汽，并以此过热蒸汽为热源对蒸馏塔釜釜液进行加热和汽化，从而实现了对塔顶蒸汽和塔底釜液低温余热的回收利用，并以此形成具有高能效、低能耗、低运行费用特点的热泵蒸馏流程。可以广泛的应用于石化、冶金、化工、环保等行业中的蒸馏***中，具有广阔的应用前景。
3、本发明将压缩机输出的高温高压过热蒸汽从塔底直接进入蒸馏塔内，通过回收塔底釜液与塔顶蒸汽的热量，塔顶蒸汽所需冷却水量与普通蒸馏工艺比较可得以大幅降低，从而有利于进一步降低蒸馏的运行费用。
4、本发明将闪蒸技术和热泵技术有机结合，为蒸馏节能降耗提出一项具有创新性的技术，有效地解决了传统蒸馏工艺蒸汽耗量高、操作成本高的问题；
5、将压缩后的蒸汽直接进入蒸馏塔塔底，不需要经过再沸器与塔底的釜液换热，压缩后的蒸汽温度和压力较低，传热效率高，工艺流程简单，操作方便，投资少。再沸器需要在开工时使用和正常运行期间为***补充少量的热量。
6、本发明利用闪蒸技术不但使釜液中的热量得到回收，而且经过闪蒸后进一步降低了釜液中的易挥发组分含量，为蒸馏所配套的其他工艺提供了有力保证。
附图说明
图1是本发明工艺用于焦化剩余氨水的热泵蒸馏流程示意图。
图2是本发明工艺用于焦化剩余氨水制备浓氨水的热泵蒸馏流程示意图。
图3是本发明工艺用于烟气脱硫时脱硫溶剂的热泵蒸馏流程示意图。
图中标记为：1、蒸馏塔，2、换热器，3、换热器，4、换热器，5、气液分离器，6、闪蒸液泵、7、闪蒸塔，8、压缩机，9、换热器，10、换热器，11、回流泵，12、再沸器。
具体实施方式
下面结合具体实施方式对本发明的实质性内容作进一步详细的描述。
实施例1
一种热泵蒸馏节能新工艺，工艺步骤如下：
A、蒸馏塔底的釜液送到闪蒸塔，在闪蒸塔内闪蒸；
B、闪蒸产生的闪蒸蒸汽送入压缩机，用压缩机对闪蒸蒸汽压缩做功；
C、将压缩机输出的蒸汽送入蒸馏塔塔内底部，与汽化的釜液形成蒸馏所需的上升蒸汽，与蒸馏塔上部下降的液体逆流进行传质传热，完成蒸馏过程；
所述部分闪蒸后的釜液与蒸馏塔顶部排出的蒸汽进行换热，回收蒸汽热量后，返回闪蒸塔；余下闪蒸后的釜液与进入蒸馏塔的料液进行换热，回收釜液热量后，再经水冷却后送到界区外。
实施例2
一种热泵蒸馏节能新工艺，工艺步骤如下：
A、蒸馏塔底的釜液送到闪蒸塔，在闪蒸塔内闪蒸；
B、闪蒸产生的闪蒸蒸汽送入压缩机，用压缩机对闪蒸蒸汽压缩做功；
C、将压缩机输出的蒸汽送入蒸馏塔塔内底部，与汽化的釜液形成蒸馏所需的上升蒸汽，与蒸馏塔上部下降的液体逆流进行传质传热，完成蒸馏过程；
所述部分闪蒸后的釜液与蒸馏塔顶部排出的蒸汽进行换热，回收蒸汽热量后，返回闪蒸塔；余下闪蒸后的釜液与进入蒸馏塔的料液进行换热，回收釜液热量后，再经水冷却后送到界区外。
所述与蒸馏塔顶部排出的蒸汽进行换热的闪蒸后的釜液量为进入蒸馏塔的料液量的10倍；所述与进入蒸馏塔的料液进行换热的闪蒸后的釜液量为进入蒸馏塔的料液量的90%。
界区外是指本发明的工艺***之外，釜液经水冷却后送到界区外的其他工序。
实施例3
