变压—塔顶蒸汽再压缩精馏分离甲苯—正丁醇体系优化工艺

摘 要： 针对变压精馏分离甲苯-正丁醇的高能耗问题，采用塔顶蒸汽再压缩热泵技术对变压精馏进行改造。利用Aspen Plus流程模拟软件，以年度总费用（TAC）最小为目标函数，利用序贯迭代法确定变压精馏、变压-塔顶蒸汽压缩式热泵精馏的最优工艺参数。从节能和经济的角度对工艺进行评价，结果表明：变压-塔顶蒸汽压缩式热泵精馏更具有优势。

关 键 词：变压精馏；甲苯-正丁醇；年度总费用；变压-塔顶蒸汽压缩式热泵精馏

中图分类号：TQ 028 文献标识码： A 文章编号： 1671-0460（2016）01-0162-04

The Optimum Process of Pressure Swing–Top MVRHP

Distillation for Separating Toluene and N-butyl Alcohol

ZHU Zhao-you1， LIU Xing-zhen1， LI Xin1， SUN Ke2， WANG Ying-long1

（1. Qingdao University of Science and Technology， Shandong Qingdao 266042， China；

2. Shandong Xinhua Pharmaceutical Company Limited， Shandong Zibo 255000， China ）

Abstract： In view of the high energy consumption problem of separating toluene and n-butyl alcohol by pressure-swing distillation， the top MVRHP heat pump technology was used to modify the process of pressure swing distillation. Aspen Plus was used to simulate the process. The total annual cost （TAC） was adopted as the objective function， and the optimum process parameters of pressure swing distillation and pressure swing–top MVRHP distillation were determined by sequential iterative method. The results show that the process of pressure swing–top MVRHP distillation is better from the perspective of energy-saving and economic effects.

Key words：Pressure-swing distillation； Toluene-n-butyl alcohol； Total annual cost； Pressure swing–top MVRHP distillation

在化工领域中，甲苯和正丁醇是常用的溶剂[1]，两者能形成二元最低共沸物。目前，为得到高纯度的甲苯和正丁醇产品，通常采用一些特殊精馏方法[2-4]，如变压精馏、共沸精馏、萃取精馏等，这些精馏方式通常能够得到高纯度产品，但耗能较高。国内有学者采用双效变压精馏工艺分离该体系[5]，利用两塔压力的不同改变该体系的共沸组成，再利用高压塔的塔顶蒸汽潜热加热低压塔的塔釜物料，从而达到节能的效果，这种节能方式在理论上是可行的，但在实际生产中不易操作且对两塔压差有一定的要求。

本研究在变压精馏的基础上，利用Aspen Plus流程模拟软件，结合塔顶蒸汽再压缩技术对变压精馏进行改造[6]，建立以年度总费用（TAC）最小为目标函数的优化方法，对变压精馏和变压-塔顶蒸汽压缩式热泵精馏进行系统研究，以期获得最优工艺参数。

1 热力学性质及压力敏感性

1.1 热力学性质

对于甲苯-正丁醇体系的热力学性质，已有学者[7]对该体系进行研究，通过实验得出不同压力下的气液平衡数据，回归结果表明可以采用NRTL物性方法来描述该体系的变压精馏工艺。压力对甲苯-正丁醇二元共沸混合物的共沸组成和温度的影响见图1。甲苯-正丁醇体系在0.2、1.0 atm下的x-y曲线图见图2。

1.2 压力范围的确定

对于低压塔，塔顶蒸汽需确保使用冷却水冷凝时有足够的传热温差。当低压塔塔顶压力为0.2 atm时，塔顶蒸汽温度为60.1 ℃，用冷却水有足够的传热温差；当操作压力小于0.2 atm时，塔顶蒸汽温度继续降低，不能保证与冷凝水之间有足够的传热温差；当操作压力大于0.2 atm时，塔顶产物的组成接近进料组成，不利于分离共沸物，所以低压塔压力固定为0.2 atm。高压塔的操作压力选择时，一方面应保证与低压塔有足够的压力差，另一方面主要考虑塔底蒸汽的选择，操作压力越高，塔釜温度越高，所需的加热蒸汽压力越大，故所需蒸汽费用也相应增大。

图1 压力对甲苯-正丁醇共沸组成和温度的影响

Fig.1 Impact of pressure on azeotropic composition and temperature of toluene/n-butyl alcohol azeotrope

