熱耦合精餾工藝的模擬

李萱李洪 高鑫李鑫鋼（天津大學化工學院天津 0007；精餾技術國家工程研究中心天津 0007；天津化學化工協同創新中心天津 0007）

?

熱耦合精餾工藝的模擬

李萱1，2，李洪1， 2，高鑫1，2，李鑫鋼1，2，3
（1天津大學化工學院，天津 300072；2精餾技術國家工程研究中心，天津 300072；3天津化學化工協同創新中心，天津 300072）

摘要：為了進一步了解熱耦合精餾工藝的適用范圍，同時尋找其中經濟性較優的工藝流程，本文利用Aspen Plus流程模擬軟件，針對相對揮發度依次遞增的四組二元物系（苯-氟苯、苯-正庚烷、苯-甲苯、苯-氯苯）分別開展了常規精餾和4種熱耦合精餾工藝（熱泵精餾塔、理想內部熱耦合精餾塔、內部熱耦合精餾塔簡化構型、差壓熱耦合精餾塔）的模擬研究，過程優化的目標函數為年均總費用最低。通過優化結果的對比可知，熱耦合精餾工藝在分離相對揮發度較小的物系時能耗相對較低，經濟性相對較好，其中又以熱泵精餾塔和差壓熱耦合精餾塔的效果最為顯著；而在相對揮發度較大的物系分離中，常規精餾則是較為合適的工藝選擇。此外，隨著投資回收期的減小，熱耦合精餾工藝相對于常規精餾工藝的優勢也有所下降。

關鍵詞：相對揮發度；熱耦合精餾；能耗；年均總費用

第一作者：李萱（1989—），女，碩士研究生。E-mail ark_xuan@163.com。

聯系人：高鑫，副教授。E-mail gaoxin@tju.edu.cn。

石油和化工行業是我國經濟產業的重要支柱，同時也屬于能量消耗大、易產生高污染的行業。蒸餾過程在石化行業的能耗中所占比例較大，其過程中低品位熱量的損失使分離過程的熱力學效率降低[1]。自20世紀中期起，降低蒸餾過程能耗的新工藝便層出不窮，節能熱耦合精餾技術自此開始發展起來[2]。

熱泵精餾作為節能熱耦合精餾技術手段之一，是一種對分離近沸點物系較為有效的節能工藝，目前已經被廣泛地應用于實際的工業生產中。該工藝的基本原理是將精餾塔塔頂蒸汽進行再壓縮，升溫升壓后作為熱源為塔底供熱，降低再沸器負荷。此工藝適用于塔頂塔底溫差較小，壓縮比較小，壓縮功率不大的分離過程[3]。

內部熱耦合精餾塔（HIDiC）作為熱耦合精餾節能技術的另一種實現形式，自1970年的原油危機后，也逐漸成為了人們研究、開發的重點領域[2]。在該工藝中，由于壓縮機提供的額外能量，使得精餾段的壓力、溫度得到提升，所以在整個體系中精餾段的每一級塔板均可作為熱源向提餾段的相應塔板供熱[4-5]。盡管HIDiC在理論上具有非常大的節能潛力，但其至今仍未有大規模的工業應用[2]。其主要原因一方面在于該工藝中壓縮機的功率一般較大，由此導致電費以及壓縮機投資費用較高[6]。另一方面，理想的HIDiC模型中傳熱過程發生在精餾段與提餾段每一塊對應的塔板之間，操作過程甚至不需要冷凝器和（或）再沸器，但這也同時帶來了新的問題，即塔間換熱設備設計的復雜性以及相應較大的固定成本投資[7-8]。最近，有很多學者指出，一些經設計簡化的HIDiC構型比理想HIDiC具有更好的經濟性和可行性[9-11]。

