一种利用塔顶气相馏分冷凝热精馏的系统及其方法与流程

本发明精馏节能技术领域,涉及一种利用塔顶气相馏分冷凝热精馏的系统及其方法。

背景技术：

精馏操作凭借其优异的分离能力，被广泛应用于生活生产的各个领域，是分离过程中重要的单元操作，但精馏过程中需要消耗大量的能量，且能量利用率不高，据统计传统的精馏操作所消耗的总能量约占工业生产总能耗的一半左右，是制约整个生产工艺的关键步骤；如HPPO法制备环氧丙烷技术虽然生产工艺流程简单，产品收率高，符合绿色清洁生产要求，但该生产过程需要使用大量甲醇作溶剂，在分离出产品后要对甲醇溶剂进行精馏操作，而常规的精馏系统操作，塔顶冷却冷凝器一般采用冷却水将塔顶气相馏分进行冷却和冷凝，并将部分冷凝液返回塔顶第一块塔板上；塔底再沸器则一般采用外供水蒸气将塔底部分液相馏分加热蒸发后返回塔底第一块塔板上，以维持精馏操作，一方面塔顶冷却冷凝器需要消耗大量的冷却水，另一方面，塔底再沸器消耗大量的外供水蒸气，使得整个精馏操作能耗较高，因此如何提高精馏过程中的能量利用率，进而减小整个精馏过程中消耗的能量，成为了众多学者的研究重点。中国专利CN205287681U，公开了一种生产MBET的精馏节能装置，该装置通过对精馏塔的加热器和冷凝器进行设计，实现了对塔内温度的精确测量，在保证产品纯度的条件下，尽可能降低塔内温度，进而实现节能的目的，但该方法并未对精馏塔塔顶和塔釜产品带出的热量进行有效利用，节能效果并不十分显著。中国专利CN204815741U公开了一种精馏节能装置，该装置将塔釜产生的物料一部分采出，另一部分通过节流膨胀变为蒸气，与塔釜料液进行换热，再通过压缩进入精馏塔，作为回流，该装置将塔釜产生的能量有效利用，在一定程度上降低了精馏过程的能耗，但对于塔顶的大量潜热并未合理利用，距离真正意义的节能降耗还存在很大的差距。中国专利CN205549650U公开了一种热泵精馏体系，该体系针对乙醇精馏体系，将塔顶获得的乙醇蒸气进行压缩提温，再作为再沸器的热源进行重复利用，该体系虽然有效利用了塔顶物流所带出的热量，但该乙醇蒸气不宜直接压缩，在操作过程中存在安全隐患，在一定程度上限制了该体系的应用领域。

技术实现要素：

本发明为解决目前技术中存在的问题，提供一种利用塔顶气相馏分冷凝热精馏的系统及其方法。它能利用水与精馏塔塔顶馏出的气相馏分进行间歇换热，水经换热后变为水蒸气，用于加热再沸器或原料预热器，可以有效回收塔顶馏出气相馏分所带出的热量。

本发明采用以下技术方案予以实现：

本发明一种利用塔顶气相馏分冷凝热精馏的系统，该系统包括精馏塔、再沸器、冷凝汽化换热器、循环水泵、蒸气压缩机、储水罐、原料加热器、气液分离器、塔顶馏分回流泵、塔顶馏分缓冲罐以及原料预热器；所述的精馏塔1的塔顶气相出料口与冷凝汽化换热器左端的管程进口相连，冷凝汽化换热器右端的管程出口与塔顶馏分缓冲罐顶部相连；位于塔顶馏分缓冲罐底部的出口同时与塔顶馏分回流泵的进口和F阀门相连，塔顶馏分回流泵的出口经L阀门与精馏塔顶侧部的的精馏塔进口相连，F阀门又与塔顶产品采出管线相连；