一种热泵蒸馏节能新工艺，工艺步骤如下：
A、蒸馏塔底的釜液送到闪蒸塔，在闪蒸塔内闪蒸；
B、闪蒸产生的闪蒸蒸汽送入压缩机，用压缩机对闪蒸蒸汽压缩做功；
C、将压缩机输出的蒸汽送入蒸馏塔塔内底部，与汽化的釜液形成蒸馏所需的上升蒸汽，与蒸馏塔上部下降的液体逆流进行传质传热，完成蒸馏过程；
所述部分闪蒸后的釜液与蒸馏塔顶部排出的蒸汽进行换热，回收蒸汽热量后，返回闪蒸塔；余下闪蒸后的釜液与进入蒸馏塔的料液进行换热，回收釜液热量后，再经水冷却后送到界区外。
所述与蒸馏塔顶部排出的蒸汽进行换热的闪蒸后的釜液量为进入蒸馏塔的料液量的3倍；所述与进入蒸馏塔的料液进行换热的闪蒸后的釜液量为进入蒸馏塔的料液量的100%。
实施例4
一种热泵蒸馏节能新工艺，工艺步骤如下：
A、蒸馏塔底的釜液送到闪蒸塔，在闪蒸塔内闪蒸；
B、闪蒸产生的闪蒸蒸汽送入压缩机，用压缩机对闪蒸蒸汽压缩做功；
C、将压缩机输出的蒸汽送入蒸馏塔塔内底部，与汽化的釜液形成蒸馏所需的上升蒸汽，与蒸馏塔上部下降的液体逆流进行传质传热，完成蒸馏过程；
所述部分闪蒸后的釜液与蒸馏塔顶部排出的蒸汽进行换热，回收蒸汽热量后，返回闪蒸塔；余下闪蒸后的釜液与进入蒸馏塔的料液进行换热，回收釜液热量后，再经水冷却后送到界区外。
所述与蒸馏塔顶部排出的蒸汽进行换热的闪蒸后的釜液量为进入蒸馏塔的料液量的1倍；所述与进入蒸馏塔的料液进行换热的闪蒸后的釜液量为进入蒸馏塔的料液量的110%。
实施例5
一种热泵蒸馏节能新工艺，工艺步骤如下：
A、蒸馏塔底的釜液送到闪蒸塔，在闪蒸塔内闪蒸；
B、闪蒸产生的闪蒸蒸汽送入压缩机，用压缩机对闪蒸蒸汽压缩做功；
C、将压缩机输出的蒸汽送入蒸馏塔塔内底部，与汽化的釜液形成蒸馏所需的上升蒸汽，与蒸馏塔上部下降的液体逆流进行传质传热，完成蒸馏过程；
所述部分闪蒸后的釜液与蒸馏塔顶部排出的蒸汽进行换热，回收蒸汽热量后，返回闪蒸塔；余下闪蒸后的釜液与进入蒸馏塔的料液进行换热，回收釜液热量后，再经水冷却后送到界区外。
所述与蒸馏塔顶部排出的蒸汽进行换热的闪蒸后的釜液量为进入蒸馏塔的料液量的5倍；所述与进入蒸馏塔的料液进行换热的闪蒸后的釜液量为进入蒸馏塔的料液量的100%。
实施例6
本实施例与实施例5基本相同，在此基础上：
所述闪蒸后的釜液与蒸馏塔排出的蒸汽进行换热后，釜液升温到90℃。
实施例7
本实施例与实施例5基本相同，在此基础上：
所述闪蒸后的釜液与蒸馏塔排出的蒸汽进行换热后，釜液升温到100℃。
所述的蒸馏塔顶部排出的蒸汽与闪蒸后的釜液换热后，再与进入蒸馏塔的料液进行换热。
所述的步骤B中，压缩机的压缩比为1.8。
实施例8
本实施例与实施例5基本相同，在此基础上：
所述闪蒸后的釜液与蒸馏塔排出的蒸汽进行换热后，釜液升温到110℃。
所述的蒸馏塔顶部排出的蒸汽与闪蒸后的釜液换热后，再与进入蒸馏塔的料液进行换热，换热后的蒸汽经过水冷、气液分离后，回收气体，液体回流到蒸馏塔。
所述的步骤B中，压缩机的压缩比为4。