此外，差壓熱耦合精餾技術也被廣泛應用于高能耗、近沸點物系的分離過程中[12]，其基本原理為將常規精餾塔分割為兩個壓力不同的塔段，高壓塔為常規精餾塔的精餾段，低壓塔為提餾段，利用高壓塔塔頂高溫蒸汽加熱低壓塔塔底液體。該熱耦合操作可大大節約能耗。

化工生產中待分離的物質眾多，每類物系又具有不同的特點，各類熱耦合精餾工藝適宜的分離范圍，一直以來是人們研究和探討的重點問題。本文利用Aspen Plus模擬分析計算的方法，以待分離物系相對揮發度的差異為界定條件，針對相對揮發度不同的四組物系進行了5種工藝的優化設計，5種精餾工藝分別為常規精餾塔（CDiC）、熱泵精餾塔（VRC）、理想HIDiC精餾塔（ideal-HIDiC）、HIDiC塔簡化構型（sim-HIDiC）以及差壓熱耦合塔[12]（PSTC），優化的目標函數為年均總費用（TAC）。并將計算結果進行對比，以期望得到每種物系較為適宜的分離工藝。

1　分離目標和經濟計算基礎

四組二組元物系的相關性質列于表1，相對揮發度的覆蓋范圍為1.14～4.66，對應沸點差的范圍為4.89～50.27K。相對揮發度的定義式如式(1)。

式中，yA為氣相中易揮發組分的摩爾分數；yB為氣相中難揮發組分的摩爾分數；xA為液相中易揮發組分的摩爾分數；xB為液相中難揮發組分的摩爾分數。

通過Aspen Plus模擬得到的汽液相組成數據，可以計算得到每組物質的平均相對揮發度，如表1所示。

本文的基本操作條件如表2所示。

表1　待分離的四組二組元物系

表2　待分離物系的操作條件

本文的目標函數為年均總費用（TAC，$/年），其計算公式如式(2)。

式中，OC為年操作費用，$/年；CC為總設備投資，$；θ為投資回收期，年。

本文另一參考指標總能耗（QE，kW）的計算公式如式(3)[13]。

式中，QR為再沸器負荷，kW；Qcomp為壓縮機功率，kW。式(3)中Qcomp前的系數3代表當壓縮機的功率確定時，所消耗的能量若用與再沸器相同的標準來計算時需添加的轉化因子。工藝中設備費用的估算公式均參考Douglas所著的《Conceptual design of chemical processes》一書，關鍵項目塔徑（D，m）、塔高（H，m）、塔板費用（TC，＄）、換熱設備傳熱面積（A，m）、換熱設備費用（HEC，＄）、壓縮機費用（CPC，＄）計算如式(4)～式(10)[14]。

式中，V為塔板氣相流率，mol/s；M為塔板平均摩爾質量，g/mol；T為塔板溫度，K；P為塔板壓力，kPa。

在計算出每個平衡級的對應直徑后，整塔的直徑取所有直徑中的最大值。

式中，N為塔板總數。

本文中所有塔板均按理論板計算。

式中，M&S為Marshall & Swift 經濟因子；C為壓力因子，取值見表3[7]。

式中，Q為換熱器負荷，kW；U為換熱器傳熱系數，kW/(m2?K）；ΔT為傳熱溫差，K。

式中，C'為換熱器類型因子，取值見表4[7]。

式(10)中壓縮機功率的應用范圍是：22

經濟計算過程中用到的相關參數值如表5所示[8]。

表3　壓力因子C的取值

表4　換熱器類型因子C' 的取值

表5　計算過程參數表

2　優化過程與結果討論

2.1苯-氟苯體系

2.1.1常規與熱泵精餾工藝

本文首先對苯-氟苯體系的常規精餾塔和熱泵精餾塔進行了模擬優化，常規精餾塔的最優理論板數約為180，進料板為第132塊。熱泵精餾塔在此基礎上，影響其經濟性的唯一可優化參數為壓縮機的壓縮比（CR），其結構示意圖如圖1所示。此外，在本工藝中承擔熱耦合任務的大功率換熱器，與后文中內部熱耦合塔簡化構型（sim-HIDiC），差壓熱耦合塔（PSTC）中的換熱器一起，在本文中統稱為塔外換熱器。VRC壓縮比（CR）的優化結果如圖2所示，當CR<1.2時，換熱器內冷熱流體溫度交叉，不滿足換熱條件；當CR=1.3時，對應的TAC最小。