所述的储水罐底部的出口与循环水泵的进口相连，循环水泵的出口经I阀门与冷凝汽化换热器底部右侧的壳程进口相连；冷凝汽化换热器顶部左侧的壳程出口与气液分离器左侧中部的进口相连，气液分离器顶部的气相出口经J阀门与蒸气压缩机的进口相连，气液分离器底部的液相出口经K阀门与储水罐上部的进口相连。

所述的蒸气压缩机的出口同时分别经A阀门、D阀门与再沸器上部左侧的壳程进口、原料加热器顶部左侧的壳程进口相连，再沸器上部左侧的壳程进口还通过C阀门与第二外部水蒸气管道相连，原料加热器顶部左侧的壳程进口还通过E阀门与第一外部水蒸气管道相连；再沸器下部右侧的壳程出口和原料加热器底部右侧的壳程出口连接并同时通过第一管路与原料预热器底部左侧的壳程入口相连，原料预热器顶部右侧的出口经减压的G阀门与第二管路相连。

所述的储水罐顶部出口通过H阀门和抽真空管路与抽真空系统相连；所述的原料预热器右端的管程进口经G阀门与原料管路相连；原料预热器左端的管程出口与原料加热器右端的管程入口相连，原料加热器左端的管程出口通过热原料管路与精馏塔中部原料进口相连；

所述的精馏塔底部的液相出口与再沸器底部的管程进口相连，同时通过B阀门与塔釜产品采出管线相连；再沸器顶部的管程出口与精馏塔下部侧面的汽相进口相连。

优选的，所述的储水罐侧下部分别通过阀门与水蒸气管路和去离子水管路相连，所述的储水罐下部通过M阀门与水管路连接。

优选的，所述的再沸器、冷凝汽化换热器、原料加热器及原料预热器分别为热管换热器、板式换热器、螺旋折流板换热器、折流杆式换热器、空心环管壳式换热器、纵流管束换热器、整体翅片式换热器中的一种。

一种使用上述利用塔顶气相馏分冷凝热精馏系统精馏的方法，包括以下操作步骤：

a、储水罐中的水经循环水泵和I阀门进入冷凝汽化换热器底部右侧的壳程进口，精馏塔塔顶气相出料口馏出的气相馏分进入冷凝汽化换热器左端的管程进口，水与气相馏分在冷凝汽化换热器中进行换热，气相馏分变为液态，进入塔顶馏分缓冲罐，塔顶馏分缓冲罐底部出口采出的液态物料一部分经F阀门去下一工段，一部分经塔顶馏分回流泵，经L阀门，再经精馏塔顶部的精馏塔进口回到精馏塔。

b、水经冷凝汽化换热器3变为低品位水蒸气，低品位水蒸气通过冷凝汽化换热器顶部左侧的壳程出口进入气液分离器中部的进料口，气液分离器顶部的气相出料口经J阀门进入蒸气压缩机提升温度，获得相应的高品位水蒸气，高品位水蒸气通过蒸气压缩机的出口，再经A阀门进入再沸器上部左侧的壳程进口，作为加热再沸器的热源，或经D阀门进入原料加热器顶部左侧的壳程进口，作为加热原料加热器的热源，冷凝的液态水经再沸器下部右侧的壳程出口或原料加热器底部右侧的壳程出口均进入第一管路，第一管路中的物流均进入原料预热器底部左侧的壳程进口，与原料进行过冷换热。

c、通过调整进料状态和进料量使原料预热器底部右侧壳程出口采出冷凝水的温度等于或低于精馏塔塔顶气相出料口馏出的气相馏分的温度，采出的冷凝水经储水罐右侧上部的进口回到储水罐继续使用。优选的，所述步骤a中，精馏塔塔顶气相出料口馏出的气相馏分温度为50℃-100℃时，开启H阀门，通过抽真空管路使储水罐与抽真空系统相通，利用抽真空系统保证储水罐中的压力在12.4kPa～101.3kPa之间。

