一種壓縮式熱泵精餾裝置及工藝的制作方法
【專利摘要】本發(fā)明屬于化工分離過程和節(jié)能【技術領域】，公開了一種壓縮式熱泵精餾裝置及工藝。本發(fā)明的裝置包括進料蒸發(fā)器（1）、進料蒸汽壓縮機（2）、精餾塔（3）、塔頂冷凝冷卻器（4）和回流槽（5），依次經(jīng)過管路連接。本發(fā)明還提供了一種壓縮式熱泵精餾工藝。本發(fā)明將精餾塔頂蒸汽作為加熱進料的熱源，不但可以將進料加熱至露點或以上溫度，而且明顯降低塔頂蒸汽的壓縮比，減少壓縮動力消耗，從而減少能源消耗。
【專利說明】一種壓縮式熱泵精餾裝置及工藝
【技術領域】
[0001]本發(fā)明屬于化工分離過程和節(jié)能【技術領域】，涉及一種壓縮式熱泵精餾裝置及工藝。
【背景技術】
[0002]在化工生產(chǎn)過程中，經(jīng)常涉及溶劑提純和分離的精餾工藝過程。在精餾過程中，通常直接將塔頂蒸汽冷凝后，部分冷凝液作為精餾塔回流，部分作為產(chǎn)品采出，此種工藝不但增加了冷卻循環(huán)水消耗，而且也損失了塔頂蒸汽的冷凝潛熱。通?？刹捎猛獠抗べ|(zhì)型、塔釜閃蒸式或塔頂蒸汽直接壓縮式等壓縮式熱泵精餾工藝，回收塔頂蒸汽冷凝潛熱，比如丙燒一丙烯分離，三苯分離等。
[0003]熱泵技術是近年來在全世界倍受關注的新能源技術。熱泵是一種將低溫熱源的熱能轉(zhuǎn)移到高溫熱源的裝置。作為一種余熱利用的有效工具，熱泵技術逐漸運用在化工精餾領域。Supranto S.等人研究了涉及兩級蒸汽壓縮，在分離乙醇和水的精餾裝置中采用了熱泵精懼技術(Heat pump assisted distillation.1X:Acceptance trials on a systemfor separating ethanol and water,International Journal of Energy Research，1988，12，p413-422)。Gaspillo P.等人介紹了在脫氫異丙醇反應精餾塔采用化學熱泵精餾技術(Dehydrogenation of2-propanol in reactive distillation column for chemicalheat pump, Journal of Chemical Engineering of Japan, 1998, 31, p440_444)。中國專利200680023637.6介紹了一種使用熱泵的精餾設備，用于精餾含水混合物中易汽化成分。
[0004]中國專利200810231613.0介紹了碳酸二乙酯熱泵精餾裝置及工藝，將精餾塔頂蒸汽物料弓I入壓縮機加壓后用于塔釜再沸器熱源。鄧仁杰等人研究醋酸丁酯熱泵精餾新工藝(化學工程，2006年6期)，針對常規(guī)醋酸丁酯生產(chǎn)工藝能耗高的特點，提出將熱泵精餾應用于醋酸丁酯生產(chǎn)，開發(fā)出醋酸丁酯熱泵精餾新工藝。該工藝同樣將塔頂蒸汽壓縮后用于塔釜再沸器熱源，裝置中酯化塔和精餾塔的塔頂塔釜溫差分別為13°C和18°C。
[0005]將熱泵技術應用于化工行業(yè)精餾工藝，當精餾塔塔頂塔釜溫差較大時(特別是大于30°C時)，如果采用上述熱泵精餾工藝，則存在壓縮比非常高，造成壓縮機的功率提高，節(jié)能效果不明顯，能源利用不夠充分的問題。

【發(fā)明內(nèi)容】

[0006]為了解決化工行業(yè)中熱泵精餾工藝中，當精餾塔塔頂塔釜溫差較大時(特別是大于30°C時)，壓縮比非常高，節(jié)能效果不明顯，能源利用不夠充分的問題；本發(fā)明的目的是提供一種壓縮式熱泵精餾裝置。
[0007]本發(fā)明的另一個目的是提供一種壓縮式熱泵精餾工藝。
[0008]本發(fā)明的技術方案如下:
[0009]本發(fā)明提供了一種壓縮式熱泵精餾裝置，該裝置包括進料蒸發(fā)器、進料蒸汽壓縮機、精餾塔、塔頂冷凝冷卻器和回流槽，依次經(jīng)過管路連接。[0010]所述的進料蒸發(fā)器上設有進料蒸發(fā)器進料口、進料蒸發(fā)器出料口、進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)進料口和進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)出料口，進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)進料口位于進料蒸發(fā)器的側(cè)邊，進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)出料口位于進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)進料口相對應的另一側(cè)邊；進料蒸發(fā)器出料口與壓縮機進料口連接，進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)出料口與塔頂冷凝冷卻器進料口連接，進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)進料口與精餾塔塔頂蒸汽出口連接。
[0011 ] 所述的進料蒸汽壓縮機上設有壓縮機進料口和壓縮機出料口，壓縮機進料口與進料蒸發(fā)器出料口連接，壓縮機出料口與精餾塔進料口連接。
[0012]所述的精餾塔上設有精餾塔進料口、精餾塔塔頂蒸汽出口、精餾塔塔釜采出口和回流液進料口，精餾塔進料口位于精餾塔的側(cè)邊中部，回流液進料口位于精餾塔進料口相對應的另一側(cè)邊，精餾塔塔頂蒸汽出口位于精餾塔的頂部，精餾塔塔釜采出口位于精餾塔的底部；精餾塔進料口與壓縮機出料口連接，精餾塔塔頂蒸汽出口與進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)進料口連接，回流液進料口與回流液出口連接。
[0013]所述的塔頂冷凝冷卻器上設有冷卻器進料口和冷卻器出料口，冷卻器進料口與進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)出料口連接，冷卻器出料口與回流槽進料口連接。
[0014]所述的回流槽上設有回流槽進料口、回流液出口和塔頂產(chǎn)品采出口，回流槽進料口與冷卻器出料口連接，回流液出口與回流液進料口連接。
[0015]本發(fā)明還提供了一種壓縮式熱泵精餾工藝，該工藝包括以下步驟:
[0016]首先將待分離的有機混合溶液加入到進料蒸發(fā)器中，進料蒸發(fā)器在減壓條件下以精餾塔塔頂蒸汽做為熱源將進料加熱至完全汽化，汽化后的進料經(jīng)進料蒸汽壓縮機壓縮提高進料壓力后進入精餾塔；進料經(jīng)精餾塔精餾后，精餾塔塔釜液體達到采出標準后直接采出，塔頂蒸汽通入進料蒸發(fā)器作為熱源進行熱交換，換熱之后的塔頂蒸汽及部分冷凝液進入塔頂冷凝冷卻器冷凝成液體進入回流槽；回流槽中冷凝液部分通入精餾塔繼續(xù)回流，其余作為產(chǎn)品采出。
`[0017]所述的有機混合溶液為一種C1~C4有機化合物與水的混合液或者兩種C1~C4有機化合物的混合液。
[0018]所述的C1~C4有機化合物選自醇、酮、醛或酯類有機化合物，例如:甲醇、乙醇、正丙醇、異丙醇、甲醛、乙醛、丙醛、丙酮、甲乙酮、甲酸甲酯或甲酸乙酯。
[0019]所述的有機混合溶液的輕組分質(zhì)量濃度為25~75%。
[0020]所述的進料蒸發(fā)器選自板式換熱器、管式換熱器、管板式換熱器或者螺旋板式換熱器中的一種，換熱溫差范圍在1(T60°C。
[0021]所述的進料蒸汽壓縮機選自容積式壓縮機，往復式壓縮機，離心式壓縮機中的一種，升溫范圍在2(T60°C，壓縮比為1.5~5.0。
[0022]所述的精餾塔選自篩板塔，浮閥塔或者填料塔中的一種，塔頂回流比為1.0-5.0。
[0023]本發(fā)明同現(xiàn)有技術相比，具有如下優(yōu)點和有益效果:
[0024]1、本發(fā)明公開了一種針對塔頂塔釜大溫差(大于30°C )精餾的新型熱泵精餾工藝，將精餾塔頂蒸汽作為加熱進料的熱源，不但可以將進料加熱至露點或以上溫度，而且明顯降低塔頂蒸汽的壓縮比，減少壓縮動力消耗，從而減少能源消耗。
[0025]2、本發(fā)明通過回收塔頂蒸汽的冷凝潛熱，有效提高熱量利用效率可大大減少塔頂蒸汽冷凝的所需冷卻循環(huán)水消耗。[0026]3、本發(fā)明適用于一切滿足條件的熱泵精餾工藝，應用范圍廣闊。
