變壓-塔頂蒸汽再壓縮精餾分離甲苯-正丁醇體系優化工藝

朱兆友，劉興振，李 鑫，孫 科，王英龍（.青島科技大學，山東 青島 6604；.山東新華制藥股份有限公司，山東 淄博 55000）

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工藝與裝備

變壓-塔頂蒸汽再壓縮精餾分離甲苯-正丁醇體系優化工藝

朱兆友1，劉興振1，李 鑫1，孫 科2，王英龍1
（1.青島科技大學，山東 青島 266042；2.山東新華制藥股份有限公司，山東 淄博 255000）

摘要：針對變壓精餾分離甲苯-正丁醇的高能耗問題，采用塔頂蒸汽再壓縮熱泵技術對變壓精餾進行改造。利用Aspen Plus流程模擬軟件，以年度總費用（TAC）最小為目標函數，利用序貫迭代法確定變壓精餾、變壓-塔頂蒸汽壓縮式熱泵精餾的最優工藝參數。從節能和經濟的角度對工藝進行評價，結果表明：變壓-塔頂蒸汽壓縮式熱泵精餾更具有優勢。

關鍵詞：變壓精餾；甲苯-正丁醇；年度總費用；變壓-塔頂蒸汽壓縮式熱泵精餾

在化工領域中，甲苯和正丁醇是常用的溶劑［1］，兩者能形成二元最低共沸物。目前，為得到高純度的甲苯和正丁醇產品，通常采用一些特殊精餾方法［2-4］，如變壓精餾、共沸精餾、萃取精餾等，這些精餾方式通常能夠得到高純度產品，但耗能較高。國內有學者采用雙效變壓精餾工藝分離該體系［5］，利用兩塔壓力的不同改變該體系的共沸組成，再利用高壓塔的塔頂蒸汽潛熱加熱低壓塔的塔釜物料，從而達到節能的效果，這種節能方式在理論上是可行的，但在實際生產中不易操作且對兩塔壓差有一定的要求。

本研究在變壓精餾的基礎上，利用Aspen Plus流程模擬軟件，結合塔頂蒸汽再壓縮技術對變壓精餾進行改造［6］，建立以年度總費用（TAC）最小為目標函數的優化方法，對變壓精餾和變壓-塔頂蒸汽壓縮式熱泵精餾進行系統研究，以期獲得最優工藝參數。

1　熱力學性質及壓力敏感性

1.1熱力學性質

對于甲苯-正丁醇體系的熱力學性質，已有學者［7］對該體系進行研究，通過實驗得出不同壓力下的氣液平衡數據，回歸結果表明可以采用NRTL物性方法來描述該體系的變壓精餾工藝。壓力對甲苯-正丁醇二元共沸混合物的共沸組成和溫度的影響見圖1。甲苯-正丁醇體系在0.2、1.0 atm下的x-y曲線圖見圖2。

1.2壓力范圍的確定

對于低壓塔，塔頂蒸汽需確保使用冷卻水冷凝時有足夠的傳熱溫差。當低壓塔塔頂壓力為0.2 atm時，塔頂蒸汽溫度為60.1 ℃，用冷卻水有足夠的傳熱溫差；當操作壓力小于0.2 atm時，塔頂蒸汽溫度繼續降低，不能保證與冷凝水之間有足夠的傳熱溫差；當操作壓力大于0.2 atm時，塔頂產物的組成接近進料組成，不利于分離共沸物，所以低壓塔壓力固定為0.2 atm。高壓塔的操作壓力選擇時，一方面應保證與低壓塔有足夠的壓力差，另一方面主要考慮塔底蒸汽的選擇，操作壓力越高，塔釜溫度越高，所需的加熱蒸汽壓力越大，故所需蒸汽費用也相應增大。

圖1　壓力對甲苯-正丁醇共沸組成和溫度的影響Fig.1 Impact of pressure on azeotropic composition and temperature of toluene/n-butyl alcohol azeotrope

圖2　甲苯-正丁醇體系在0.2、1.0 atm下的x-y圖Fig.2 x-y diagrams for toluene/n-butyl alcohol azeotrope at the pressure of 0.2 and 1.0 atm

1.3模擬規定

擬分離的物料參數如下：進料量10 kmol/h，常溫進料，其中甲苯70 mol%，正丁醇30 mol%。規定分離得到的產品中，甲苯99.9 mol%，正丁醇99.9 mol%。