优选的，所述步骤a中，精馏塔塔顶气相出料口馏出的气相馏分温度为100℃-180℃时，关闭H阀门，利用储水罐中的水气化升压，保证储水罐中的压力在101.3kPa-1000kPa之间。

优选的，所述步骤a中，储水罐中的水在进入循环水泵之前，应先开通过水蒸气管路或内置水蒸气加热盘管，或内置电加热管，使储水罐中水的温度比精馏塔塔顶气相出料口馏出的气相馏分的温度低4℃-10℃。

优选的，所述步骤b中，当所得高品位水蒸气作为加热再沸器的热源时，所得低品位水蒸气在进蒸气压缩机之前，其温度与再沸器的温度之差在25℃以内；当所得高品位水蒸气作为加热原料加热器的热源时，所得低品位水蒸气在进蒸气压缩机之前，其温度与原料的露点温度之差在25℃以内。

优选的，所述步骤b中，当所得高品位水蒸气作为加热再沸器的热源，且高品位水蒸气放出的热量不能满足再沸器的需要时，应开启C阀门，利用第二外部水蒸气管道向再沸器中补加适量新鲜水蒸气；当所得高品位水蒸气作为加热原料加热器的热源，且高品位水蒸气放出的热量不能满足原料加热器的需要时，应开启E阀门，利用第一外部水蒸气管道向原料加热器中补加适量新鲜水蒸气。

本发明与现有技术相比具有的突出效果为：

1、可以有效回收塔顶馏出气相馏分所带出的热量，所得的水蒸气经蒸气压缩机可以将水蒸气的品位提升，进而作为再沸器或原料预热器的热源，除启动阶段外，整个系统在使用过程中不需(或只需少量)新鲜水蒸气即可正常运行，大大降低了精馏过程中所消耗的能量，达到了节能降耗的目的。

2、采用间接换热的操作方式，避免了某些不宜直接压缩的塔顶馏出物在操作时的潜在风险，使得整个体系更为安全、稳定。

3、储水罐顶部通过阀门与真空系统相连，通过调整阀门的开闭状态以及真空系统抽真空的压力，可以使塔顶馏出气相馏分的温度在50℃-180℃之间时，均能使水与塔顶馏出气相馏分换热后以气态的形式流出，保证后续工况的正常运行，使得该工艺适用于大部分的精馏体系，具有更为广泛的使用性。

附图说明

图1为本发明利用塔顶气相馏分冷凝热精馏系统的结构示意图。

图2为常规的精馏系统的结构示意图。

图中各部件标号说明：

精馏塔1；再沸器2；冷凝汽化换热器3；循环水泵4；蒸气压缩机5；储水罐6；原料加热器7；气液分离器8；塔顶馏分回流泵9；塔顶馏分缓冲罐10；原料预热器11；塔顶气相出料口12；液相出口13；精馏塔进口14；原料进口15；汽相进口16；A阀门17；B阀门18；热原料管路19；第一管路20；C阀门21；D阀门22；E阀门23；F阀门24；G阀门25；第二管路26；塔顶产品采出管线27相连；第一外部水蒸气管道28原料管路29；抽真空管路30；水蒸气管路31；水管路32；第二外部水蒸气管道33；塔釜产品采出管线34；H阀门35；I阀门36；J阀门37；K阀门38；去离子水管路39；L阀门40；M阀门41。

具体实施方式

下面结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。

参见图1至图2。

图1为本发明利用塔顶气相馏分冷凝热精馏系统的结构示意图。图2为常规的精馏系统的结构示意图。

图2中，1、精馏塔；42、塔底再沸器；43、塔顶冷却冷凝器。由图1、图2可看出，本发明与现有技术相比，从结构上具有实质性不同和显著的特点，本发明具有专利法规定的创造性。

