四產(chǎn)品Kaibel隔壁精餾塔分離丙二醇混合物的模擬與節(jié)能分析

李騰，張雨新，林子昕，別海燕，安維中

（中國(guó)海洋大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院，山東 青島 266100）

精餾是石化工業(yè)最常用的分離技術(shù)，但同時(shí)存在設(shè)備投資大和分離能耗高的缺點(diǎn)，因此研究精餾過(guò)程的節(jié)能問(wèn)題具有重要意義。在諸多精餾節(jié)能技術(shù)中，基于熱耦合原理的隔壁精餾塔（DWC）的技術(shù)開(kāi)發(fā)和工業(yè)應(yīng)用一直是人們廣泛關(guān)注的問(wèn)題。

DWC 工藝的原理是在精餾塔中安裝了1 塊豎直絕熱隔板，將整個(gè)塔分為公共精餾段、預(yù)分餾段、公共提餾段、側(cè)線采出段，依此實(shí)現(xiàn)在一個(gè)精餾塔內(nèi)多組分混合物的分離。當(dāng)前，研究最多的隔壁精餾塔構(gòu)型是三產(chǎn)品隔壁塔。研究也表明，三產(chǎn)品DWC 可節(jié)省30%以上的設(shè)備投資和能耗。然而，相對(duì)于三產(chǎn)品DWC 的研究，四產(chǎn)品或多產(chǎn)品DWC的研究相對(duì)較少。

1987 年，Kaibel提出1 種可實(shí)現(xiàn)四組分混合物分離的隔壁塔模型（Kaibel 塔）。與三產(chǎn)品隔壁塔相比，Kaibel 塔的不同之處在于設(shè)置了2 個(gè)側(cè)線采出位置（隔板數(shù)仍為1個(gè)），即在1個(gè)塔內(nèi)可同時(shí)得到4 個(gè)產(chǎn)品。2011 年，Ghadrdan 等提出了1 種基于最小能耗圖的Kaibel塔設(shè)計(jì)方法，并通過(guò)實(shí)例研究表明了Kaibel 塔節(jié)能的優(yōu)越性。2012 年，F(xiàn)lores Landaeta等開(kāi)展了Kaibel塔分離芳烴混合物的模擬研究，結(jié)果表明，Kaibel 塔的節(jié)能可達(dá)到17%以上。藺錫鈺等開(kāi)展了Kaibel 塔分離苯、甲苯、二甲苯和均三甲苯混合物的穩(wěn)態(tài)模擬和塔體結(jié)構(gòu)優(yōu)化研究，結(jié)果表明，為實(shí)現(xiàn)四組分混合物的清晰分割和能耗優(yōu)化必須控制預(yù)分餾段頂部二甲苯的含量與底部甲苯含量。Fan 等研究了Kaibel 塔的控制問(wèn)題，認(rèn)為控制分液比比控制分汽比更適合處理進(jìn)料干擾等問(wèn)題。宋二偉等利用Aspen Plus 中的DSTWU 模塊對(duì)Kaibel 塔進(jìn)行了簡(jiǎn)捷計(jì)算，認(rèn)為分汽比和分液比是影響產(chǎn)物純度的關(guān)鍵因素。方靜等開(kāi)展了Kaibel 塔的模擬及實(shí)驗(yàn)研究，重點(diǎn)分析了隔壁兩側(cè)熱量傳遞對(duì)隔壁塔節(jié)能效果的影響。Pan 等研究了實(shí)驗(yàn)室規(guī)模的Kaibel 塔的運(yùn)行和控制策略，提出了包括4個(gè)溫度控制回路的動(dòng)態(tài)控制策略。

本研究針對(duì)某碳酸酯廠甲醇、水、丙二醇和二丙二醇混合物的分離問(wèn)題，這是一個(gè)新的分離體系，未見(jiàn)相關(guān)研究報(bào)道。本文目的是通過(guò)開(kāi)展系統(tǒng)模擬和節(jié)能研究，為混合物分離的工藝改進(jìn)等提供理論基礎(chǔ)和模型支持。