所述的步骤B中，用压缩机对闪蒸蒸汽压缩做功时，压缩机出口蒸汽的绝对压力为0.3MPa，温度为133℃。
实施例9
本实施例与实施例5基本相同，在此基础上：
所述闪蒸后的釜液与蒸馏塔排出的蒸汽进行换热后，釜液升温到101℃。
所述的蒸馏塔顶部排出的蒸汽与闪蒸后的釜液换热后，再与进入蒸馏塔的料液进行换热，换热后的蒸汽经过水冷、气液分离后，回收气体，液体回流到蒸馏塔。
所述的步骤B中，压缩机的压缩比为3.2。
所述的步骤B中，用压缩机对闪蒸蒸汽压缩做功时，压缩机出口蒸汽的绝对压力为0.2MPa，温度为115℃。
所述闪蒸后的釜液与进入蒸馏塔的料液换热后，料液升温到80℃。
实施例10
本实施例与实施例5基本相同，在此基础上：
所述闪蒸后的釜液与蒸馏塔排出的蒸汽进行换热后，釜液升温到105℃。
所述的蒸馏塔顶部排出的蒸汽与闪蒸后的釜液换热后，再与进入蒸馏塔的料液进行换热，换热后的蒸汽经过水冷、气液分离后，回收气体，液体回流到蒸馏塔。
所述的步骤B中，压缩机的压缩比为2.5。
所述的步骤B中，用压缩机对闪蒸蒸汽压缩做功时，压缩机出口蒸汽的绝对压力为0.15MPa，温度为110℃。
所述闪蒸后的釜液与进入蒸馏塔的料液换热后，料液升温到85℃。
所述的步骤A，蒸馏塔塔顶蒸汽的绝对压力为0.13MPa，温度为106℃。
实施例11
本实施例与实施例5基本相同，在此基础上：
所述闪蒸后的釜液与蒸馏塔排出的蒸汽进行换热后，釜液升温到115℃。
所述的蒸馏塔顶部排出的蒸汽与闪蒸后的釜液换热后，再与进入蒸馏塔的料液进行换热，换热后的蒸汽经过水冷、气液分离后，回收气体，液体回流到蒸馏塔。
所述的步骤B中，压缩机的压缩比为2。
所述的步骤B中，用压缩机对闪蒸蒸汽压缩做功时，压缩机出口蒸汽的绝对压力为0.2MPa，温度为120℃。
所述闪蒸后的釜液与进入蒸馏塔的料液换热后，料液升温到85℃。
所述的步骤A，蒸馏塔塔顶蒸汽的绝对压力为0.18MPa，温度为115℃。
所述的步骤A，闪蒸温度为110℃，压力为0.1MPa。
实施例12
本实施例与实施例5基本相同，在此基础上：
所述闪蒸后的釜液与蒸馏塔排出的蒸汽进行换热后，釜液升温到95℃。
所述的蒸馏塔顶部排出的蒸汽与闪蒸后的釜液换热后，再与进入蒸馏塔的料液进行换热，换热后的蒸汽经过水冷、气液分离后，回收气体，液体回流到蒸馏塔。
所述的步骤B中，压缩机的压缩比为3。
所述的步骤B中，用压缩机对闪蒸蒸汽压缩做功时，压缩机出口蒸汽的绝对压力为0.12MPa，温度为104℃。
所述闪蒸后的釜液与进入蒸馏塔的料液换热后，料液升温到75℃。
所述的步骤A，蒸馏塔塔顶蒸汽的绝对压力为0.1MPa，温度为90℃。
所述的步骤A，闪蒸温度为75℃，压力为0.04 MPa。
所述的步骤C，将压缩机输出的蒸汽送入蒸馏塔塔内底部，加热釜液至103℃。
实施例13
本实施例与实施例5基本相同，在此基础上：
所述闪蒸后的釜液与蒸馏塔排出的蒸汽进行换热后，釜液升温到115℃。