图2 甲苯-正丁醇体系在0.2、1.0 atm下的x-y图

Fig.2 x-y diagrams for toluene/n-butyl alcohol azeotrope at the pressure of 0.2 and 1.0 atm

1.3 模拟规定

拟分离的物料参数如下：进料量10 kmol/h，常温进料，其中甲苯70 mol%，正丁醇30 mol%。规定分离得到的产品中，甲苯99.9 mol%，正丁醇99.9 mol%。

2 费用模型及模拟规定

2.1 费用模型

采用由Turton等[8]给出的计算方法，以TAC作为目标函数，使用序贯迭代法优化搜索确定最优设计参数。TAC为操作成本与设备投资的总和，其中设备投资定义为回收期内每年的设备投资，操作成本即每年的能耗成本，设备回收期设为5 a。

精馏系统的主设备包括塔、换热器和压缩机。塔直径由Aspen Plus中的“Tray Sizing”功能得出。由模拟结果提供的换热器热负荷数据计算传热面积，从而计算换热器设备成本。与主设备成本相比，其它设备的成本则小很多，忽略不计。

操作成本包括冷凝器中使用的冷却水、再沸器中使用的蒸汽的成本和塔顶蒸汽压缩的电力成本。公用工程价格由成本估计软件CAPCOST获得，操作时间按每年8 000 h计。

本文主要通过节能效率来评价工艺的节能效果。节能效率=（变压精馏年度总费用-变压-热泵精馏年度总费用）/变压精馏年度总费用[9]。

2.2 优化方案

变压精馏和变压-热泵精馏的工艺优化过程就是以年度总费用（TAC）最小为目标函数，对两塔的理论板数、进料位置、回流比以及循环物流的进料位置进行优化。

普通变压精馏优化步骤如下：

（1）以简捷法计算的值为初值，固定两塔的操作压力和理论板数；

（2）固定低高压塔、循环物流的进料位置NF1，NF2，NREC；（3）固定低高压塔回流比R1、R2；

（4）通过Aspen Plus 软件的“Design spec/vary”功能调整塔底产品流率，以此来满足目标产品质量规定；

（5）改变两塔的理论板数，直到TAC最小；

（6）改变两塔的进料位置，直到TAC最小；

（7）改变两塔的回流比，直到TAC最小；

（8）当TAC最小时，停止优化。否则，回到步骤（5），继续优化，直至TAC最小。

变压-塔顶蒸汽压缩式热泵精馏具体优化步骤如下：（1）由普通变压精馏的工况确定低高压两塔的操作压力P1、P2；（2）确定两塔的初始参数：两塔理论板数及低压塔回流比；（3）确定热泵工艺初始参数：塔顶蒸汽流量、节流阀出口压力、压缩机出口压力；（4）改变两塔的理论板数NT1、NT2，至TAC最小；（5）改变低高压塔及循环物流的进料位置NF1，NF2，NREC，至TAC最小；（6）改变低压塔回流比，至TAC最小；（7）改变压缩机的出口压力，至TAC最小；（8）改变节流后换热工质和塔顶蒸汽的温度差，至TAC最小；（9）改变压缩后蒸汽与塔釜液节流后温差值，至TAC最小；（10）改变压缩后蒸汽温度与塔釜液的温差值，至TAC最小；（11）如果TAC值最小，则停止优化。否则，回到步骤（5）继续优化。每改变一次理论板数，其它变量需重新优化，直至TAC最小。

3 模拟优化

3.1 变压精馏的优化

对于变压精馏工艺，探究不同高压塔的操作压力组成对TAC的影响，如表1所示。

从表1可以看出，随着高压塔操作压力的增加，每年设备投资费用逐渐变小，操作费用先减小后增加，当高压塔的操作压力达到2 atm时，塔的操作费用大幅度增加，因为此时高压塔塔釜用低压蒸汽已不能满足要求，需用中压蒸汽加热。从上表可以看出，当高压塔操作压力为1 atm时，TAC最小。

确定低高压塔的操作压力后，按照变压精馏的优化方案，得到变压精馏最佳工艺条件为：低、高压塔的理论板数为NT1 =20、NT2=40，低高压塔及循环物流的进料位置分别为NF1=8、NF2=30、NREC=13，低高压塔回流比为R1=0.4、R2=1.2，最小TAC为187 392.5$/a。普通变压精馏的最佳工艺流程如图3所示。