2　費用模型及模擬規定

2.1費用模型

采用由Turton等［8］給出的計算方法，以TAC作為目標函數，使用序貫迭代法優化搜索確定最優設計參數。TAC為操作成本與設備投資的總和，其中設備投資定義為回收期內每年的設備投資，操作成本即每年的能耗成本，設備回收期設為5 a。

精餾系統的主設備包括塔、換熱器和壓縮機。塔直徑由Aspen Plus中的“Tray Sizing”功能得出。由模擬結果提供的換熱器熱負荷數據計算傳熱面積，從而計算換熱器設備成本。與主設備成本相比，其它設備的成本則小很多，忽略不計。

操作成本包括冷凝器中使用的冷卻水、再沸器中使用的蒸汽的成本和塔頂蒸汽壓縮的電力成本。公用工程價格由成本估計軟件CAPCOST獲得，操作時間按每年8 000 h計。

本文主要通過節能效率來評價工藝的節能效果。節能效率=（變壓精餾年度總費用-變壓-熱泵精餾年度總費用）/變壓精餾年度總費用［9］。

2.2優化方案

變壓精餾和變壓-熱泵精餾的工藝優化過程就是以年度總費用（TAC）最小為目標函數，對兩塔的理論板數、進料位置、回流比以及循環物流的進料位置進行優化。

普通變壓精餾優化步驟如下：

（1）以簡捷法計算的值為初值，固定兩塔的操作壓力和理論板數；

（2）固定低高壓塔、循環物流的進料位置NF1，NF2，NREC；（3）固定低高壓塔回流比R1、R2；

（4）通過Aspen Plus 軟件的“Design spec/vary”功能調整塔底產品流率，以此來滿足目標產品質量規定；

（5）改變兩塔的理論板數，直到TAC最小；

（6）改變兩塔的進料位置，直到TAC最小；

（7）改變兩塔的回流比，直到TAC最小；

（8）當TAC最小時，停止優化。否則，回到步驟（5），繼續優化，直至TAC最小。

變壓-塔頂蒸汽壓縮式熱泵精餾具體優化步驟如下：（1）由普通變壓精餾的工況確定低高壓兩塔的操作壓力P1、P2；（2）確定兩塔的初始參數：兩塔理論板數及低壓塔回流比；（3）確定熱泵工藝初始參數：塔頂蒸汽流量、節流閥出口壓力、壓縮機出口壓力；（4）改變兩塔的理論板數NT1、NT2，至TAC最小；（5）改變低高壓塔及循環物流的進料位置NF1，NF2，NREC，至TAC最小；（6）改變低壓塔回流比，至TAC最小；（7）改變壓縮機的出口壓力，至TAC最小；（8）改變節流后換熱工質和塔頂蒸汽的溫度差，至TAC最小；（9）改變壓縮后蒸汽與塔釜液節流后溫差值，至TAC最小；（10）改變壓縮后蒸汽溫度與塔釜液的溫差值，至TAC最小；（11）如果TAC值最小，則停止優化。否則，回到步驟（5）繼續優化。每改變一次理論板數，其它變量需重新優化，直至TAC最小。

3　模擬優化

3.1變壓精餾的優化

對于變壓精餾工藝，探究不同高壓塔的操作壓力組成對TAC的影響，如表1所示。

表1　不同精餾形式下的甲苯-正丁醇分離經濟效果對比Table 1　Comparison of economic effects for separating toluene/n-butyl alcohol with different distillation forms

從表1可以看出，隨著高壓塔操作壓力的增加，每年設備投資費用逐漸變小，操作費用先減小后增加，當高壓塔的操作壓力達到2 atm時，塔的操作費用大幅度增加，因為此時高壓塔塔釜用低壓蒸汽已不能滿足要求，需用中壓蒸汽加熱。從上表可以看出，當高壓塔操作壓力為1 atm時，TAC最小。

確定低高壓塔的操作壓力后，按照變壓精餾的優化方案，得到變壓精餾最佳工藝條件為：低、高壓塔的理論板數為NT1 =20、NT2=40，低高壓塔及循環物流的進料位置分別為 NF1=8、NF2=30、NREC=13，低高壓塔回流比為R1=0.4、R2=1.2，最小TAC為187 392.5$/a。普通變壓精餾的最佳工藝流程如圖3所示。