本发明一种利用塔顶气相馏分冷凝热精馏的系统，该系统包括精馏塔1、再沸器2、冷凝汽化换热器3、循环水泵4、蒸气压缩机5、储水罐6、原料加热器7、气液分离器8、塔顶馏分回流泵9、塔顶馏分缓冲罐10以及原料预热器11；所述的精馏塔1的塔顶气相出料口12与冷凝汽化换热器3左端的管程进口相连，冷凝汽化换热器3右端的管程出口与塔顶馏分缓冲罐10顶部相连；位于塔顶馏分缓冲罐10底部的出口同时与塔顶馏分回流泵9的进口和F阀门24相连，塔顶馏分回流泵9的出口经L阀门40与精馏塔1顶侧部的的精馏塔进口14相连，F阀门24又与塔顶产品采出管线27相连；

所述的储水罐6底部的出口与循环水泵4的进口相连，循环水泵4的出口经I阀门36与冷凝汽化换热器3底部右侧的壳程进口相连；冷凝汽化换热器3顶部左侧的壳程出口与气液分离器8左侧中部的进口相连，气液分离器8顶部的气相出口经J阀门37与蒸气压缩机5的进口相连，气液分离器8底部的液相出口经K阀门38与储水罐6上部的进口相连。

所述的蒸气压缩机5的出口同时分别经A阀门17、D阀门22与再沸器2上部左侧的壳程进口、原料加热器7顶部左侧的壳程进口相连，再沸器2上部左侧的壳程进口还通过C阀门21与第二外部水蒸气管道33相连，原料加热器7顶部左侧的壳程进口还通过E阀门23与第一外部水蒸气管道28相连；再沸器2下部右侧的壳程出口和原料加热器7底部右侧的壳程出口连接并同时通过第一管路20与原料预热器11底部左侧的壳程入口相连，原料预热器11顶部右侧的出口经减压的G阀门25与第二管路26相连。

所述的储水罐6顶部出口通过H阀门35和抽真空管路30与抽真空系统相连；所述的原料预热器11右端的管程进口经G阀门25与原料管路29相连；原料预热器11左端的管程出口与原料加热器7右端的管程入口相连，原料加热器7左端的管程出口通过热原料管路19与精馏塔中部原料进口15相连；

所述的精馏塔1底部的液相出口13与再沸器2底部的管程进口相连，同时通过B阀门18与塔釜产品采出管线34相连；再沸器2顶部的管程出口与精馏塔1下部侧面的汽相进口16相连。

优选的，所述的储水罐6侧下部分别通过阀门与水蒸气管路31和去离子水管路39相连，所述的储水罐6下部通过M阀门41与水管路32连接。

优选的，所述的再沸器2、冷凝汽化换热器3、原料加热器7及原料预热器11分别为热管换热器、板式换热器、螺旋折流板换热器、折流杆式换热器、空心环管壳式换热器、纵流管束换热器、整体翅片式换热器中的一种。

一种使用上述利用塔顶气相馏分冷凝热精馏系统精馏的方法，包括以下操作步骤：

a、储水罐6中的水经循环水泵4和I阀门36进入冷凝汽化换热器3底部右侧的壳程进口，精馏塔1塔顶气相出料口12馏出的气相馏分进入冷凝汽化换热器3左端的管程进口，水与气相馏分在冷凝汽化换热器3中进行换热，气相馏分变为液态，进入塔顶馏分缓冲罐10，塔顶馏分缓冲罐10底部出口采出的液态物料一部分经F阀门24去下一工段，一部分经塔顶馏分回流泵9，经L阀门40，再经精馏塔1顶部的精馏塔进口14回到精馏塔1；