圖1　熱泵精餾塔構型示意圖（苯-氟苯）

圖2　熱泵精餾塔壓縮比優化結果（苯-氟苯）

2.1.2理想內部熱耦合精餾工藝

圖3對應的為苯-氟苯體系理想內部熱耦合精餾塔（ideal-HIDiC）的結構示意圖。在該構型中，提餾段和精餾段的塔板數與常規精餾塔取相同的設計值，即提餾段為49塊塔板（包括再沸器），精餾段為131塊塔板，塔間熱耦合采取上端對齊方式，設計優化的結果需保留提餾段塔底再沸器，精餾段塔頂則不需要提供回流，熱耦合形成的塔內回流量可以滿足精餾分離要求。同時，需要提及的是，在本文中對于這些設置于兩塔間且數量較多的熱交換設備，其相關操作參數與投資計算均與OLUJIC等[7]的研究中一致，在本文中統稱為理想HIDiC塔間換熱設備。由于提餾段的壓力固定為1bar（1bar= 105Pa），因此在該工藝中，待優化的參數為精餾段壓力（Prec），優化結果如圖4所示，當Prec=1.3bar時，對應TAC最小。圖5為理想HIDiC兩塔段汽液流量變化圖。塔間的熱耦合從精餾段取熱，使得精餾段每塊塔板上的上升氣體部分冷凝，冷凝后的液體又回到該塔板上，這樣進入上一層塔板的氣相流量就會相應減少，流入下一層塔板的液相流量會相應增加，從整體上看，就會顯示出從耦合段底部塔板到頂部氣相流量依次下降，從頂部塔板到底部液相流量依次上升的流量變化圖。相反，對于提餾段來說，從耦合段的底層塔板到頂層氣相流量由于積累依次增大，從頂層到底層液相流量由于被層層蒸發依次下降。

圖3　理想HIDiC構型示意圖（苯-氟苯）

圖4　理想HIDiC精餾段壓力優化結果（苯-氟苯）

圖5　理想HIDiC兩塔汽液相流量圖（苯-氟苯）

2.1.3內部熱耦合精餾塔簡化構型

圖6所示為苯-氟苯體系內部熱耦合精餾塔簡化構型（sim-HIDiC）的結構示意圖。在此工藝中，兩塔間的熱耦合采用了一個大功率的換熱器代替了理想HIDiC中眾多的小功率換熱設備。換熱器的取熱位置一端為提餾段最底層塔板（除去再沸器），另一端為平行對應的精餾段塔板。相應地，當提餾段的壓力固定為1bar時，工藝中的操作參數——精餾段壓力（Prec）優化結果如圖7所示，當Prec=1.25bar時，TAC取得最小值。圖8為sim-HIDiC兩塔段汽液流量變化圖，精餾段上部位于熱耦合板之前的塔板上的液相流量極小，這是由較小的回流比造成的，所以該塔段起到的分離作用很小。由液相組成圖9可以看出，該段內液相中輕重組分的組成基本保持不變，所以從精餾段中段取熱的設計會造成部分塔段的浪費，且換熱位置越靠近精餾段底部對分離越不利。

