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DMF回收设备的节能探讨


2002 年第 17 卷第 4 期 2002. Vol. 17 No. 4

    

聚 氨 酯 工 业 POL Y URETHANE INDUSTRY

?4 3 ?

DMF 回收设备的节能探讨
王伯平1   魏鹏程2
( 1. 常州化工设备厂   213000) ( 2.

淮北瑞特塑胶制品有限公司   235000)

摘   : 对湿法 PU 革工厂二甲基甲酰胺 (DMF) 回收装置的节能问题进行探讨 ,对国内使用的传统 要 双塔 DMF 回收装置与节能型的双塔 DMF 回收装置进行了比较 。经计算 ,在同样的处理量时 ,后者 比前者可节省热能 34 % ,热能利用系数可达前者的 1. 23 倍 ,并可以继续扩充塔数 ,使热能得到更有 效合理地利用 ,这对处理低浓度的 DMF 废液十分经济 。 关键词 : 二甲基甲酰胺 (DMF) ; 回收装置 ; 热能利用系数 ; 减压精馏    近十年来 , 我国聚氨酯 ( PU) 革行业发展迅猛 , 各生产厂正努力挖潜降耗 , 提高市场竞争力 。二甲 基甲酰胺 (DMF) 是湿法 PU 革厂大量使用的溶剂 ,主 要用于配料稀释 ,待完成凝固过程并溶于水中后 ,再 利用配套的回收装置将 DMF 回收出来循环重复使 用 。热能消耗占 DMF 回收成本的 80 %左右 。 笔者曾到意大利实地考察了一套多塔 DMF 回 收设备 ,该套设备仅由一台相当于 350 万 kCal ( 大 卡) 的锅炉供热 ,当达到锅炉定额的 70 %时 , 回收装 置的处理能力接近 13 t/ h 。其能耗相当于我国目前 平均水平的 40 % 。这是一笔非常惊人的数字 : 我国 PU 革行业大多集中在南方缺煤地区 ,年消耗标准煤 在百万吨以上 , 如果能使单位能耗下降 60 % , 每年 可产生的直接经济效益超过数亿元 。 近年来 ,国内湿法移膜革产品迅猛增长 ,但生产 过程中排放的废液内 DMF 浓度很低 ,如使用目前国 内简单的 DMF 回收装置 , 由于能耗高 , 回收处理费 用昂贵 ,使得工厂没有直接经济效益 。如果将 DMF 废液直接排放到外界环境中 ,不仅是经济上的损失 , 而且造成严重的环境污染 。 笔者结合多年从事 DMF 回收设备设计经验 ,与 南方某厂合作 , 设计了一套三塔 DMF 处理装置 , 并 预留了扩展为五塔的条件 。该套装置于 2002 年初 投料一次试车成功 ,节能效果非常显著 ,经过半年的 成功运行 ,实测回收 DMF 能耗下降为国内平均水平 的 60 %左右 。每吨煤可处理废液 12 t 以上 ( 处理量 与 DMF 含量有关) 。多塔回收设备使得处理低浓度 DMF 废液 ( 5 %) 有利可图 ,且有利于环保 。

1  国内传统的回收设备热能分析 1. 1   传统 DMF 回收工艺流程

目前国内较普遍的双塔 DMF 回收装置的工艺 流程如图 1 所示 。

C1 - 真空精馏塔 ,C2 - 常压精馏塔 ,E2 - 主再沸器 E1 - C1 塔进料蒸发器 , E22 - 副再沸器

图1  国产双塔 DMF 回收设备的工艺流程图

图 1 中 , 由锅炉房来的热能 ( 蒸汽或热媒油) 进 入主再沸器 E2 及副再沸器 E22 。E1 、 、 组成真 C1 E2 空精馏系统 。由于 E1 的用热温度较低 , 所以 E1 用 C2 塔顶排出的二次蒸汽供热 。从湿法 PU 革生产线 排出的 DMF 水溶液首先进入 C2 预热 、 脱水浓缩 ,再 进入真空精馏系统精馏 。 在回收系统中 ,水与 DMF 的潜热与显热是决定 回收系统耗用热量大小的关键因素 。水和 DMF 的 潜热指的是水或 DMF 从液态变成汽态或从汽态变 成液态时 ,吸收或释放的热量 ( 焓 ) 。显热指的是液 态水或 DMF 从某一温度升高 ( 或下降 ) 到另一温度