圖3　變壓精餾最優工藝流程圖Fig.3 Optimal process flowsheet for pressure-swing distillation

3.2 變壓-塔頂蒸汽壓縮式熱泵精餾優化

高壓塔塔頂氣體采出量由基本工藝確定，但該流量略大于產品流量和回流量之和，在模擬過程中，通過逐步調節其采出量，直至達到兩組分分離要求。壓縮機出口壓力的確定需滿足兩個條件，一是足夠的傳熱溫差，通常冷熱流體的溫差在 10 ℃左右，二是滿足熱負荷的要求，壓縮后的溫度必須足以提供塔釜所需的熱負荷。在整個模擬的過程中，通過調節各個操作參數，從而滿足壓縮后的氣體與塔釜液換熱后全部液化，同時塔釜液全部汽化的條件，壓縮后的氣體溫度比釜液溫度高10 ℃左右（圖4）。

圖4　變壓-塔頂蒸汽壓縮式熱泵精餾Fig.4 Flowsheet of PS-top MVRHP distillation

由上述變壓精餾過程可以確定低高壓塔的操作壓力分別為0.2、1 atm。按照上述變壓-熱泵精餾的工藝優化方案對流程進行優化，可以得出最優的工藝參數：低高壓塔以及循環物流的進料位置分別為NF1=9、NF2=26、NREC=12，低壓塔的回流比為R1=0.5，低高壓塔的理論板數分別為 NT1=17，NT2=40。變壓-塔頂蒸汽壓縮式熱泵精餾工藝的最小TAC為$152 816.9。其最佳工藝流程如圖5。

圖5　變壓-塔頂蒸汽壓縮式熱泵精餾工藝流程Fig.5 Optimal flowsheet of PS-top MVRHP distillation

3.3 不同精餾形式下的節能和經濟效果對比分析

通過對普通變壓精餾和變壓-塔頂蒸汽壓縮式熱泵精餾的模擬優化得到最佳的工藝參數，對這兩種工藝方案的節能和經濟效果進行對比分析，對比結果如表2所示。

表2　不同精餾形式下的甲苯-正丁醇分離經濟效果對比Table 2　Comparison of economic effects for separating toluene/n-butyl alcohol with different distillation forms

從表 2可以看出，變壓精餾工藝的操作費用較高，其中蒸汽費用占絕大部分，雖然變壓-塔頂蒸汽壓縮式熱泵精餾工藝中消耗大量的電能，但電能費用遠小于變壓精餾的蒸汽費用。變壓-塔頂蒸汽壓縮式熱泵精餾的設備費用比變壓精餾高，主要是因為增加了壓縮機的設備費。從兩種工藝的年度總費用對比可知，變壓-塔頂蒸汽壓縮式熱泵精餾相比普通變壓精餾節能效率達到18.4%，大大降低了變壓精餾的能耗。

4　結束語

本文利用Aspen Plus模擬軟件，采用NRTL物性方法，以年度總費用為目標函數，采用序貫迭代法對普通變壓精餾和變壓-塔頂蒸汽壓縮式熱泵精餾工藝進行優化，在滿足甲苯、正丁醇的摩爾分數分別為99.9%、99.9%的條件下，得到最優的工藝參數。變壓-塔頂蒸汽壓縮式熱泵精餾工藝雖然比變壓精餾增加了設備投資，但操作費用會大大降低，通過兩種工藝方案的年度總費用對比可知，變壓-塔頂蒸汽壓縮式熱泵精餾比變壓精餾的節能效率更好、更有優勢。

參考文獻：

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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

中圖分類號：TQ 028

文獻標識碼：A

文章編號：1671-0460（2016）01-0162-04

收稿日期：2015-09-07

作者簡介：朱兆友（1961-），男，江蘇淮安人，教授，碩士，1994年畢業于青島化工學院，研究方向：主要研究方向為過程工業節能減排與資源優化。E-mail：huagongyl@163.com。

通訊作者：王英龍（1978-），男，副教授，博士，研究方向：化工過程模擬與系統集成、流體相平衡與熱力學模擬、化工過程強化與工藝節能、環境污染控制與廢棄物資源化。E-mail：yinglongw@126.com。