所述的蒸馏塔顶部排出的蒸汽与闪蒸后的釜液换热后，再与进入蒸馏塔的料液进行换热，换热后的蒸汽经过水冷、气液分离后，回收气体，液体回流到蒸馏塔。
所述的步骤B中，压缩机的压缩比为2.2。
所述的步骤B中，用压缩机对闪蒸蒸汽压缩做功时，压缩机出口蒸汽的绝对压力为0.3MPa，温度为133℃。
所述闪蒸后的釜液与进入蒸馏塔的料液换热后，料液升温到90℃。
所述的步骤A，蒸馏塔塔顶蒸汽的绝对压力为0.2MPa，温度为118℃。
所述的步骤A，闪蒸温度为110℃，压力为0.15 MPa。
所述的步骤C，将压缩机输出的蒸汽送入蒸馏塔塔内底部，加热釜液至124℃。
实施例14
本实施例与实施例5基本相同，在此基础上：
所述闪蒸后的釜液与蒸馏塔排出的蒸汽进行换热后，釜液升温到105℃。
所述的蒸馏塔顶部排出的蒸汽与闪蒸后的釜液换热后，再与进入蒸馏塔的料液进行换热，换热后的蒸汽经过水冷、气液分离后，回收气体，液体回流到蒸馏塔。
所述的步骤B中，压缩机的压缩比为3.2。
所述的步骤B中，用压缩机对闪蒸蒸汽压缩做功时，压缩机出口蒸汽的绝对压力为0.15MPa，温度为111℃。
所述闪蒸后的釜液与进入蒸馏塔的料液换热后，料液升温到82℃。
所述的步骤A，蒸馏塔塔顶蒸汽的绝对压力为0.12MPa，温度为95℃。
所述的步骤A，闪蒸温度为80℃，压力为0.05 MPa。
所述的步骤C，将压缩机输出的蒸汽送入蒸馏塔塔内底部，加热釜液至108℃。
实施例15
本实施例与实施例3基本相同，在此基础上：
所述闪蒸后的釜液与蒸馏塔排出的蒸汽进行换热后，釜液升温到102℃。
所述的蒸馏塔顶部排出的蒸汽与闪蒸后的釜液换热后，再与进入蒸馏塔的料液进行换热，换热后的蒸汽经过水冷、气液分离后，回收气体，液体回流到蒸馏塔。
所述的步骤B中，压缩机的压缩比为2.6。
所述的步骤B中，用压缩机对闪蒸蒸汽压缩做功时，压缩机出口蒸汽的绝对压力为0.12MPa，温度为104℃。
所述闪蒸后的釜液与进入蒸馏塔的料液换热后，料液升温到90℃。
所述的步骤A，蒸馏塔塔顶蒸汽的绝对压力为0.10MPa，温度为99℃。
所述的步骤A，闪蒸温度为82℃，压力为0.052MPa。
所述的步骤C，将压缩机输出的蒸汽送入蒸馏塔塔内底部，加热釜液至106℃。
实施例16
以钢铁厂烧结烟气的溶剂循环吸收法烟气脱硫时脱硫溶剂的热泵蒸馏为例（见图3）。
自脱硫塔含SO2的脱硫溶剂（富液）经贫富液换热器与来自闪蒸塔的釜液（贫液）换热而被加热至90℃；
自蒸馏塔顶产生的0.19MPa（绝压）、118℃的蒸汽与闪蒸塔来的贫液换热后，再与贫富液换热后的富液换热后，蒸汽通过水冷却到工艺要求的40℃-50℃，富液送入蒸馏塔。
富液在塔内填料上与塔釜内上升蒸汽进行逆流接触，通过加热、汽提作用，蒸馏出其中所含的SO2。蒸馏后所得脱硫溶剂贫液（蒸馏塔釜夜）自蒸馏塔送到闪蒸塔，通过闪蒸形成闪蒸汽，闪蒸汽经过压缩机压缩后送到蒸馏塔内底部，与部分汽化的贫液形成的蒸汽一并形成塔内的上升蒸汽。经过闪蒸后的贫液经贫富液换热器与富液换热后，进入贫液冷却器，水冷降温至45℃后送脱硫段循环使用。