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时吸收 ( 或放出) 的热量 。 L 为回流量 , D 为馏出量 。现根据各温度下水及 设 C1 精馏塔的回流比为 0. 7 ,C2 精馏塔的回流 DMF 的热焓数值 ( 见表 1 ) 计算 DMF 水溶液的用热 比为 0. 5 。根据化工原理知 : 回流比 R = L / D , 其中 量。 表1  水及 DMF 的热焓物理数据
水 温度 ℃
20 50 60 100 110 160 DMF

压力
Pa 2334 12336 19917 101300 143271 618096

液体焓
kCal/ kg 20. 0 50. 0 60. 0 100. 0 110. 1 161. 4

蒸汽焓
kCal/ kg 604. 3 618. 0 622. 5 639. 4 643. 3 659. 9

汽化热
kCal/ kg 584. 3 568. 0 562. 5 539. 4 533. 1 498. 5

压力
Pa 2076 3373 19083 26408 118559

液体焓
kCal/ kg 10. 78 28. 3 34. 5 61. 5 68. 75 108. 64

蒸汽焓
kCal/ kg 175. 35 187. 49 191. 84 210. 99 216. 17 244. 90

汽化热
kCal/ kg 164. 57 159. 19 157. 34 149. 49 147. 42 136. 26

   现以 DMF 水溶液处理量为 8 t/ h 的设备为例 , 假定进料 DMF 水溶液的温度为 20 ℃,DMF 的质量 分数为 20 % ,依照表 1 可以计算出 , 料液进入 C2 带 入的热能为 145248 kCal/ h 。
1. 2   计算热媒油需向 E22 提供的热能

( L 1 ) 为 2844 × 7 = 1991 ( kg/ h) 。这样 C1 塔顶累计 0.

有 4835 kg/ h 的水以 60 ℃汽相存在 , 热焓为 4835 × 622. 5 = 3009788 ( kCal/ h ) 。同时 ,60 ℃回流水带回 到 C1 塔的热量为 1991 × = 119460 ( kCal/ h) 。 60 进入 E1 的 DMF 溶液中 ,只有当水和 DMF 完全 以饱和蒸汽的形式进入 C1 ,才能实现精馏的分离过 程 。本流程在操作过程中 ,4444 kg/ h 的 100 ℃ 浓缩 液进料被 C2 塔顶累计存在的 5334 kg/ h 蒸汽加热成 过热蒸汽 ,可以算出需要的热量为 1773238 kCal/ h ; 而 5334 kg/ h 水蒸汽由汽相变成液相 , 释放热量为
2877159 kCal/ h , 因而向 C1 塔提供热能为 1103921 kCal/ h 。

要使整套设备 DMF 废水处理量达到 8 t/ h , 从
C1 塔和 C2 塔塔顶馏出的水量之和应为 6400 kg/ h 。

假设废液经 C2 塔浓缩之后 DMF 质量分数从 20 %提 高到 36 % , 则从 C2 塔顶馏出的水量 ( D2 ) 应为 8000
- ( 8000 × %) ÷ % = 3556 ( kg/ h) , 回流量 L 2 = 20 36 3556 × 5 = 1778 ( kg/ h) 。C2 塔顶累积存在的蒸汽 0.

总量为馏出量和回流量之和 ,即 5334 kg/ h 。
C2 是常压塔 ,塔顶水蒸汽的温度为 100 ℃,塔顶

累计 的 水 蒸 汽 热 量 ( 蒸 汽 焓 ) 为 5334 ×639. 4 = 3410560 ( kCal/ h) ; 回流带回 C2 塔的热量 ( 液体焓 ) 为 177800 kCal/ h 。 从 C2 塔底向 E1 的 DMF 溶液进料量应为 4444 kg/ h ( 因为已有 3556 kg/ h 水从 C2 塔顶脱除) , 其中 含 DMF 1600 kg/ h 。从 C2 进 入 E1 溶 液 温 度 为 100 ℃,溶液进入 E1 , 从 C2 带走的热量为 ( 4444 1600) × + 1600 × 5 = 382800 ( kCal/ h) 。 100 61.