1 待分離混合物特征與傳統(tǒng)分離流程

1.1 待分離混合物條件與分離要求

本研究中待分離混合物是某碳酸酯廠酯交換反應(yīng)精餾塔的塔底產(chǎn)品經(jīng)碳化水解之后的產(chǎn)物，包括甲醇（MeOH）、水（HO）、丙二醇（PG）和二丙二醇（DPG）。表1 列出了待分離混合物的條件和分離要求，其中M、H、P、D 分別代表甲醇、水、丙二醇和二丙二醇。

表1 待分離混合物條件及分離要求

從表1 看出，待分離混合物存在中間組分PG的含量多（超過(guò)90%）、中間組分PG的分離要求高（99.9%）、輕重組分含量相差不大、4 個(gè)組分之間沸點(diǎn)差較大的特征。另外，研究體系中組分間不形成共沸物。依據(jù)隔壁塔分離混合物的適用規(guī)則（待分離混合物滿足中間組分含量多，純度要求高），本體系可探索采用四產(chǎn)品隔壁精餾塔工藝對(duì)混合物進(jìn)行分離的可行性。

1.2 公用工程條件

本研究采用文獻(xiàn)[16]的公用工程條件及費(fèi)用數(shù)據(jù)，具體見(jiàn)表2。

表2 公用工程條件及費(fèi)用

1.3 傳統(tǒng)三塔分離流程模擬設(shè)計(jì)

為了比較四產(chǎn)品Kaibel塔的節(jié)能效果，首先需要設(shè)計(jì)出一個(gè)優(yōu)化的、用于分離表1四組分混合物的簡(jiǎn)單塔精餾流程。理論上，用簡(jiǎn)單塔分離表1的四組分混合物為規(guī)定產(chǎn)品存在5種可行方案，可通過(guò)模擬和比較的方法來(lái)確定一個(gè)最佳的流程。本文研究采用的方法是，在篩選分離流程的同時(shí)也考慮了流程中塔與塔之間是否可進(jìn)行熱集成（冷凝器和再沸器熱匹配），依此得到最佳的分離方案。

流程模擬和比較在Aspen Plus 模擬平臺(tái)上進(jìn)行，所有塔采用常壓操作，混合物液相活度系數(shù)采用UNIQUAC 模型計(jì)算，所需的模型參數(shù)均取自軟件數(shù)據(jù)庫(kù)。流程模擬采用文獻(xiàn)[17]的方法：首先利用Aspen Plus軟件中的DSTWU模塊進(jìn)行簡(jiǎn)捷設(shè)計(jì)，取得嚴(yán)格模擬初值，再采用Radfrac 模塊進(jìn)行嚴(yán)格模擬，并通過(guò)靈敏度分析的方法取得滿足表1分離要求且總操作費(fèi)用最小的三塔分離流程。

圖1為本文模擬和比較得到的傳統(tǒng)的不考慮塔間熱集成的三塔精餾流程（TCD），圖2 為考慮調(diào)整壓力后三塔間熱集成的三塔精餾流程（HTCD），其中混合物的分離順序按相對(duì)揮發(fā)度從大到小逐一分離，即直接順序流程。從圖2看出，除了滿足規(guī)定的產(chǎn)品要求外，流程中T3 塔提高操作壓力之后可以和T1、T2 塔進(jìn)行熱集成（T1 塔釜溫度148.2℃，T2 塔 釜 溫 度189.3℃，T3 塔 頂 溫 度203.5℃，滿足熱匹配條件）。T3 塔頂汽相物料分3股，一股和T1 塔釜熱集成，一股和T2 塔釜熱集成，兩者回流均過(guò)冷5℃（考慮熱損失和泵輸送流體的汽蝕問(wèn)題），第3 股進(jìn)入T3 塔冷凝器。表3 列出了圖1、圖2 流程中換熱器的負(fù)荷和操作費(fèi)用數(shù)據(jù)以及T2和T3之間的流體輸送泵的功率和操作費(fèi)用數(shù)據(jù)（T1 和T2 之間的流體輸送泵和各塔回流泵進(jìn)出口壓差較小，計(jì)算操作費(fèi)用和?損失時(shí)可忽略），用于和四產(chǎn)品Kaibel 隔壁精餾流程數(shù)據(jù)對(duì)比。