b、水经冷凝汽化换热器3变为低品位水蒸气，低品位水蒸气通过冷凝汽化换热器3顶部左侧的壳程出口进入气液分离器8中部的进料口，气液分离器8顶部的气相出料口经J阀门37进入蒸气压缩机5提升温度，获得相应的高品位水蒸气，高品位水蒸气通过蒸气压缩机5的出口，再经A阀门17进入再沸器2上部左侧的壳程进口，作为加热再沸器2的热源，或经D阀门22进入原料加热器7顶部左侧的壳程进口，作为加热原料加热器7的热源，冷凝的液态水经再沸器2下部右侧的壳程出口或原料加热器7底部右侧的壳程出口均进入第一管路20，第一管路20中的物流均进入原料预热器11底部左侧的壳程进口，与原料进行过冷换热；

c、通过调整进料状态和进料量使原料预热器11底部右侧壳程出口采出冷凝水的温度等于或低于精馏塔1塔顶气相出料口12馏出的气相馏分的温度，采出的冷凝水经储水罐6右侧上部的进口回到储水罐6继续使用。优选的，所述步骤a中，精馏塔1塔顶气相出料口12馏出的气相馏分温度为50℃-100℃时，开启H阀门35，通过抽真空管路30使储水罐6与抽真空系统相通，利用抽真空系统保证储水罐6中的压力在12.4kPa～101.3kPa之间。

优选的，所述步骤a中，精馏塔1塔顶气相出料口12馏出的气相馏分温度为100℃-180℃时，关闭H阀门35，利用储水罐6中的水气化升压，保证储水罐6中的压力在101.3kPa-1000kPa之间。

优选的，所述步骤a中，储水罐6中的水在进入循环水泵4之前，应先开通过水蒸气管路31或内置水蒸气加热盘管，或内置电加热管，使储水罐6中水的温度比精馏塔1塔顶气相出料口12馏出的气相馏分的温度低4℃-10℃。

优选的，所述步骤b中，当所得高品位水蒸气作为加热再沸器2的热源时，所得低品位水蒸气在进蒸气压缩机5之前，其温度与再沸器2的温度之差在25℃以内；当所得高品位水蒸气作为加热原料加热器7的热源时，所得低品位水蒸气在进蒸气压缩机5之前，其温度与原料的露点温度之差在25℃以内。

优选的，所述步骤b中，当所得高品位水蒸气作为加热再沸器2的热源，且高品位水蒸气放出的热量不能满足再沸器2的需要时，应开启C阀门21，利用第二外部水蒸气管道33向再沸器2中补加适量新鲜水蒸气；当所得高品位水蒸气作为加热原料加热器7的热源，且高品位水蒸气放出的热量不能满足原料加热器7的需要时，应开启E阀门23，利用第一外部水蒸气管道28向原料加热器7中补加适量新鲜水蒸气。

本发明具体实施例为：

实施例1

在原料为25℃、质量百分数90％甲醇水溶液的常压精馏体系中，精馏塔1顶馏出的气相馏分为66.9℃、质量百分数99％的甲醇蒸气，塔底为90.6℃、质量百分数8.3％的甲醇溶液；开启H阀门35，通过调节抽真空系统，保证储水罐6中的压力为26.2kPa，调整合理的水用量使储水罐6中的水经循环水泵4和I阀门36进入冷凝汽化换热器3底部右侧的壳程进口，精馏塔1塔顶气相出料口12馏出的66.9℃、质量百分数99％甲醇蒸气，进入冷凝汽化换热器3左端的管程进口,水与精馏塔1塔顶馏出的66.9℃、质量百分数99％的甲醇蒸气在冷凝汽化换热器3中进行换热，66.9℃、质量百分数99％的甲醇蒸气变为甲醇溶液,进入塔顶馏分缓冲罐10，塔顶馏分缓冲罐10底部出口采出的液态物料一部分经F阀门24去下一工段，一部分经塔顶馏分回流泵9，经L阀门40，再经精馏塔1顶部的精馏塔进口14回到精馏塔1；