圖6　HIDiC簡化構型示意圖（苯-氟苯）

圖7　sim-HIDiC精餾段壓力優化結果（苯-氟苯）

圖8　sim-HIDiC兩塔汽液相流量圖（苯-氟苯）

圖9　sim-HIDiC液相組成圖（苯-氟苯）

2.1.4差壓熱耦合精餾工藝

圖10為差壓熱耦合精餾塔（PSTC）的結構示意圖，在此構型中，精餾段頂部蒸氣與提餾段底部液體進行換熱，經熱交換后的蒸氣經冷凝器全凝后一部分作為產品采出，一部分作為精餾段塔頂回流。圖11為精餾段壓力優化圖（提餾段壓力為1bar），該壓力直接影響著壓縮機功率和換熱器面積等重要工藝參數，當Prec=1.25bar時，該工藝經濟性最優。

圖10　差壓熱耦合構型示意圖（苯-氟苯）

圖11　PSTC精餾段壓力優化結果（苯-氟苯）

2.1.5各工藝的比較

表6是苯-氟苯體系各塔工藝的詳細設計結果，結合圖12（操作費用占總費用的比例圖），圖13（設備費用占總費用的比例圖），可以對各工藝進行對比分析。由表6可以看出，CDiC的總費用遠遠高于其他塔工藝，再由圖12，CDiC的操作費用約占總費用的84.1%，而操作費用的絕大部分來自低壓蒸汽，所以采用常規精餾塔分離沸點差約為5℃的苯-氟苯將會消耗大量蒸汽能耗，經濟成本較高。對于4個熱耦合方式不同的節能工藝，其經濟成本也因為操作狀態的不同有所差異，但壓縮機的電費均占據了操作費用的大部分比例（圖12），設備費用則均主要由塔殼、塔外換熱器（ideal-HIDiC塔間換熱設備）、壓縮機組成（圖13），且設備費占總費用的比例均高于操作費，說明在一定程度上能源的節約需要以更復雜的塔工藝和更高昂的固定資產投資為代價。

表6　苯-氟苯體系各塔工藝詳細設計結果

圖12　各項操作費用占總費用的比例（苯-氟苯）

圖13　各項設備費用占總費用的比例（苯-氟苯）

ideal-HIDiC作為4個熱耦合工藝中總費用最高的，主要是由于在設備費用方面，安置于兩塔間數量眾多的換熱設備費用較高，壓縮機費用也由于較大的功率在4個工藝中投資最大，造成壓縮機功率較大的原因是滿足兩塔間的換熱條件需要一定的壓縮比，且在提餾段內氣相流量從塔底到塔頂不斷積累，使得最后通過壓縮機的氣相流量較大，也由于這個原因，其消耗的電費也在4個工藝中最高。sim-HIDiC較ideal-HIDiC在總費用上減少了18.5%，由于兩塔間使用單個換熱器，其在塔間換熱設備方面較ideal-HIDiC節約了48.1%。但值得注意的是，該工藝在塔板、塔殼費用方面均高于其他工藝，且通過壓縮機的氣相流量也最大，說明該工藝在操作過程中塔板的汽液負荷較大，其中原因很有可能是因為由于塔外換熱器的換熱位置選取不當，使得約占精餾段36%塔段的塔板沒有得到有效的利用。PSTC和VRC經濟費用相對較小，分別占CDiC的40.7%和39.1%。在操作費用上，PSTC小于VRC，這不僅由于在PSTC中不需要再沸器從而節約了蒸汽費用，還由于當處在各自最優操作條件下時，PSTC的壓縮比小于VRC工藝，使得其電費也較VRC有所降低。但在設備費用方面，PSTC由于其塔外換熱器的負荷較大，且換熱溫差較小，所以其換熱器費用較VRC高出55.5%，最終導致其年均總費用略高于VRC。