圖1 傳統(tǒng)的不考慮塔間熱集成的三塔精餾流程

圖2 考慮熱集成的三塔精餾流程

表3 三塔精餾流程、熱集成三塔精餾流程和Kaibel塔的操作費(fèi)用

2 四產(chǎn)品Kaibel塔工藝及模擬設(shè)計(jì)

2.1 四產(chǎn)品Kaibel隔壁塔流程

圖3為分離表1的丙二醇四組分混合物的Kaibel隔壁精餾塔示意圖。該塔的中部設(shè)置1個(gè)垂直絕熱隔板和2個(gè)側(cè)線采出口，隔板將塔分為了4個(gè)部分，即預(yù)分餾段Ⅰ、公共精餾段Ⅱ、公共提餾段Ⅲ和側(cè)線采出段Ⅳ。進(jìn)料混合物首先在預(yù)分餾段進(jìn)行粗分離，輕組分MeOH和HO進(jìn)入公共精餾段，重組分PG和DPG進(jìn)入公共提餾段。經(jīng)過(guò)合理設(shè)置各塔段的參數(shù)及側(cè)線采出位置，可實(shí)現(xiàn)混合物的完全分離，即最輕組分MeOH從塔頂采出，中間組分HO和PG從側(cè)線采出段采出，塔釜采出DPG和少量PG。

圖3 四產(chǎn)品Kaibel隔壁塔

2.2 四產(chǎn)品Kaibel塔模擬和設(shè)計(jì)

本文四產(chǎn)品Kaibel 塔的模擬和設(shè)計(jì)采用文獻(xiàn)[13]提出的方法。具體是：①將圖3 的Kaibel 塔轉(zhuǎn)換為如圖4所示的熱力學(xué)等效的完全熱耦合精餾塔進(jìn)行模擬和設(shè)計(jì)；②采用靈敏度分析方法對(duì)圖4流程進(jìn)行優(yōu)化，取得滿足分離要求且操作費(fèi)用最小的設(shè)計(jì)參數(shù)；③將圖4流程的設(shè)計(jì)參數(shù)和結(jié)果進(jìn)一步轉(zhuǎn)換到四產(chǎn)品Kaibel塔中。

圖4 四產(chǎn)品完全熱耦合精餾塔

應(yīng)用以上方法，得到如圖5所示的Kaibel 塔設(shè)計(jì)參數(shù)，其中、和分別表示塔回流比、液相分配比（公共精餾段底部液相進(jìn)入預(yù)分餾段的液相摩爾流量占總流量的比值）和汽相分配比（公共提餾段頂部汽相進(jìn)入預(yù)分餾段的汽相摩爾流量占總流量的比值）。表3 給出了Kaibel 塔換熱器負(fù)荷和操作費(fèi)用數(shù)據(jù)。圖6 和圖7 分別給出模擬得到的Kaibel塔內(nèi)預(yù)分餾段和側(cè)線采出段四組分的濃度分布。圖8給出模擬得到的Kaibel塔全塔溫度分布。

圖5 四產(chǎn)品Kaibel塔模擬和設(shè)計(jì)結(jié)果

圖6 Kaibel塔內(nèi)預(yù)分餾段液相四組分濃度分布

圖7 Kaibel塔內(nèi)側(cè)線采出段液相四組分濃度分布

圖8 Kaibel隔壁精餾塔內(nèi)溫度分布

從圖6 和圖7 中看出：①公共精餾段主要分離任務(wù)為輕組分MeOH 和HO 的分離，MeOH 從第10塊板向上增濃，在塔頂濃度最高。②預(yù)分餾段在進(jìn)料位置第28 塊塔板附近主要分離任務(wù)為HO 和PG的粗分離，輕組分MeOH和HO從第28塊塔板向上增濃進(jìn)入公共精餾段，重組分PG和DPG從第28塊塔板向下增濃進(jìn)入公共提餾段。③公共提餾段的主要分離任務(wù)為重組分PG與DPG的分離，DPG從第50 塊塔板向下增濃，并在塔釜濃度達(dá)到最高之后從塔釜采出。④側(cè)線采出段主要分離任務(wù)為側(cè)線采出符合純度要求的HO 和PG 產(chǎn)品，HO 從第11 塊板向下逐漸增濃，并在第18塊板處濃度達(dá)到最高，通過(guò)側(cè)線采出HO 產(chǎn)品，PG 從第18 塊板向下逐漸增濃，并在第40 塊板處濃度達(dá)到最高，通過(guò)側(cè)線采出符合純度要求的PG產(chǎn)品。

