李 靜，王克良，付 強(qiáng)，連明磊，葉 昆

（1. 六盤(pán)水師范學(xué)院 化學(xué)與材料工程學(xué)院，貴州 六盤(pán)水 553004；2.中國(guó)石油工程建設(shè)有限公司華北分公司，河北 任丘 062550）

精餾是化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)最常見(jiàn)的分離方法，主要是利用液體混合物各組分之間的揮發(fā)性能不同，使混合物得以分離[1-3]。 然而，在很多化工生產(chǎn)過(guò)程中， 針對(duì)共沸物以及一些沸點(diǎn)接近的混合物，采用普通精餾分離則比較困難，目前多采用一些特殊的精餾工藝進(jìn)行分離，如萃取精餾、共沸精餾和變壓精餾等[4-6]。

在煤制合成燃料的費(fèi)托合成工藝中，副產(chǎn)物丙酮-甲醇會(huì)混合在一起，對(duì)廢液中的丙酮-甲醇回收，不僅能夠減少對(duì)環(huán)境的污染，還能增加經(jīng)濟(jì)效益[7-8]。常壓下，丙酮-甲醇會(huì)形成難以分離的共沸物[9-10]。 萃取精餾分離此類(lèi)共沸物是加入沸點(diǎn)較高的第三組分作為萃取劑， 提高原二元組分之間的相對(duì)揮發(fā)度，來(lái)達(dá)到分離的目的[11-12]。 變壓精餾則是利用共沸組成隨著壓力變化而變化，通過(guò)調(diào)節(jié)高、低壓塔的壓力來(lái)改變其共沸組成，進(jìn)而跨過(guò)精餾邊界，完成分離[13-15]。

楊建明等[16]針對(duì)乙醇胺-三乙烯二胺共沸物的分離采用了常規(guī)變壓精餾工藝和雙效變壓精餾工藝，并比較了兩種工藝的能耗。 Luo等[17]探索了用變壓蒸餾和萃取蒸餾分離異丙醇-二異丙醚的方法，并對(duì)這兩種方法的優(yōu)化設(shè)計(jì)和動(dòng)態(tài)控制進(jìn)行了研究比較。 韓禎等[18]對(duì)變壓精餾分離異丙醇和乙酸異丙酯共沸物進(jìn)行了模擬，并應(yīng)用熱集成技術(shù)，最終能耗節(jié)約28.5%。

本文基于完全熱集成技術(shù)，即利用高壓塔塔頂?shù)母邷匚锪髯鳛榈蛪核俜衅鞯募訜峤橘|(zhì)，采用Aspen Plus軟件考察了變壓精餾分離丙酮-甲醇共沸物的最佳工藝。 以期為此類(lèi)醇酮共沸物的分離提供一些技術(shù)參考。

1 變壓精餾工藝

1.1 變壓精餾分離原理

圖1 壓力對(duì)丙酮-甲醇共沸物的影響Fig. 1 Effect of pressure on acetone-methanol azeotrope

本文采用UNIQUAC模型[19]對(duì)工藝流程進(jìn)行模擬計(jì)算。 圖1是操作壓力對(duì)丙酮-甲醇共沸溫度和共沸組成的影響?？梢钥闯?，壓力從101.325kPa升高到506.625kPa時(shí)， 相應(yīng)地丙酮的質(zhì)量分?jǐn)?shù)也從0.8636下降到0.6509，共沸溫度從55.24℃升高至107.09℃。說(shuō)明丙酮-甲醇共沸物對(duì)壓力變化敏感，可以采用變壓精餾工藝分離該共沸物。

1.2 工藝流程

丙酮-甲醇混合物進(jìn)料流率為3000kg/h，m丙酮:m甲醇為40 : 60，進(jìn)料溫度25℃，要求最終丙酮、甲醇產(chǎn)品質(zhì)量純度均達(dá)到99.9%。 丙酮-甲醇混合物的T-x/y相圖如圖2所示。 丙酮-甲醇混合物在低壓塔進(jìn)料， 則低壓塔塔釜采出物流B1近似為1800kg/h的高純度甲醇，塔頂共沸物D1加壓進(jìn)入高壓塔，高壓塔塔塔釜B2近似為1200kg/h的高純度丙酮， 塔頂為共沸物D2。 改變雙塔的壓力，跨過(guò)對(duì)應(yīng)壓力下的共沸組成，有效分離丙酮-甲醇。