水经冷凝汽化换热器3变为低品位水蒸气，低品位水蒸气通过冷凝汽化换热器3顶部左侧的壳程出口进入气液分离器8中部的进料口，气液分离器8顶部的气相出料口经J阀门37进入蒸气压缩机5提升温度，获得74℃的高品位水蒸气，74℃的高品位水蒸气通过蒸气压缩机5的出口，再经D阀门22进入原料加热器7顶部左侧的壳程进口，作为加热原料加热器7的热源，并开启E阀门23，利用第一外部水蒸气管道28向原料加热器7补加适量新鲜水蒸气，冷凝的液态水经原料加热器7底部右侧的壳程出口均进入第一管路20，第一管路20中的物流进入原料预热器11底部左侧的壳程进口，与原料进行过冷换热；

通过调整进料状态和进料量使原料预热器11底部右侧壳程出口采出冷凝水的温度60℃，采出冷凝水再经储水罐6右侧上部的进口回到储水罐6继续使用。经测试，整个精馏体系经上述操作能够正常运行，与原有工艺相比，每精馏1吨25℃、质量百分数90％的甲醇水溶液可以节省26吨的冷凝水和0.74吨的新鲜水蒸气。

实施例2

在原料为25℃、质量百分数90％甲醇水溶液的常压精馏体系中，精馏塔1顶馏出的气相馏分为66.9℃、质量百分数99％的甲醇蒸气，塔底为81℃、质量百分数49.5％的甲醇溶液，开启H阀门35，通过调节抽真空系统，保证储水罐6中的压力为26.2kPa，调整合理的水用量使储水罐6中的水经循环水泵4和I阀门36进入冷凝汽化换热器3底部右侧的壳程进口，精馏塔1塔顶气相出料口12馏出的66.9℃、质量百分数99％甲醇蒸气，进入冷凝汽化换热器3左端的管程进口,水与精馏塔1塔顶馏出的66.9℃、质量百分数99％的甲醇蒸气在冷凝汽化换热器3中进行换热，66.9℃、质量百分数99％的甲醇蒸气变为甲醇溶液,进入塔顶馏分缓冲罐10，塔顶馏分缓冲罐10底部出口采出的液态物料一部分经F阀门24去塔顶产品采出管线27，一部分经塔顶馏分回流泵9，经L阀门40，再经精馏塔1顶部的精馏塔进口14回到精馏塔1；

水经冷凝汽化换热器3变为低品位水蒸气，低品位水蒸气通过冷凝汽化换热器3顶部左侧的壳程出口进入气液分离器8中部的进料口，气液分离器8顶部的气相出料口经J阀门37进入蒸气压缩机5提升温度，获得85℃的高品位水蒸气，85℃的高品位水蒸气通过蒸气压缩机5的出口，再经A阀门17进入再沸器2上部左侧的壳程进口，作为加热再沸器2的热源，并应开启C阀门21，利用第二外部水蒸气管道33向再沸器2补加适量新鲜水蒸气，冷凝的液态水经经再沸器2下部右侧的壳程出口进入第一管路20，第一管路20中的物流进入原料预热器11底部左侧的壳程进口，与原料进行过冷换热；

通过调整进料状态和进料量使原料预热器11底部右侧壳程出口采出冷凝水的温度为64℃，采出冷凝水再经储水罐6右侧上部的进口回到储水罐6继续使用。经测试，整个精馏体系经上述操作能够正常运行，与原有工艺相比，每精馏1吨25℃、质量百分数90％的甲醇水溶液可以节省26吨的冷凝水和0.69吨的新鲜水蒸气。