在减压塔内 ,纯 DMF 出料温度一般为 110 ℃,带 出的热量为 1600 × 216. 17 = 345872 ( kCal/ h) 。
E2 需要 提 供 的 总 热 量 为 3009788 + 345872 119460 - 1103921 = 2132279 ( kCal/ h) 。 1. 3   设备耗热分析

这套设备需要的总热量为 3470312 + 2132279 = 5602591 ( kCal/ h) 。如果不考虑热损耗 , 这套设备每 小时的耗热量也在 560 万大卡以上 。 这种回收系统与我国 PU 革行业发展初期的单 塔回收系统相比已有了很大改进 。但是 , 由图 1 可 以看出 ,由 C1 塔顶产生的蒸汽直接被外排冷凝了 。 当回流比为 0. 7 时 ,C1 塔顶的 ( 1991 + 2844) kg/ h 水 蒸汽以 60 ℃ 排出 ,带出显热约为 260 万大卡 ,占总用 热量的 46. 4 % 。如果不能再利用是非常可惜的 。 这种装置的另一致命缺陷是 : 蒸发器 E1 的操作 温度随进料浓度升高而升高 ,但 C2 塔顶蒸汽温度不 可能抬得很高 ,所以不可能用再增加塔的方式来增

由此可以看出 ,热媒油通过 E22 向 C2 提供的热 能 应 为 3410560 + 382800 - 145248 - 177800 = 3470312 ( kCal/ h) 。
1. 3   计算热媒油向 E2 至少要提供的热量 C1 是减压塔 , 设定塔顶压力控制为 19917 Pa ,

则根据表 1 ,塔顶水蒸汽的温度为 60 ℃。 每小时要处理完 8 t DMF 废液 ,从 C1 塔顶馏出 水的量 ( D1 ) 为 4444 - 1600 = 2844 ( kg/ h ) , 回流量

第 4 期                  王伯平等? DMF 回收设备的节能探讨                  ?4 5 ?

加处理量 。我国很多湿法 PU 革厂扩大生产后不得 不再增加锅炉 ,其原因就在于此 。
2  节能型双塔流程介绍及耗热计算 2. 1   节能型双塔流程

应为 3200 + 2240 = 5440 ( kg/ h) 。在常压操作下 , 塔 顶温度一般控制在 100 ℃。可以计算出塔顶水蒸汽 所携带的热量为 3478336 kCal/ h 。同理 ,也可以计算 从塔底出来的 DMF 所携带的热量 , 因塔底的 DMF 以汽相方式出料 ,在常压下温度大约为 160 ℃, 故塔 底 DMF 所携带的热量为 391840 kCal/ h 。来自 C1 塔 顶及 塔 底 的 总 热 量 为 3478336 + 391840 = 3870176 ( kCal/ h) ,即为 C1 塔所需要的总热量 。 当塔顶蒸汽用于 E22 冷却后打回流到 C1 ,因 C2 塔为真空塔 ,塔底温度为 60 ℃,回流量为 2240 kg ,温 度一般为 80 ℃, 由回流带入塔内的热量为 179200 kCal/ h ,已知从蒸发器 E1 蒸发的进料带入主塔内的 热量为 2157232 kCal/ h , 所以从 C1 塔需要的总热量 中扣除这两部分的热量 ,剩余的热量才是再沸器 E2 所提供的 , 即 3870176 - 2157232 - 179200 = 1533744 ( kCal/ h) 。