圖2 丙酮-甲醇在兩個(gè)壓力下的T-x/y相圖Fig. 2 T-x/y phase diagram of acetone-methanol at two pressures

1.3 年度總費(fèi)用TAC

年度總費(fèi)用TAC是化工過(guò)程模擬優(yōu)化常用的經(jīng)濟(jì)費(fèi)用指標(biāo)，用來(lái)評(píng)價(jià)工藝方案的經(jīng)濟(jì)合理性和可行性。 本文采用Luben等[20]提出的計(jì)算依據(jù)，以TAC最小為目標(biāo)函數(shù)，來(lái)優(yōu)化各項(xiàng)設(shè)計(jì)變量，具體依據(jù)列于表1中。 設(shè)備投資包括塔體、塔釜再沸器和塔頂冷凝器等； 操作費(fèi)用包括低壓蒸汽和冷卻水等費(fèi)用。

表1 年度總費(fèi)用計(jì)算依據(jù)Table 1 Basis for calculating total annual cost

2 流程優(yōu)化

2.1 工藝優(yōu)化方法

本文以年度總費(fèi)用TAC最小為目標(biāo)函數(shù)， 對(duì)雙塔塔板數(shù)(NT1和NT2)， 低、 高壓塔的三個(gè)進(jìn)料位置(NF1，NFR和NF2)和回流比(RR1和RR2)總計(jì)七個(gè)操作變量進(jìn)行迭代優(yōu)化。 具體迭代優(yōu)化順序見(jiàn)圖3。

圖3 完全熱集成變壓精餾分離丙酮-甲醇過(guò)程優(yōu)化順序Fig. 3 Optimal sequence of acetone-methanol separation process by fully heat-integrated pressure swing distillation

2.2 雙塔回流比的優(yōu)化

針對(duì)低壓塔回流比RR1對(duì)高壓塔回流比、 冷凝器和再沸器的熱負(fù)荷影響進(jìn)行了分析，見(jiàn)圖4。 可以看出，RR1在1.9時(shí)，對(duì)應(yīng)的冷凝器和再沸器熱負(fù)荷最小，此時(shí)對(duì)應(yīng)的高壓塔回流比RR2為4.7。

圖4 低壓塔回流比RR1對(duì)高壓塔回流比RR2、冷凝器熱負(fù)荷QC2和再沸器熱負(fù)荷QR2的影響Fig. 4 Effect of low pressure column reflux ratio RR1 on high pressure column reflux ratio RR2, condenser heat load QC2 and reboiler heat load QR2

圖5 計(jì)算了雙塔不同回流比組合時(shí)對(duì)應(yīng)的TAC，結(jié)論和圖3是一致的， 即低壓塔回流比RR1為1.9，對(duì)高壓塔回流比RR2為4.7時(shí)，對(duì)應(yīng)的TAC最小，說(shuō)明此時(shí)能耗費(fèi)用在TAC中占據(jù)了主導(dǎo)。

圖5 回流比對(duì)年度總費(fèi)用TAC的影響Fig. 5 Effect of reflux ratios on total annual cost (TAC)

2.3 進(jìn)料位置的優(yōu)化

進(jìn)料位置會(huì)直接影響塔釜再沸器的熱負(fù)荷，進(jìn)而影響TAC。 圖6分析了原料、循環(huán)物流和高壓塔的進(jìn)料位置?？梢钥闯?，進(jìn)料位置對(duì)TAC的影響呈現(xiàn)了拋物線的趨勢(shì)，原料進(jìn)料位置在第38塊板，循環(huán)物流在第24塊板，高壓塔進(jìn)料在第17塊板，對(duì)應(yīng)了最小的TAC。