实施例3

在原料为25℃、质量百分数90％乙醇水溶液的常压精馏体系中，精馏塔1顶馏出的气相馏分为80.2℃、质量百分数95％的乙醇水蒸气，塔底为86℃、质量百分数50.3％的乙醇溶液，开启H阀门35，通过调节抽真空系统，保证储水罐6中的压力为47.4kPa，调整合理的水用量，使储水罐6中的水经循环水泵4和I阀门36进入冷凝汽化换热器3底部右侧的壳程进口，精馏塔1塔顶气相出料口12馏出的80.2℃、质量百分数95％的乙醇水蒸气，进入冷凝汽化换热器3左端的管程进口,水与精馏塔1塔顶馏出的80.2℃、质量百分数95％的乙醇水蒸气在冷凝汽化换热器3中进行换热，80.2℃、质量百分数95％的乙醇水蒸气变为乙醇溶液，进入塔顶馏分缓冲罐10，塔顶馏分缓冲罐10底部出口采出的液态物料一部分经F阀门24去塔顶产品采出管线27，一部分经塔顶馏分回流泵9，经L阀门40，再经精馏塔1顶部的精馏塔进口14回到精馏塔1；

水经冷凝汽化换热器3变为低品位水蒸气，低品位水蒸气通过冷凝汽化换热器3顶部左侧的壳程出口进入气液分离器8中部的进料口，气液分离器8顶部的气相出料口经J阀门37进入蒸气压缩机5提升温度，获得90℃的高品位水蒸气，90℃的高品位水蒸气通过蒸气压缩机5的出口，再经A阀门17进入再沸器2上部左侧的壳程进口，作为加热再沸器2的热源，并应开启C阀门21，第二外部水蒸气管道33向再沸器2补加适量新鲜水蒸气，冷凝的液态水经再沸器2下部右侧的壳程出口进入第一管路20，第一管路20中的物流均进入原料预热器11底部左侧的壳程进口，与原料进行过冷换热；

通过调整进料状态和进料量使原料预热器11底部右侧壳程出口采出冷凝水的温度76℃，采出冷凝水再经储水罐6右侧上部的进口回到储水罐6继续使用。经测试，整个精馏体系经上述操作能够正常运行，与原有工艺相比，每精馏1吨25℃、质量百分数90％的乙醇水溶液可以节省21吨的冷凝水和0.55吨的新鲜水蒸气。

实施例4

在原料为25℃、质量百分数80％乙醇水溶液的常压精馏体系中，精馏塔1顶馏出的气相馏分为80.5℃、质量百分数95％的乙醇蒸气，塔底为88.8℃、质量百分数15.2％的乙醇溶液，开启H阀门35，通过调节抽真空系统，保证储水罐6中的压力为47.4kPa，调整合理的水用量使储水罐6中的水经循环水泵4和I阀门36进入冷凝汽化换热器3底部右侧的壳程进口，精馏塔1塔顶气相出料口12馏出的80.5℃、质量百分数95％的乙醇蒸气，进入冷凝汽化换热器3左端的管程进口,水与精馏塔1塔顶馏出的80.5℃、质量百分数95％的乙醇蒸气在冷凝汽化换热器3中进行换热，80.5℃、质量百分数95％的乙醇蒸气变为乙醇溶液，进入塔顶馏分缓冲罐10，塔顶馏分缓冲罐10底部出口采出的液态物料一部分经F阀门24去塔顶产品采出管线27，一部分经塔顶馏分回流泵9，经L阀门40，再经精馏塔1顶部的精馏塔进口14回到精馏塔1；

水经冷凝汽化换热器3变为低品位水蒸气，低品位水蒸气通过冷凝汽化换热器3顶部左侧的壳程出口进入气液分离器8中部的进料口，气液分离器8顶部的气相出料口经J阀门37进入蒸气压缩机5提升温度，获得85℃的高品位水蒸气，85℃的高品位水蒸气通过蒸气压缩机5的出口，再经D阀门22进入原料加热器7顶部左侧的壳程进口，作为加热原料加热器7的热源，并开启E阀门23，利用第一外部水蒸气管道28向原料加热器7补加适量新鲜水蒸气，冷凝的液态水经原料加热器7底部右侧的壳程出口均进入第一管路20，第一管路20中的物流进入原料预热器11底部左侧的壳程进口，与原料进行过冷换热；