节能双塔装置的工艺流程见图 2 所示 。

C1 - 常压精馏塔 ,C2 - 真空精馏塔 ,E1 - C1 塔进料蒸发器 , E2 - C1 塔再沸器 ,E22 - C2 塔再沸器

图2  节能型双塔流程

DMF 水溶液进入 C2 塔经预热 、 浓缩后被泵入

综上所述 , 图 2 右端单塔处理 4. 8 t 33. 3 %的 DMF 水溶液 ,从锅炉房获得的热能为蒸发器和再沸 器 两 者 用 热 量 的 总 和 , 即 2157232 + 1533744 = 3690976 kCal 。即热油炉应提供热量 369 万大卡 。 在上述的计算模型中 , 从塔顶水排出 100 ℃水 蒸汽 3200 kg/ h ,从塔底排出 160 ℃ DMF 蒸汽 1600 纯 kg/ h ,这两部分总热量高达 3870176 kCal/ h , 如不加 以利用 ,非常可惜 ,本流程是把这部分热量引入脱水 塔 C2 作预热料液及脱水之用 。 如图 2 在右端单塔回收设备前再增设一真空脱 水塔 C2 , 保持塔内真空为 19917 Pa , 塔底温度约为 60 ℃左 右 。通 常 DMF 溶 液 中 DMF 质 量 分 数 为 20 % 。C2 塔的回流比为 0. 5 , 来自 C1 塔顶的 100 ℃ 蒸汽 5440 kg/ h 把热量传给 C2 塔再沸器 E22 后 , 并 全部以 80 ℃冷凝水的形式排出 , 传递给脱水塔 C2 总热量为 3043136 kCal/ h 。 假设 C2 塔有 x kg/ h 50 ℃ ( 因为进料已被蒸 水 ) 汽冷凝水预热至 50 ℃ 得到了这部分热量并转化为 60 ℃ 的蒸汽 ,则 x ×( 60 - 50) + x × . 5 = 3043136 , 622 解以上方程 , 得 x = 4811 kg/ h 。C2 的回流比为 0. 5 , 可算出 C2 的脱水量为 3207 kg/ h 。加上精馏塔的处 理量 4800 kg/ h ,其和为 8007 kg/ h ,也就是本双塔回 收设备的处理量 8 t/ h 。 由该系统可以看出 : 脱水塔 C2 所用的热量完全 由 C1 塔顶的蒸汽来提供 ,因而来自锅炉房热媒油的 热量经 C1 塔系统使用后 ,被得到再次利用 ,同时 ,纯

由 E1 、 、 组成的常压精馏系统 。来自锅炉房的 C1 E2 热量进入 E1 、 后 , 最终均可从 C1 塔顶及塔底纯 E2
DMF 出口引入 C2 塔再沸器 。 2. 2   节能型双塔流程耗热计算

先对图 2 中右半部分的精馏过程进行分析 。 假设目前有一质量分数为 33 %的 DMF 水溶液 进入 E1 ,进入 E1 时已经 C1 预热为 60 ℃, 进料量为
4. 8 t/ h ,即其中含有的 DMF 为 1600 kg/ h ,水的总量

为 3200 kg/ h 。可算出水和 DMF 携带的总热量 ( 液 体焓) 为 247200 kCal/ h 。 这部分被预热过的 DMF 水溶液进入蒸发器 E1 内蒸发 ,以汽相进料的方式进入主塔 C1 ,因 C1 塔处 于常压状态 ,因而蒸发器内汽相的温度约为 110 ℃, 根据热力学计算 ,3200 kg 水和 1600 kg DMF 在 110 ℃ 汽化所需要热量为 2404432 kCal 。扣除 4800 kg/ h
33 %DMF 溶液进料时所携带的热能 247200kCal/ h ,

需要热媒油每小时至少向 E1 蒸发器传递 2157232
kCal 的热量 , 才能使 4. 8 t/ h DMF 水溶液以汽相的

方式进入主塔内 。 再来分析一下 E2 的耗用热量 。 已知常压 C1 塔的回流比 ( R ) 为 0. 7 , 在每小时 处理 4. 8t 料的情况下 ,从主塔顶蒸发的水蒸汽总量

                       聚氨酯工业                    17 卷 第 ?46 ?