蒸馏塔顶产生的0.19MPa（绝压）、118℃的蒸汽，与闪蒸塔来的贫液换热，再与贫富液换热后的富液换热后，最后闪蒸塔来的贫液与蒸馏塔顶来的蒸汽换热到116℃，返回到闪蒸塔。
闪蒸塔内压力为0.07MPa，闪蒸汽温度为89℃，闪蒸汽进入压缩机，通过压缩机对其压缩做功，使其成为压力为0.25MPa（绝压）、温度为160℃的过热蒸汽。压缩机输出的过热蒸汽送到蒸馏塔内的底部，在蒸馏塔内将贫液温度加热到123℃，与汽化的部分贫液一起形成蒸馏塔内的上升蒸汽。
实施例17
以焦化剩余氨水热泵蒸馏为例（见图1）。
本实施例选取焦化剩余氨水，处理量为60t/h，含氨浓度6000 mg/L。从界区外送来的剩余氨水与闪蒸塔的蒸氨废水换热后进入氨水蒸馏塔，氨水蒸馏塔顶压力为0.12MPa（绝压），塔顶温度为105℃，塔底压力为0.14MPa（绝压），塔底温度为109℃。
氨水蒸馏塔底的蒸氨废水送到闪蒸塔，闪蒸后的蒸氨废水送到氨水蒸馏塔顶与塔顶氨蒸汽换热后返回闪蒸塔，氨蒸汽换热后的温度为95℃-102℃送到下工序（满足不同的工艺要求），如果生产浓氨水则氨蒸汽再与蒸氨废水换热后的剩余氨水换热，最后经过水冷却，得到浓氨水。蒸氨废水在闪蒸塔内闪蒸，闪蒸压力为0.05 MPa，温度为81℃，闪蒸汽被蒸汽压缩机加压至0.18MPa、温度升高至148°C后送到蒸氨塔内底部，用作氨水蒸馏的热源。同时，闪蒸塔内的部分废水，经与剩余氨水换热、水冷却后进入下工序。氨水蒸馏塔开工需要采用蒸汽，可以直接将界区外的新鲜蒸汽直接通入氨水蒸馏塔内，也可以设置一台再沸器中通入新鲜蒸汽间接加热蒸氨废水。
采用如上技术，其处理后废水降低，处理吨剩余氨水由原来需要0.6MPa的蒸汽175Kg降低至50Kg以下。
实施例18
以焦化剩余氨水热泵蒸馏为例（见图2）。
本实施例选取焦化氨水，处理量为80t/h，含氨浓度4000 mg/L。从界区外送来的氨水与闪蒸塔的蒸氨废水换热后进入氨水蒸氨塔，氨水蒸氨塔顶压力为0.13MPa（绝压），塔顶温度为107℃，塔底压力为0.15MPa（绝压），塔底温度为110℃。
氨水蒸氨塔底的蒸氨废水送到闪蒸塔，闪蒸后的蒸氨废水送到氨水蒸氨塔顶与塔顶氨蒸汽换热后返回闪蒸塔，与氨蒸汽换热的闪蒸后的蒸氨废水量为进入蒸氨塔的氨水量的5倍，氨蒸汽换热后，再与进入蒸氨塔的蒸氨氨水换热，氨气经水冷却到50℃，得到浓氨水。
蒸氨废水在闪蒸塔内闪蒸，闪蒸压力为0.07 MPa，温度为90℃，闪蒸汽被蒸汽压缩机加压至0.15MPa、温度升高至135°C后送到蒸氨塔内底部，用作氨水蒸馏的热源。同时，闪蒸塔内的部分废水，经与氨水换热、水冷却后进入下工序。氨水蒸氨塔开工需要采用蒸汽，可以直接将界区外的新鲜蒸汽直接通入氨水蒸氨塔内，也可以设置一台再沸器中通入新鲜蒸汽间接加热蒸氨废水。
采用如上技术，其处理后废水降低，处理吨氨水由原来需要0.6MPa的蒸汽175Kg降低至40Kg以下。
实施例19