2.2優化結果分析與投資回收期的討論

2.2.1所有體系的優化結果分析

由表7結合上節苯-氟苯優化結果可以看出，各分離物系所需的塔板數有所不同，這帶來了某些塔工藝構型上的變化。苯-正庚烷體系各塔工藝構型與苯-氟苯體系一致，即在ideal-HIDiC中提餾段采取與精餾段上端對齊的換熱方式，sim-HIDiC中精餾段一端的換熱塔板位置與提餾段最底層塔板平行；苯-甲苯體系中由于提餾段塔板數多于精餾段，在ideal-HIDiC中精餾段采取與提餾段下端對齊的方式進行換熱，sim-HIDiC中提餾段底層塔板則與精餾段中部第6塊塔板進行換熱；苯-氯苯體系中，ideal-HIDiC的精餾段與提餾段等板換熱，sim-HIDiC中提餾段底層塔板與精餾段中部第6塊塔板換熱。

表7　其他分離體系設計優化結果

隨著待分離體系相對揮發度不斷增大，各塔工藝最優的理論板總數不斷減少，各節能工藝中壓縮機的壓縮比有所增大，壓縮比增大的原因是分離所需的能耗減少了，塔內汽液相負荷下降，壓縮機的電費和投資費用相應降低，此時換熱器雖然承擔的熱耦合功率降低，但若維持原有換熱溫差和換熱面積，其所需的投資費用仍將是工藝經濟性不平衡的主要矛盾所在。因此，經優化后的各節能工藝中，壓縮比均呈現遞增關系，以增大換熱器換熱溫差，減小換熱面積和投資費用，使操作費用和設備費用重新回到了一個使年均總費用最低的最佳平衡點。在總能耗方面，由相對難分離的苯-氟苯到相對易分離的苯-氯苯，常規精餾塔呈現下降趨勢；且從表7中可以看出，VRC和PSTC在所有塔工藝中能耗較低。

圖14表示的是針對不同待分離體系的不同精餾工藝的操作費用（OC）對比圖，由圖14可以較為清楚地看出，各分離體系中操作費用最低的或為PSTC（苯-氟苯，苯-氯苯），或為VRC（苯-正庚烷，苯-甲苯）。在苯-氟苯和苯-正庚烷兩體系中，CDiC的操作費用遠大于其他精餾工藝，而在苯-氯苯體系中，CDiC的操作費用甚至小于sim-HIDiC和ideal-HIDiC。

圖15表示的是各分離體系下不同塔工藝的設備費用（CC）對比結果，4個分離體系下CDiC的設備費用均是所有塔工藝中最低，而最高的幾乎均為ideal-HIDiC，除了苯-氯苯體系，而顯然該體系已不適合用熱耦合節能工藝進行分離，這一點在圖16（各體系下不同塔工藝的年均總費用（TAC）對比圖）中能夠更加清楚地表現出來。

由圖16可知，在除苯-氯苯外的其他分離體系下，年均總費用最小的塔工藝均為VRC，而苯-氯苯體系由于具有較大的相對揮發度，常規精餾是其最佳的分離方式。此外，在苯-氟苯和苯-正庚烷體系中，PSTC的總費用分別僅高于VRC 4%和3%，說明該工藝在分離近沸點物系時同樣具有一定的經濟可行性。

圖14　各體系下不同塔工藝的操作費用對比圖

圖15　各體系下不同塔工藝的設備費用對比圖

圖16　各體系下不同塔工藝的年均總費用對比圖

2.2.2投資回收期的討論

以上各工藝對年均總費用（TAC）的計算都是以投資回收期θ=10年為基礎的，本節主要對θ=5、θ=3時的TAC情況進行討論。計算結果分別如圖17、圖18所示。由圖可以看出，隨著投資回收期的減小，熱耦合精餾工藝相對于常規精餾工藝的優勢有所降低。當投資回收期θ=5年時，在相對揮發度較低的苯-氟苯和苯-正庚烷體系中，VRC和PSTC等熱耦合工藝的TAC仍低于CDiC，但對于苯-甲苯、苯-氯苯體系，熱耦合精餾工藝均不再適用；當投資回收期θ=3年時，僅在相對揮發度最小的苯-氟苯體系中，VRC、PSTC、sim-HIDiC的TAC較CDiC具有優勢。由于投資回收期的減小僅影響年設備費用，即在總設備費用不變的情況下增加了年設備成本，而年操作費用不受影響，所以由此可以說明，VRC等熱耦合精餾工藝在公用工程等操作費用上具有很大的節能潛力，但其設備投資相比于常規精餾塔相應較大。