图3 变压精馏最优工艺流程图

Fig.3 Optimal process flowsheet for pressure-swing distillation

3.2变压-塔顶蒸汽压缩式热泵精馏优化

高压塔塔顶气体采出量由基本工艺确定，但该流量略大于产品流量和回流量之和，在模拟过程中，通过逐步调节其采出量，直至达到两组分分离要求。压缩机出口压力的确定需满足两个条件，一是足够的传热温差，通常冷热流体的温差在10 ℃左右，二是满足热负荷的要求，压缩后的温度必须足以提供塔釜所需的热负荷。在整个模拟的过程中，通过调节各个操作参数，从而满足压缩后的气体与塔釜液换热后全部液化，同时塔釜液全部汽化的条件，压缩后的气体温度比釜液温度高10 ℃左右（图4）。

图4 变压-塔顶蒸汽压缩式热泵精馏

Fig.4 Flowsheet of PS-top MVRHP distillation

由上述变压精馏过程可以确定低高压塔的操作压力分别为0.2、1 atm。按照上述变压-热泵精馏的工艺优化方案对流程进行优化，可以得出最优的工艺参数：低高压塔以及循环物流的进料位置分别为NF1=9、NF2=26、NREC=12，低压塔的回流比为R1=0.5，低高压塔的理论板数分别为NT1=17，NT2=40。变压-塔顶蒸汽压缩式热泵精馏工艺的最小TAC为$152 816.9。其最佳工艺流程如图5。

图5 变压-塔顶蒸汽压缩式热泵精馏工艺流程

Fig.5 Optimal flowsheet of PS-top MVRHP distillation

3.3不同精馏形式下的节能和经济效果对比分析

通过对普通变压精馏和变压-塔顶蒸汽压缩式热泵精馏的模拟优化得到最佳的工艺参数，对这两种工艺方案的节能和经济效果进行对比分析，对比结果如表2所示。

从表2可以看出，变压精馏工艺的操作费用较高，其中蒸汽费用占绝大部分，虽然变压-塔顶蒸汽压缩式热泵精馏工艺中消耗大量的电能，但电能费用远小于变压精馏的蒸汽费用。变压-塔顶蒸汽压缩式热泵精馏的设备费用比变压精馏高，主要是因为增加了压缩机的设备费。从两种工艺的年度总费用对比可知，变压-塔顶蒸汽压缩式热泵精馏相比普通变压精馏节能效率达到18.4%，大大降低了变压精馏的能耗。

4 结束语

本文利用Aspen Plus模拟软件，采用NRTL物性方法，以年度总费用为目标函数，采用序贯迭代法对普通变压精馏和变压-塔顶蒸汽压缩式热泵精馏工艺进行优化，在满足甲苯、正丁醇的摩尔分数分别为99.9%、99.9%的条件下，得到最优的工艺参数。变压-塔顶蒸汽压缩式热泵精馏工艺虽然比变压精馏增加了设备投资，但操作费用会大大降低，通过两种工艺方案的年度总费用对比可知，变压-塔顶蒸汽压缩式热泵精馏比变压精馏的节能效率更好、更有优势。

参考文献：

[1] 程能林. 溶剂手册[M].北京：化学工业出版社， 2007.

[2] Lei Z， Chen B， Ding Z. Special distillation processes [M]. Elsevier， 2005.

[3] Yinglong Wang*， Peizhe Cui， Yuhong Ma ， Zhen Zhang， Extractive Distillation and Pressure-swing Distillation for THF/Ethanol Separation[J]. Journal of Chemical Technology & Biotechnology， DOI： 2014 ，10.1002/jctb.4452.

[4] 戴君裕，叶德勇.恒沸精馏法分离回收阿维菌素生产残液中的甲苯和乙醇[J]. 化工环保， 2003， 23（5）： 306-307.

[5] 杨德明. 采用双效变压精馏工艺分离甲苯/正丁醇的模拟[J]. 石油化工， 2009， 38（10）： 1081-1083.

[6] 陆恩锡. 化工过程模拟-原理与应用[M]. 北京： 化学工业出版社， 2011.

[7] DOUGLAS J M. Conceptual design of chemical processes [M]. New York： Mc Graw-Hill， 1988.

[8] Knight JR， Doherty MF. Optimal design and synthesis of homogeneous azeotropic distillation sequences [J]. Industrial &Engineering Chemistry Research， 1989， 28（5）： 564-572.

[9] 杨莹. 塔顶蒸汽压缩式热泵节能特性研究[J].吉林化工学院学报， 2010， 27（2）： 1-4.

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