以天然气净化厂MEDA脱硫溶液脱H2S，热泵蒸馏分离H2S为例。
天然气净化厂采用MEDA等醇胺脱硫溶液从天然气中脱除H2S、CO2，吸收了H2S、CO2等酸性气体的富液，闪蒸后的富液，通过泵送到换热器与闪蒸后的贫液换热至65℃-90℃，富液再与经过闪蒸后的贫液换热后的塔顶蒸汽换热到100℃-110℃后进入蒸馏塔，蒸馏塔底的贫液送到闪蒸塔，闪蒸后的闪蒸汽通过压缩机压缩后直接送入蒸馏塔内底部，闪蒸后的贫液一部分送到塔顶与蒸馏塔来的蒸汽换热后再返回闪蒸塔；一部分贫液送到换热器与富液换热后再经水冷却到40℃-50℃后送到吸收塔。塔顶的蒸汽经闪蒸后的贫液换热后再与富液换热，最后通过水冷却到30℃-50℃，得到浓度较高含H2S、CO2等酸性气体，送到下工序。
贫液闪蒸压力控制0.05 MPa-0.11 MPa，温度为81℃-101℃，闪蒸汽被蒸汽压缩机加压至0.14MPa-0.24MPa、温度升高至120°C-180°C后送到蒸馏塔内底部，用作MEDA等醇胺脱硫溶液蒸馏的热源。
实施例20
以焦炉煤气脱硫装置采用SUIFIBAN法脱除焦炉煤气H2S、HCN以及CO2，脱硫溶液脱采用热泵蒸馏分离H2S、HCN以及CO2为例。
SUIFIBAN工艺由脱硫脱氰用15%的单乙醇胺作为脱硫剂，在低温条件下吸收焦炉煤气中的H2S、HCN以及CO2，再用蒸汽蒸馏解析出溶液中的酸性气体。
吸收了H2S、HCN、CO2等酸性气体的富液，通过泵送到换热器与闪蒸后的贫液换热至65℃-90℃，富液再与经过闪蒸后的贫液换热后的塔顶蒸汽换热到100℃-110℃后进入蒸馏塔，蒸馏塔底的贫液送到闪蒸塔，闪蒸后的闪蒸汽通过压缩机压缩后直接送入蒸馏塔内底部，闪蒸后的贫液一部分送到塔顶与蒸馏塔来的蒸汽换热后再返回闪蒸塔；一部分贫液送到换热器与富液换热后再经水冷却到25℃-28℃后送到吸收塔。塔顶的蒸汽经闪蒸后的贫液换热后再与富液换热，最后通过水冷却到30℃-50℃，得到浓度较高含H2S、CO2等酸性气体，送到下工序。
贫液闪蒸压力控制0.075 MPa-0.09 MPa，温度为91℃-98℃，闪蒸汽被蒸汽压缩机加压至0.14MPa-0.18MPa、温度升高至120°C-156°C后送到蒸馏塔内底部，用作MEDA等醇胺脱硫溶液蒸馏的热源。
实施例21
以热碳酸钾水溶液、乙醇胺类的水溶液作为吸收剂或者以其他水溶液作为吸收剂，从气体中吸收CO2后再采用热泵蒸馏方式得到高纯度CO2为例，并结合图3对本发明进行说明。
以热碳酸钾水溶液、乙醇胺类的水溶液作为吸收剂或者以其他水溶液作为吸收剂，从气体中吸收CO2后的富液，通过泵送到换热器与闪蒸后的贫液换热至75℃-90℃，富液再与经过闪蒸后的贫液换热后的塔顶蒸汽换热到102℃-106℃后进入蒸馏塔，蒸馏塔底的贫液送到闪蒸塔，闪蒸后的闪蒸汽通过压缩机压缩后直接送入蒸馏塔内底部，闪蒸后的贫液一部分送到塔顶与蒸馏塔来的蒸汽换热后再返回闪蒸塔；一部分贫液送到换热器与富液换热后再经水冷却到30℃-50℃后送到吸收塔。塔顶的蒸汽经闪蒸后的贫液换热后再与富液换热，最后通过水冷却到30℃-50℃，高浓度CO2气体，送到下工序。