[0027]4、本發(fā)明涉及一種針對塔頂塔釜溫差超過30°C的新型壓縮式熱泵精餾工藝。該工藝以精餾塔塔頂蒸汽為熱源，將進料在減壓條件下加熱至汽化的同時，塔頂蒸汽被冷凝。汽化后的進料經(jīng)壓縮機壓縮后進入精餾塔。與現(xiàn)有的精餾技術進行比較，如果現(xiàn)有技術的精餾塔采用外部熱源加熱的氣相進料，本發(fā)明則節(jié)約原料汽化所消耗熱量；如果現(xiàn)有技術的精餾塔為液相進料，本發(fā)明將精餾塔改造為氣相進料，由于進料能量提高，大大節(jié)約精餾過程的需要的能耗。對于傳統(tǒng)精餾塔頂塔釜溫差大的精餾工藝，不但可節(jié)約用于冷凝塔頂蒸汽的冷卻循環(huán)水消耗，也可回收塔頂蒸汽的冷凝潛熱，提高熱量利用效率，節(jié)能降耗。
【專利附圖】

【附圖說明】
[0028]圖1表示本發(fā)明實施例的熱泵精餾工藝流程圖。
[0029]I為進料蒸發(fā)器、2為進料蒸汽壓縮機、3為精餾塔、4為塔頂冷凝冷卻器、5為回流槽、11為進料蒸發(fā)器進料口、12為進料蒸發(fā)器出料口、13為進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)進料口、14為進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)出料口、21為壓縮機進料口、22為壓縮機出料口、31為精餾塔進料口、32為精餾塔塔頂蒸汽出口、33為精餾塔塔釜采出口、34為回流液進料口、41為冷卻器進料口、42為冷卻器出料口、51為回流槽進料口、52為回流液出口、53為塔頂產(chǎn)品采出口。
[0030]圖2表示比較例I普通精餾工藝流程圖。
[0031]6為進料蒸發(fā)器、7為精餾塔、8為塔頂冷凝冷卻器、9為回流槽。
【具體實施方式】
[0032]以下結(jié)合附圖所示實施例對本發(fā)明作進一步的說明。
[0033]實施例1
[0034]50wt%甲醇-水溶液分離過程熱泵精餾工藝的流程如圖1所示，圖1表示本發(fā)明實施例的熱泵精餾工藝流程圖；精餾塔采用氣相進料。
[0035]按照進料量ΙΟΤ/h，進料溫度為50°C計算，精餾塔3采用45塊實際塔板，塔頂回流比為3.0，將精餾塔3塔頂采出蒸汽作為進料蒸發(fā)器I的熱源，在減壓條件下加熱使進料氣化，然后利用進料蒸汽壓縮機2壓縮提高進料壓力后進入精餾塔3。精餾塔3塔頂?shù)玫剿啃∮贗OOppm的甲醇，塔釜采出中甲醇濃度同樣小于lOOppm。經(jīng)過進料蒸發(fā)器I換熱后的塔頂蒸汽在塔頂冷凝冷卻器4中冷卻為液相，換熱量為1.38Gcal/h。精餾塔3塔釜再沸器的熱量消耗為1.55Gcal/h。塔頂冷凝冷卻器4冷凝的液體進入回流槽5 ;回流槽5中冷凝液部分通入精餾塔3繼續(xù)回流，其余作為產(chǎn)品采出。
[0036]比較例I
[0037]50wt%甲醇-水溶液分離過程普通精餾工藝如圖2所示，精餾塔采用氣相進料，進料量ΙΟΤ/h，進料溫度為50°C。
[0038]該精餾過程采用45塊實際塔板，精餾塔7塔頂回流比為3.0，塔頂?shù)玫剿啃∮贗OOppm的甲醇，塔釜采出甲醇濃度同樣小于lOOppm。按照進料量10T/h，進料溫度為50°C計算，進料蒸發(fā)器6將進料加熱至氣化所需要的熱量為4.43Gcal/h。塔頂冷凝冷卻器8冷量為5.20Gcal/h。精餾塔7塔釜再沸器的熱量消耗為1.55Gcal/h。
[0039]實施例1與比較例I相比，進料蒸汽壓縮機2將進料蒸汽由約0.3Bar壓縮至1.3Bar (壓縮比4.3)，所需要的有效軸功率為793KW，按照電機效率0.7計算，需要增加的電耗為1135KW，即0.98Gcal/h。整個工藝過程節(jié)約加熱能量消耗4.43Gcal/h，節(jié)約冷卻能量消耗 3.82Gcal/h，合計節(jié)約 7.27Gcal/h。
[0040]實施例2
[0041]25wt%乙醇-水溶液分離過程熱泵精餾工藝的流程如圖1所示，精餾塔采用氣相進料。