圖6 三個(gè)進(jìn)料位置對(duì)年度總費(fèi)用TAC的影響Fig. 6 Influence of the three feeding positions on TAC

2.4 塔板數(shù)的優(yōu)化

由圖2可知， 在全流程優(yōu)化中塔板數(shù)為最外層迭代循環(huán)。 在低壓塔塔板數(shù)優(yōu)化過(guò)程中，固定高壓塔塔板數(shù)為33塊， 計(jì)算了TAC隨低壓塔塔板數(shù)的變化，結(jié)果列于表2中。 可以看到，隨著低壓塔塔板數(shù)的增加，設(shè)備投資也逐漸增大，循環(huán)物流流率降低，相應(yīng)能耗費(fèi)用也逐漸降低， 在52塊塔板數(shù)，TAC最低。 因此確定低壓塔塔板數(shù)為52塊。

表2 低壓塔塔板數(shù)經(jīng)濟(jì)優(yōu)化結(jié)果Table 2 Economic optimization results of tray number of low pressure column

接下來(lái)，固定低壓塔塔板數(shù)為52塊，改變高壓塔塔板數(shù)，并計(jì)算對(duì)應(yīng)的設(shè)備投資和能耗費(fèi)用以及TAC，結(jié)果列于表3中。同低壓塔一樣，塔板數(shù)直接影響設(shè)備投資和循環(huán)物流流率，進(jìn)而影響能耗。 高壓塔塔板數(shù)為33塊時(shí)，對(duì)應(yīng)的TAC最小。

表3 高壓塔塔板數(shù)經(jīng)濟(jì)優(yōu)化結(jié)果Table 3 Economic optimization results of tray number of high pressure column

2.5 全流程優(yōu)化結(jié)果

全流程優(yōu)化完成后見(jiàn)圖7，基于TAC最小的原則確定了丙酮-甲醇混合物進(jìn)料流率為3000kg/h（m丙酮: m甲醇=40 : 60）的最佳工藝參數(shù)：低壓塔塔板數(shù)為52塊，丙酮-甲醇混合物和循環(huán)物流分別在第37塊和22塊位置進(jìn)料，回流比為1.8。高壓塔塔板數(shù)為33塊，進(jìn)料位置為第16塊，回流比為4.3。 高壓塔塔頂物流和低壓塔塔釜物流有40℃溫度，滿足完全熱集成的條件，熱集成負(fù)荷為1234.51kW。甲醇和丙酮的質(zhì)量分?jǐn)?shù)都達(dá)到了99.9%，滿足分離要求。

圖7 完全熱集成變壓精餾分離丙酮-甲醇工藝優(yōu)化流程Fig. 7 Optimum process of acetone-methanol separation by fully heat-integrated pressure swing distillation

3 結(jié)論

基于完全熱集成變壓精餾工藝模擬了丙酮-甲醇共沸物的分離過(guò)程。 基于相圖分析，確定了精餾序列。以全流程的年度總費(fèi)用TAC最小為目標(biāo)，對(duì)兩塔的塔板數(shù)、 進(jìn)料位置和回流比進(jìn)行了優(yōu)化設(shè)計(jì)。確定了丙酮-甲醇混合物（m丙酮: m甲醇=40 : 60）進(jìn)料流率為3000kg/h的最佳工藝參數(shù)： 低壓塔操作壓力為101.325kPa，塔板數(shù)為52塊，丙酮-甲醇混合物和循環(huán)物流分別在第37塊和22塊位置進(jìn)料，回流比為1.8；高壓塔操作壓力為506.625kPa，塔板數(shù)為33塊，進(jìn)料位置為第16塊，回流比為4.3。 高壓塔塔頂物流和低壓塔塔釜物流有43℃溫差，滿足完全熱集成的條件，熱集成負(fù)荷為1234.51kW。甲醇和丙酮純度達(dá)到了99.9%，滿足分離要求。 結(jié)果表明，完全熱集成變壓精餾工藝可以有效分離丙酮-甲醇共沸物。