圖17　投資回收期為5年時的年均總費用對比圖

圖18　投資回收期為3年時的年均總費用對比圖

3　結　論

依次對相對揮發度遞增的4個二組元物系進行了常規精餾和熱耦合節能精餾工藝的模擬優化研究，4個二組元物系依次為：苯-氟苯（1.14）、苯-正庚烷（1.26）、苯-甲苯（2.49）和苯-氯苯（4.66）。熱耦合節能工藝依次為：熱泵精餾（VRC）、理想內部熱耦合精餾（ideal-HIDiC）、內部熱耦合精餾簡化構型（sim-HIDiC）、差壓熱耦合精餾（PSTC），優化的目標函數為年均總費用（TAC）最低，所得結論如下。

（1）熱耦合精餾工藝在分離相對揮發度較小（沸點差較小）的物系時，相比于常規精餾表現出良好的節能效果和經濟優勢；隨著物系的相對揮發度不斷增大，熱耦合工藝的優勢逐漸減小甚至消失。

（2）在熱耦合精餾工藝適宜的分離場合下，相比于其他節能工藝，熱泵精餾塔具有最好的經濟效益，其次為差壓熱耦合塔，理想內部熱耦合塔以及內部熱耦合塔簡化構型在經濟性方面并不具有競爭優勢。

（3）內部熱耦合塔的換熱形式和換熱器換熱位置均對最終的經濟評價具有重要的影響。比如，若在ideal-HIDiC中減少塔間換熱設備的數量，在sim-HIDiC精餾段一端選取靠近塔頂的換熱位置，將使塔工藝在經濟費用方面所有下降。

（4）隨著投資回收期的減小，熱耦合精餾工藝相對于常規精餾工藝的優勢有所降低，這主要是由其較大的設備投資費用造成的。

符號說明

A——換熱設備傳熱面積，m2

C——壓力因子，量綱為1

C' ——換熱器類型因子，量綱為1

CC——總設備投資，$

CDiC——常規精餾塔

CPC——壓縮機費用，$

CR——壓縮比，量綱為1

CSC——塔殼費用，$

D——塔徑，m

H——塔高，m

HEC——換熱設備費用，$

HIDiC——內部熱耦合精餾塔

ideal-HIDiC——理想內部熱耦合精餾塔

M——塔板上物料平均摩爾質量，g/mol

M&S——Marshall & Swift 經濟因子，量綱為1

N——塔板總數

OC——年操作費用，$/a

P——塔板壓力，kPa

Prec——精餾段壓力，bar

PSTC——差壓熱耦合塔

Q——換熱器負荷，kW

Qcomp——壓縮機功率，kW

QE——總能耗，kW

QR——再沸器負荷，kW

sim-HIDiC——內部熱耦合精餾塔簡化構型

T——溫度，K

TAC——年均總費用，$/a

TC——塔板費用，$

U——換熱器傳熱系數，kW/(m2?K)

VRC——熱泵精餾塔

V——塔板氣相流率，mol/s

xA——液相中易揮發組分的摩爾分數，量綱為1

xB——液相中難揮發組分的摩爾分數，量綱為1

yA——氣相中易揮發組分的摩爾分數，量綱為1

yB——氣相中難揮發組分的摩爾分數，量綱為1

α——相對揮發度

θ——投資回收期，年

Δ——差值

下角標

A——易揮發組分

B——難揮發組分

comp——壓縮機

E——能量

R——再沸器

rec——精餾段

參考文獻

[1] 李鑫鋼. 蒸餾過程節能與強化技術[M]. 北京：化學工業出版社，2012.

[2] KISS A A. Advanced distillation technologies：design，control and applications[M]. New York：John Wiley & Sons，2013.