[0042]按照進料量ΙΟΤ/h，進料溫度為50°C計算，精餾塔3采用23塊實際塔板，塔頂回流比為5.0，將精餾塔3塔頂采出蒸汽作為進料蒸發(fā)器I的熱源，在減壓條件下加熱使進料氣化，然后利用進料蒸汽壓縮機2壓縮提高進料壓力后進入精餾塔3。精餾塔3塔頂?shù)玫剿啃∮?5wt%的乙醇，塔釜采出乙醇濃度小于0.5wt%。經(jīng)過進料蒸發(fā)器I換熱后的塔頂蒸汽在塔頂冷凝冷卻器4中冷卻為液相，換熱量為0.28Gcal/h。精餾塔3塔釜再沸器的熱量消耗為0.49Gcal/h。塔頂冷凝冷卻器4冷凝的液體進入回流槽5 ;回流槽5中冷凝液部分通入精餾塔3繼續(xù)回流，其余作為產(chǎn)品采出。
[0043]比較例2
[0044]25wt%乙醇-水溶液分離過程普通精餾工藝如圖2所示，精餾塔采用氣相進料，進料量ΙΟΤ/h，進料溫度為50°C。
[0045]該精餾過程采用23塊實際塔板，精餾塔7操作回流比為5.0，塔頂?shù)玫剿啃∮?5wt%的乙醇，塔釜采出乙醇濃度小于0.5wt%。按照進料量ΙΟΤ/h，進料溫度為50°C計算，進料蒸發(fā)器6將進料加熱至氣化所需要的熱量為5.07Gcal/h。塔頂冷凝冷卻器8冷量為
5.17Gcal/h。精餾塔7塔釜再沸器的熱量消耗為0.49Gcal/h。
[0046]實施例2與比較例2相比，進料蒸汽壓縮機2將進料蒸汽由約0.3Bar壓縮至
1.5Bar (壓縮比5.0)，所需要的有效軸功率為1050KW，按照電機效率0.7計算，需要增加的電耗為1500KW，S卩1.29Gcal/h。整個工藝過程節(jié)約加熱能量消耗5.07Gcal/h，節(jié)約冷卻能量消耗 4.89Gcal/h，合計節(jié)約 8.67Gcal/h。
[0047]實施例3
[0048]75wt%丙酮-水溶液分離過程熱泵精餾工藝的流程如圖1所示，精餾塔采用氣相進料。
[0049]按照進料量ΙΟΤ/h，進料溫度為50°C計算，精餾塔3采用28塊實際塔板，塔頂回流比為1.5，將精餾塔3塔頂采出蒸汽作為進料蒸發(fā)器I的熱源，在減壓條件下加熱使進料氣化，然后利用進料蒸汽壓縮機2壓縮提高進料壓力后進入精餾塔3。精餾塔3塔頂?shù)玫剿啃∮?wt%的丙酮，塔釜采出丙酮濃度小于lwt%。經(jīng)過進料蒸發(fā)器I換熱后的塔頂蒸汽在塔頂冷凝冷卻器4中冷卻為液相，換熱量為0.31Gcal/h。精餾塔3塔釜再沸器的熱量消耗為0.37Gcal/h。塔頂冷凝冷卻器4冷凝的液體進入回流槽5 ;回流槽5中冷凝液部分通入精餾塔3繼續(xù)回流，其余作為產(chǎn)品采出。
[0050]比較例3
[0051 ] 75wt%丙酮-水溶液分離過程普通精餾工藝如圖2所示，精餾塔采用氣相進料，進料量ΙΟΤ/h，進料溫度為50°C。
[0052]該精餾過程采用28塊實際塔板，精餾塔7操作回流比為1.5，塔頂?shù)玫剿啃∮?wt%的丙酮，塔釜采出丙酮濃度小于lwt%。按照進料量10T/h，進料溫度為50°C計算，進料蒸發(fā)器6將進料加熱至氣化所需要的熱量為2.63Gcal/h。塔頂冷凝冷卻器8冷量為
2.79Gcal/h。精餾塔7塔釜再沸器的熱量消耗為0.37Gcal/h。
[0053]實施例3與比較例3相比，進料蒸汽壓縮機2將進料蒸汽由約0.35Bar壓縮至
1.3Bar (壓縮比3.7)，所需要的有效軸功率為620KW，按照電機效率0.7計算，需要增加的電耗為886KW，即0.76Gcal/h。整個工藝過程節(jié)約加熱能量消耗2.63Gcal/h，節(jié)約冷卻能量消耗 2.48Gcal/h，合計節(jié)約 4.35Gcal/h。
[0054]實施例4
[0055]如圖1所示，圖1表示本發(fā)明實施例的熱泵精餾工藝流程圖。
[0056]一種壓縮式熱泵精餾裝置，該裝置包括進料蒸發(fā)器1、進料蒸汽壓縮機2、精餾塔
3、塔頂冷凝冷卻器4和回流槽5，依次經(jīng)過管路連接。
[0057]進料蒸發(fā)器I上設有進料蒸發(fā)器進料口 11、進料蒸發(fā)器出料口 12、進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)進料口 13和進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)出料口 14,進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)進料口 13位于進料蒸發(fā)器I的側(cè)邊，進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)出料口 