通过调整进料状态和进料量使原料预热器11底部右侧壳程出口采出冷凝水的温度74℃，采出冷凝水再经储水罐6右侧上部的进口回到储水罐6继续使用。经测试，整个精馏体系经上述操作能够正常运行，与原有工艺相比，每精馏1吨25℃、质量百分数90％的乙醇水溶液可以节省21吨的冷凝水和0.64吨的新鲜水蒸气。

实施例5

在原料为25℃、质量百分数90％甲苯和苯甲醛混合物的常压精馏体系中，塔顶馏出的气相馏分为110.2℃、质量百分数99％的甲苯蒸气，塔底为171.4℃、质量百分数3.9％的甲苯溶液，关闭H阀门35，利用储水罐6中的水气化升压，保证储水罐6中的压力为142.2kPa，调整合理的水用量，使储水罐6中的水经循环水泵4和I阀门36进入冷凝汽化换热器3底部右侧的壳程进口，精馏塔1塔顶气相出料口12馏出的110.2℃、质量百分数99％的甲苯蒸气，进入冷凝汽化换热器3左端的管程进口,水与精馏塔1塔顶馏出的110.2℃、质量百分数99％的甲苯蒸气在冷凝汽化换热器3中进行换热110.2℃、质量百分数99％的甲苯蒸气变为甲苯溶液，进入塔顶馏分缓冲罐10，塔顶馏分缓冲罐10底部出口采出的液态物料一部分经F阀门24去塔顶产品采出管线27，一部分经塔顶馏分回流泵9，经L阀门40，再经精馏塔1顶部的精馏塔进口14回到精馏塔1；

水经冷凝汽化换热器3变为低品位水蒸气，低品位水蒸气通过冷凝汽化换热器3顶部左侧的壳程出口进入气液分离器8中部的进料口，气液分离器8顶部的气相出料口经J阀门37进入蒸气压缩机5提升温度，获得130℃的高品位水蒸气，130℃的高品位水蒸气通过蒸气压缩机5的出口，再经A阀门17进入再沸器2上部左侧的壳程进口，作为加热再沸器2的热源，并应开启C阀门21，第二外部水蒸气管道33向再沸器2补加适量新鲜水蒸气，冷凝的液态水经再沸器2下部右侧的壳程出口进入第一管路20，第一管路20中的物流均进入原料预热器11底部左侧的壳程进口，与原料进行过冷换热；

通过调整进料状态和进料量使原料预热器11底部右侧壳程出口采出冷凝水的温度105℃，采出冷凝水再经储水罐6右侧上部的进口回到储水罐6继续使用。经测试，整个精馏体系经上述操作能够正常运行，与原有工艺相比，每精馏1吨25℃、质量百分数90％的甲苯和苯甲醛混合物可以节省6.7吨的冷凝水和0.24吨的新鲜水蒸气。

通过实施例1、2、3、4、5可以看出，本发明涉及的利用塔顶气相馏分冷凝热的精馏系统，大大降低了精馏过程中所消耗的能量，达到了节能降耗的目的；采用间接换热的操作方式，避免了某些不宜直接压缩的塔顶馏出物在操作时的潜在风险，使得整个体系更为安全、稳定；此外，储水罐6顶部通过阀门35与真空系统相连，通过调整H阀门35的开闭状态以及真空系统抽真空的压力，可以使塔顶馏出气相馏分的温度在50℃-180℃之间时，均能使水与塔顶馏出气相馏分换热后以气态的形式流出，保证后续工况的正常运行，使得该工艺适用于大部分的精馏体系，在一定程度上具有更为广泛的使用性；此外，以上所述的实施例仅为本发明的个别实施例，并不用以限制本发明的保护范围，凡采用等同替换或等效变换形成的技术方案，以及符合本发明保护主题思路的技术方案，均在本发明要求的保护范围内。