) DMF 蒸汽以高温形式 ( 约 160 ℃ 从 C1 塔中部带出 ,

这部分热能也能非常容易地重新引入回收系统中 。 这样 ,系统的热能均得到了再利用 。更可贵的是本 流程可方便地扩展为更节能的多塔流程 。当工厂再 扩大生产时 ,无须增加锅炉 , 只要增加塔 , 利用余热 即可增加处理量 。
3  两种流程节能状况比较

更对于年耗煤量达数千吨的湿法 PU 革厂来说是相 当有吸引力的 。但是国内的设备制造厂不按图 2 的 流程设计 DMF 回收设备 ,主要有下列原因 : ( 1 ) 国内双塔 DMF 回收设备大多由单塔设备 改进而来 ,其中主塔延用了单塔真空精馏技术 。设 计时的不合理又使得蒸发器 E1 即使在 80 ℃ 左右的 条件下运行已非常易于堵塞 , 如改为常压精馏后 , E1 的堵塞问题更会变得无法忍受 。如果没有防堵 塞技术作保障 ,当蒸发器温度上升到 100 ℃ 以上时 , 设备很难正常运行 。 ( 2) 当处理量加大后 , 需要有行之有效的除渣 和除酸技术来保障 ,否则成品质量会直线下降 ,这也 制约了由双塔向多塔工艺的发展 。
5  结束语

由以上的计算可以比较出两工艺的节能情况 : 同样是处理 8 t/ h 20 %DMF 溶液 , 前者需要热量为
560 万大卡 ,后者需要热量为 369 万大卡 , 节能效率

约为 34 % 。 根据以上假设和计算 , 在图 1 流程中 ,C1 塔顶 排水用热约占锅炉房来总热量的 46. 4 % 。这部分 热能直接进入冷却水系统外排 , 热能的利用系数约 为 1. 62 。而在图 2 流程中 ,由于全部热能都得到了 再利用 ,热能利用系数接近 2 , 是图 1 流程的 1. 23 倍 。当图 2 流程扩展为更节能的三塔时 , 热能利用 系数约为 2. 8 ,是图 1 流程的 1. 73 倍 ,在同等条件下 用热量约为图 1 流程的 59 % 。当图 2 流程扩展为四 塔流程时 ,热能利用系数约为 3. 5 , 同等条件下用热 量仅为图 1 流程的 46. 3 % 。
4  传统双塔流程形成的历史原因分析

随着 PU 革生产规模的不断发展 , 生产竞争日 趋激烈 ,节能和环保已经成为了一个不可忽视的问 题 ,工艺落后 、 耗能高的设备势必淘汰 , 只有不断更 新 ,才有发展前途 。今年我们已经安装了三套节能 流程的回收装置 ,均取得了很好的效果 。
参      考 文 献
1  卢焕章等 . 石油化工基础数 据 手 册 . 北 京 : 化 学 工 业 出 版 社 , 1982. 830 2  谭天恩 ,麦本熙等 . 化工原理 . 北京 : 化学工业出版社 , 1984. 12 3  傅献彩 ,陈瑞华 . 物理化学 . 北京 : 高等教育出版社 ,1979

由于在图 2 流程中 ,能量可得到多次利用 ,增加 塔 ,就是利用余热对 DMF 废液进行预浓缩 , 这使得 对低浓度的 DMF 废液回收成为有经济效益的工作 ,

收稿日期   2002 - 09 - 25    修回日期   2002 - 11 - 03

Probing into Energy Saving of DMF Reclaimer
Wang Boping1   Wei Pengcheng2
( 1 . Changzhou Chemical Equipment Plant , 213000) ( 2 . Huaibei Ruite Plastic Limited Company , 235000)

plant is discussed. The domestic conventional two2tower recovery equipment is compared with the energy2save two2tower ery distillation
作者简介   王伯平   1949 年 10 月出生 ,毕业于中国纺织大学纺织机械系 ,高级工程师 。常州化工设备厂技术总监 。

efficient of heat energy utilization of the latter is 123 % of the former. By the expanding of tower number , heat energy can be more efficiently utilized , so it is economic for the recovery of lower concentration DMF waste liquor. Keywords : dimethyl formamide (DMF) ; recovery equipment ; coefficient of heat energy utilization ; vacuum refin2

recovery equipment . The calculation results show that the latter save 30 % or so heat energy than the former , and the co2

Abstract : The energy saving problem on dimethyl formamide (DMF) recovery equipment of wet2process PU leather


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