14位于進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)進料口 13相對應的另一側(cè)邊；進料蒸發(fā)器出料口 12與壓縮機進料口 21連接，進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)出料口 14與塔頂冷凝冷卻器進料口 41連接，進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)進料口 13與精餾塔塔頂蒸汽出口 32連接。
[0058]進料蒸汽壓縮機2上設有壓縮機進料口 21和壓縮機出料口 22，壓縮機進料口 21與進料蒸發(fā)器出料口 12連接，壓縮機出料口 22與精餾塔進料口 31連接。
[0059]精餾塔3上設有精餾塔進料口 31、精餾塔塔頂蒸汽出口 32、精餾塔塔釜采出口 33和回流液進料口 34，精餾塔進料口 31位于精餾塔3的側(cè)邊中部，回流液進料口 34位于精餾塔進料口 31相對應的另一側(cè)邊，精餾塔塔頂蒸汽出口 32位于精餾塔3的頂部，精餾塔塔釜采出口 33位于精餾塔3的底部；精餾塔進料口 31與壓縮機出料口 22連接，精餾塔塔頂蒸汽出口 32與進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)進料口 13連接，回流液進料口 34與回流液出口 52連接。
[0060]塔頂冷凝冷卻器4上設有冷卻器進料口 41和冷卻器出料口 42，冷卻器進料口 41與進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)出料口 14連接，冷卻器出料口 42與回流槽進料口 51連接。
[0061]回流槽5上設有回流槽進料口 51、回流液出口 52和塔頂產(chǎn)品采出口 53，回流槽進料口 51與冷卻器出料口 42連接，回流液出口 52與回流液進料口 34連接。
[0062]上述的對實施例的描述是為便于該【技術領域】的普通技術人員能理解和應用本發(fā)明。熟悉本領域技術的人員顯然可以容易地對這些實施例做出各種修改，并把在此說明的一般原理應用到其他實施例中而不必經(jīng)過創(chuàng)造性的勞動。因此，本發(fā)明不限于這里的實施例，本領域技術人員根據(jù)本發(fā)明的揭示，不脫離本發(fā)明范疇所做出的改進和修改都應該在本發(fā)明的保護范圍之內(nèi)。
【權(quán)利要求】
1.一種壓縮式熱泵精餾裝置，其特征在于:該裝置包括進料蒸發(fā)器(I)、進料蒸汽壓縮機(2 )、精餾塔(3 )、塔頂冷凝冷卻器(4 )和回流槽(5 )，依次經(jīng)過管路連接。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的壓縮式熱泵精餾裝置，其特征在于:所述的進料蒸發(fā)器(I)上設有進料蒸發(fā)器進料口( 11 )、進料蒸發(fā)器出料口( 12)、進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)進料口( 13)和進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)出料口(14)，進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)進料口(13)位于進料蒸發(fā)器(I)的側(cè)邊，進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)出料口(14)位于進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)進料口(13)相對應的另一側(cè)邊；進料蒸發(fā)器出料口(12)與壓縮機進料口(21)連接，進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)出料口(14)與塔頂冷凝冷卻器進料口(41)連接，進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)進料口(13)與精餾塔塔頂蒸汽出口(32)連接。