從圖8的溫度分布可以看出，預(yù)分餾段第28塊塔板附近和側(cè)線采出段第20 塊板附近溫度變化顯著，原因在于塔板上組分濃度變化顯著。

3 四產(chǎn)品Kaibel隔壁精餾塔節(jié)能效果比較與分析

3.1 節(jié)能分析方法

先前的研究表明，隔壁精餾塔在設(shè)備投資方面具有明顯優(yōu)勢(shì)，本文不比較不同分離方案的設(shè)備投資費(fèi)用，僅從用能方面進(jìn)行分析。分析同時(shí)采用熱力學(xué)第一定律和第二定律方法，前者用來(lái)比較Kaibel 塔、TCD 和HTCD 的總操作費(fèi)用，后者用來(lái)比較不同分離方案的總?損失情況。分析時(shí)，將?損失分為塔板（分離）?損失、換熱器?損失和泵的?損失三部分考慮，利用Aspen模擬軟件計(jì)算塔板?損失，采用文獻(xiàn)[18]的方法計(jì)算換熱器?損失和泵的?損失。計(jì)算時(shí)公用工程條件見(jiàn)表2。

冷凝器的?損失如式(1)所示。

式中，Ex為?，kW；為質(zhì)量流量，kg/h；為液相流量，kg/h；為氣相流量，kg/h；為熱負(fù)荷，kW；為泵的功，kW；為熱力學(xué)溫度，K。下角標(biāo)1、2、-1 和代表塔板編號(hào)；0 指環(huán)境狀態(tài)；in 代表泵入口；out 代表泵出口；cond 代表冷凝器；reb代表再沸器；p代表泵；c代表冷卻水。

3.2 傳統(tǒng)三塔流程與隔壁塔的能耗比較

3.2.1 總操作費(fèi)用比較

表3 給出了模擬得到的TCD、HTCD 和Kaibel塔總操作費(fèi)用的結(jié)果。從表3 看出：Kaibel 塔的換熱器總熱負(fù)荷和總操作費(fèi)用與TCD相比顯著降低，操作費(fèi)用可降低26.2%，HTCD 與TCD 相比操作費(fèi)用可降低30.8%。此結(jié)果一方面表明了HTCD 的操作費(fèi)用更低，另一方面也體現(xiàn)了熱集成技術(shù)在工業(yè)生產(chǎn)上的重要性。注意到，本文研究得出的結(jié)論與文獻(xiàn)[19]的結(jié)論一致，即隔壁塔流程在操作費(fèi)用方面不一定優(yōu)于熱集成流程。

3.2.2 ?損失比較

表4 給出了本文對(duì)HTCD 和Kaibel 工藝的?衡算結(jié)果。需要說(shuō)明，因冷卻水入口溫度（30℃）與環(huán)境溫度（25℃）相差不大，計(jì)算輸入?時(shí)并未考慮其影響。為確定?損失的關(guān)鍵部位，運(yùn)用建立的?損失計(jì)算方法，對(duì)Kaibel塔與HTCD的塔板（分離）?損失、冷凝器總?損失、再沸器總?損失和泵的總?損失進(jìn)行比較，同時(shí)計(jì)算了各單元的?損失比率（各單元?損失與系統(tǒng)總?損失的比值），結(jié)果見(jiàn)表5。圖9 和圖10 分別給出模擬得到的HTCD和Kaibel塔的塔板?損失分布。

圖9 熱集成三塔精餾流程塔板?損失分布

圖10 Kaibel塔中塔板?損失分布

表4 HTCD和Kaibel工藝的?衡算結(jié)果

從表5 看出，Kaibel 塔的塔板?損失高于三塔精餾流程（增加4.2 倍），并且?損失比率也更高（73.50%），原因可分析如下：①HTCD 進(jìn)料位置相鄰塔板上的組分濃度和溫度變化大，傳質(zhì)和傳熱推動(dòng)力大，過(guò)程不可逆性較大導(dǎo)致?損失增大。②Kaibel塔的塔板?損失主要包括兩個(gè)方面：預(yù)分餾段和側(cè)線采出段的頂部有效能損失和側(cè)線采出段采出HO的塔板附近有效能損失。該位置相鄰塔板上濃度變化大、溫度變化大，其傳質(zhì)和傳熱推動(dòng)力較大，過(guò)程不可逆程度大，導(dǎo)致?損失增大。③Kaibel塔雖然避免了中間組分的返混作用，提高了分離效率，但是隔壁頂端與上層塔板之間、HO采出位置與上下塔板之間傳質(zhì)與傳熱過(guò)程中的不可逆性增大，塔板?損失更高。