贫液闪蒸压力控制0.065 MPa-0.11 MPa，温度为88℃-102℃，闪蒸汽被蒸汽压缩机加压至0.15MPa-0.22MPa、温度升高至115°C-190°C后送到蒸馏塔内底部，用作脱碳溶液蒸馏的热源。
由此可见，本发明所述的一种热泵蒸馏流程与常规非热泵蒸馏流程相比，具备明显的低能耗、高能效、低运行费用的优势。与其他热泵蒸馏流程相比具有热回收效率高，压缩的高温蒸汽不需要通过再沸器间接加热，压缩后的蒸汽温度和压力较低，压缩机的电耗低的优势。
Claims (10)
1. 一种热泵蒸馏节能新工艺，其特征在于：工艺步骤如下：
A、蒸馏塔底的釜液送到闪蒸塔，在闪蒸塔内闪蒸；
B、闪蒸产生的闪蒸蒸汽送入压缩机，用压缩机对闪蒸蒸汽压缩做功；
C、将压缩机输出的蒸汽送入蒸馏塔塔内底部，与汽化的釜液形成蒸馏所需的上升蒸汽，与蒸馏塔上部下降的液体逆流进行传质传热，完成蒸馏过程；
所述部分闪蒸后的釜液与蒸馏塔顶部排出的蒸汽进行换热，回收蒸汽热量后，返回闪蒸塔；余下闪蒸后的釜液与进入蒸馏塔的料液进行换热，回收釜液热量后，再经水冷却后送到界区外。
2.根据权利要求1所述的一种热泵蒸馏节能新工艺，其特征在于：所述与蒸馏塔顶部排出的蒸汽进行换热的闪蒸后的釜液量为进入蒸馏塔的料液量的1-10倍；所述与进入蒸馏塔的料液进行换热的闪蒸后的釜液量为进入蒸馏塔的料液量的90-110%。
3.根据权利要求1所述的一种热泵蒸馏节能新工艺，其特征在于：所述闪蒸后的釜液与蒸馏塔排出的蒸汽进行换热后，釜液升温到95-120℃。
4.根据权利要求1所述的一种热泵蒸馏节能新工艺，其特征在于：所述的蒸馏塔顶部排出的蒸汽与闪蒸后的釜液换热后，再与进入蒸馏塔的料液进行换热。
5. 根据权利要求4所述的一种热泵蒸馏节能新工艺，其特征在于：所述与料液换热后的蒸汽经过水冷、气液分离后，回收气体，液体回流到蒸馏塔。
6.根据权利要求1所述的一种热泵蒸馏节能新工艺，其特征在于：所述的步骤B中，压缩机的压缩比为1.8-4。
7. 根据权利要求1所述的一种热泵蒸馏节能新工艺，其特征在于：所述的步骤B中，用压缩机对闪蒸蒸汽压缩做功时，压缩机出口蒸汽的绝对压力为0.12-0.3MPa，温度为104-133℃。
8. 根据权利要求1所述的一种热泵蒸馏节能新工艺，其特征在于：所述闪蒸后的釜液与进入蒸馏塔的料液换热后，料液升温到75-90℃。
9. 根据权利要求1所述的一种热泵蒸馏节能新工艺，其特征在于：所述的步骤A，蒸馏塔塔顶蒸汽的绝对压力为0.1-0.2MPa，温度为90-124℃。
10. 根据权利要求1所述的一种热泵蒸馏节能新工艺，其特征在于：所述的步骤C，将压缩机输出的蒸汽送入蒸馏塔塔内底部，加热釜液至103-124℃。
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