[3] JANA A K. Heat integrated distillation operation[J]. Applied Energy，2010，87（5）：1477-1494.

[4] OLUJIC Z，FAKHRI F，de Rijke A. Internal heat integration - the key to an energy-conserving distillation column[J]. Journal of Chemical Technology & Biotechnology，2003，78（2-3）：241-248.

[5] NAKAIWA M，HUANG K，ENDO A. Internally heat-integrated distillation columns：a review[J]. Chemical Engineering Research and Design，2003，81（1）：162-177.

[6] SHENVI A A，HERRON D M，Agrawal R. Energy efficiency limitations of the conventional heat integrated distillation column （HIDiC） configuration for binary distillation[J]. Industrial & Engineering Chemistry Research，2010，50（1）：119-130.

[7] OLUJI? ?，SUN L，de Rijke A. Conceptual design of an internally heat integrated propylene-propane splitter[J]. Energy，2006，31（15）：3083-3096.

[8] SUPHANIT B. Design of internally heat-integrated distillation column（HIDiC）：uniform heat transfer area versus uniform heat distribution[J]. Energy，2010，35（3）：1505-1514.

[9] CHEN H，HUANG K，WANG S. A novel simplified configuration for an ideal heat-integrated distillation column（ideal HIDiC）[J]. Separation and Purification Technology，2010，73（2）：230-242.

[10] CHEN D，YUAN X，XU L. Comparison between different configurations of internally and externally heat-integrated distillation by numerical simulation[J]. Industrial & Engineering Chemistry Research，2013，52（16）：5781-5790.

[11] SUPHANIT B. Optimal heat distribution in the internally heat-integrated distillation column（HIDiC）[J]. Energy，2011，36 （7）：4171-4181.

[12] 李洪，李鑫鋼，羅銘芳. 差壓熱耦合蒸餾節能技術[J]. 化工進展，2008，27（7）：1125-1128.

[13] KUMAR V，KIRAN B，JANA A K. A novel multistage vapor recompression reactive distillation system with intermediate reboilers[J]. AIChE Journal，2013，59（3）：761-771.

[14] DOUGLAS J M. Conceptual design of chemical processes[M]. New York：McGraw-Hill，1988.

綜述與專論

Simulation on heat integrated distillation technology

LI Xuan1，2，LI Hong1，2，GAO Xin1，2，LI Xingang1，2，3
（1School of Chemical Engineering and Technology，Tianjin University，Tianjin 300072，China；2National Engineering Research Centre of Distillation Technology，Tianjin 300072，China；3Collaborative Innovation Center of Chemical Science and Engineering (Tianjin)，Tianjin 300072，China）

Abstract：To know more about the application scope of heat-integrated distillation technology and acquire optimal column schemes，based on four binary systems with increasing relative volatility，the conventional distillation column and four heat-integrated distillation column configurations (a vapor recompression distillation column，an ideal internally heat-integrated distillation column，a simplified internally heat-integrated distillation column，a pressure-swing thermal-coupled distillation column) were optimized for minimizing total annual cost in this work with Aspen Plus. The heat-integrated distillation columns would show lower energy consumption and better economic performance when separating mixtures with close relative volatility，among which the vapor recompression and pressure-swing thermal-coupled distillation columns were the most promising ones. The conventional distillation column was an appropriate choice for mixtures of which relative volatility was relatively large. In addition，as payback period decreased，the economic advantage of heat-integrated distillation columns would also drop compared to the conventional distillation column.

Key words：relative volatility；heat-integrated distillation；energy consumption；total annual cost

基金項目：國家自然科學基金項目（21336007）。

收稿日期：2015-04-29；修改稿日期：2015-05-15。

DOI：10.16085/j.issn.1000-6613.2016.01.007

中圖分類號：TQ 028

文獻標志碼：A

文章編號：1000–6613（2016）01–0048–09