表5 HTCD和Kaibel工藝的?損失分析結(jié)果

HTCD中冷凝器的?損失比率較高（31.76%），Kaibel 塔冷凝器?損失與HTCD 相比大幅降低（減小91.1%），?損失比率也更低（3.12%），原因可分析如下：HTCD中T3的冷凝器?損失最大，待冷卻物料與冷卻介質(zhì)的傳熱溫差過(guò)大（T3 塔頂溫度203.5℃，冷卻水溫度30℃），是導(dǎo)致?損失的關(guān)鍵。對(duì)于Kaibel塔，由于傳熱溫差更低（塔頂汽相物料溫度為64.5℃），傳熱引起的不可逆性小，因而?損失更小。

HTCD中再沸器的?損失比率很高（55.24%），Kaibel 塔再沸器?損失與HTCD 相比大幅降低（減小61.7%），?損失比率也更低（23.38%），原因可分析如下：HTCD中T1的再沸器?損失最大，待加熱物料與加熱介質(zhì)的傳熱溫差過(guò)大（T1 塔釜溫度148.2℃，與之熱集成的T3 塔頂汽相物料溫度203.5℃），T3 塔和T1 塔雖然實(shí)現(xiàn)了熱集成，節(jié)約了部分熱量，但傳熱溫差過(guò)大，是導(dǎo)致?損失的關(guān)鍵。對(duì)于Kaibel 塔，由于傳熱溫差更低（Kaibel 塔釜溫度205.2℃），傳熱引起的不可逆性小，因而?損失更小。

HTCD中泵的?損失比率很低（0.06%），原因可分析如下：泵入口和出口處的流體壓差不大，經(jīng)過(guò)計(jì)算得到的?差別和泵的功率均較小，因而泵的?損失較小，?損失比率很低。

綜合比較Kaibel塔與三塔精餾流程的?分析計(jì)算結(jié)果，Kaibel 塔總輸入?高于HTCD，但排放到環(huán)境中可做功的總輸出?更高，總?損失低于HTCD（可降低9.41%），原因可歸結(jié)為換熱器?損失更低。由于Kaibel塔塔頂物料與冷卻水、塔釜物料與蒸汽之間的傳熱溫差均更小，傳熱過(guò)程中的不可逆性更低，熱力學(xué)效率更高，?損失更小，表明了Kaibel 塔在熱力學(xué)第二定律上具有一定的優(yōu)越性。

4 結(jié)論

提出用四組分Kaibel隔壁精餾塔分離丙二醇混合物的工藝，通過(guò)模擬研究了其節(jié)能行為，結(jié)果表明：

（1）與TCD相比，Kaibel塔總操作費(fèi)用可降低26.2%，但與HTCD相比并不節(jié)約操作費(fèi)用。

（2）Kaibel 塔的總?損失相較于HTCD 可降低9.41%，原因可歸結(jié)為換熱器數(shù)量的減少和換熱器?損失的降低。

（3）Kaibel塔分離丙二醇混合物的另一優(yōu)勢(shì)在于設(shè)備投資方面，其可以在一個(gè)塔內(nèi)實(shí)現(xiàn)丙二醇四組分混合物的分離，同時(shí)降低了換熱器的數(shù)目。

研究建立的方法和取得的結(jié)果可為丙二醇混合物分離工藝的改進(jìn)提供理論基礎(chǔ)和模型支持。

—— 有效能，kW

—— 液相流量，kg/h

—— 熱負(fù)荷，kW

—— 回流比

—— 液相分配比

—— 汽相分配比

—— 熱力學(xué)溫度，K

—— 汽相流量，kg/h

—— 功，kW