3.根據(jù)權(quán)利要求1所述的壓縮式熱泵精餾裝置，其特征在于:所述的進料蒸汽壓縮機(2)上設有壓縮機進料口(21)和壓縮機出料口(22)，壓縮機進料口(21)與進料蒸發(fā)器出料口(12)連接，壓縮機出料口(22)與精餾塔進料口(31)連接。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述的壓縮式熱泵精餾裝置，其特征在于:所述的精餾塔(3)上設有精餾塔進料口(31)、精餾塔塔頂蒸汽出口(32)、精餾塔塔釜采出口(33)和回流液進料口(34)，精餾塔進料口(31)位于精餾塔(3)的側(cè)邊中部，回流液進料口(34)位于精餾塔進料口(31)相對應的另一側(cè)邊，精餾塔塔頂蒸汽出口(32)位于精餾塔(3)的頂部，精餾塔塔釜采出口( 33)位于精餾塔(3)的底部；精餾塔進料口( 31)與壓縮機出料口( 22)連接，精餾塔塔頂蒸汽出口(32)與進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)進料口(13)連接，回流液進料口(34)與回流液出口(52)連接。
5.根據(jù)權(quán)利要求1所述的壓縮式熱泵精餾裝置，其特征在于:所述的塔頂冷凝冷卻器(4)上設有冷卻器進料口(41)和冷卻器出料口(42)，冷卻器進料口(41)與進料蒸發(fā)器加熱介質(zhì)出料口(14)連接，冷卻器出料口(42)與回流槽進料口(51)連接。
6.根據(jù)權(quán)利要求1所述的壓縮式熱泵精餾裝置，其特征在于:所述的回流槽(5)上設有回流槽進料口(51)、回流液出口(52)和塔頂產(chǎn)品采出口(53)，回流槽進料口(51)與冷卻器出料口(42)連接，回流液出口(52)與回流液進料口(34)連接。
7.權(quán)利要求1飛任一所述的裝置進行的壓縮式熱泵精餾工藝，其特征在于:該工藝包括以下步驟: 首先將待分離的有機混合溶液加入到進料蒸發(fā)器(I)中，進料蒸發(fā)器(I)在減壓條件下以精餾塔(3)塔頂蒸汽做為熱源將進料加熱至完全汽化，汽化后的進料經(jīng)進料蒸汽壓縮機(2)壓縮提高進料壓力后進入精餾塔(3);進料經(jīng)精餾塔(3)精餾后，精餾塔(3)塔釜液體達到采出標準后直接采出，塔頂蒸汽通入進料蒸發(fā)器(I)作為熱源進行熱交換，換熱之后的塔頂蒸汽及部分冷凝液進入塔頂冷凝冷卻器(4)冷凝成液體進入回流槽(5);回流槽(5)中冷凝液部分通入精餾塔(3)繼續(xù)回流，其余作為產(chǎn)品采出。
8.根據(jù)權(quán)利要求7所述的壓縮式熱泵精餾工藝，其特征在于:所述的有機混合溶液為一種C1~C4有機化合物與水的混合液或者兩種C1~C4有機化合物的混合液。
9.根據(jù)權(quán)利要求8所述的壓縮式熱泵精餾工藝，其特征在于:所述的C1-C4有機化合物選自醇、酮、醛或酯類有機化合物，例如:甲醇、乙醇、正丙醇、異丙醇、甲醛、乙醛、丙醛、丙酮、甲乙酮、甲酸甲酯或甲酸乙酯。
10.根據(jù)權(quán)利要求7所述的壓縮式熱泵精餾工藝，其特征在于:所述的有機混合溶液的輕組分質(zhì)量濃度為25~75%。
11.根據(jù)權(quán)利要求7所述的壓縮式熱泵精餾工藝，其特征在于:所述的進料蒸發(fā)器(I)選自板式換熱器、管式換熱器、管板式換熱器或者螺旋板式換熱器中的一種，換熱溫差范圍在 10^60 0C ο
12.根據(jù)權(quán)利要求7所述的壓縮式熱泵精餾工藝，其特征在于:所述的進料蒸汽壓縮機(2)選自容積式壓縮機，往復式壓縮機，離心式壓縮機中的一種，升溫范圍在2(T60°C，壓縮比為L 5~5.0。
13.根據(jù)權(quán)利要求7所述的壓縮式熱泵精餾工藝，其特征在于:所述的精餾塔(3)選自篩板塔、浮閥塔或者填料塔中的一種，塔頂回流比為1.0-5.0。
【文檔編號】B01D3/14GK103566612SQ201210278258
【公開日】2014年2月12日 申請日期:2012年8月6日 優(yōu)先權(quán)日:2012年8月6日
【發(fā)明者】許松偉, 于星, 陸慶權(quán), 沈貴文, 張 杰, 崔磊 申請人:南通醋酸纖維有限公司