蘭榮亮

(中石化南京工程有限公司,江蘇 南京 210049)

環(huán)己烷和乙醇作為重要的基礎(chǔ)化工原料和有機(jī)溶劑,廣泛應(yīng)用于有機(jī)合成、醫(yī)藥等行業(yè)[1]。環(huán)己烷-乙醇是典型的二元共沸物系[2]。目前,工業(yè)上主要采用變壓精餾、萃取精餾和反應(yīng)精餾等特殊工藝分離共沸物[3-5]。已經(jīng)報道的分離環(huán)己烷-乙醇共沸物的方法主要有離子液體萃取法、水萃取法[6-9]及空氣輔助揮發(fā)冷凝過程分離法[10]。

變壓精餾工藝具有操作簡單、裝置投資低,不引入第三組分等優(yōu)點(diǎn),被廣泛應(yīng)用于共沸物的分離。其原理是利用兩塔之間的壓差變化改變混合物的共沸溫度,從而改變共沸物的組成范圍。在變壓精餾工藝中進(jìn)行熱耦合,可以最大程度節(jié)約裝置的能耗,降低公用工程消耗及運(yùn)行成本。近年來,由于熱集成技術(shù)的應(yīng)用能夠顯著降低裝置能耗而得到廣泛關(guān)注,人們開展了變壓精餾熱耦合設(shè)計優(yōu)化研究[11-15]。

本工作采用Aspen Plus過程模擬軟件研究了環(huán)己烷-乙醇共沸物體系分離過程,在常規(guī)變壓精餾工藝參數(shù)進(jìn)行優(yōu)化的基礎(chǔ)上,結(jié)合熱集成技術(shù)進(jìn)一步優(yōu)化工藝流程,并對比分析了常規(guī)變壓蒸餾和熱集成變壓蒸餾工藝,為工業(yè)化裝置設(shè)計提供參考。

1 常規(guī)精餾設(shè)計與優(yōu)化

1.1 物性方法

在工藝計算中,選擇正確的熱力學(xué)模型方法,直接影響工藝過程的準(zhǔn)確性。丁忠瀚等[16]采用NRTL方程對環(huán)己烷-乙醇體系的分離進(jìn)行了模擬計算研究,取得較好結(jié)果。文獻(xiàn)[17-18]報道了共沸物體系的相平衡數(shù)據(jù),并選用NRTL方程關(guān)聯(lián)實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù),計算值和測定值負(fù)荷較好果。為此,本文結(jié)合環(huán)己烷和乙醇共沸物體系的特點(diǎn),以NRTL模型進(jìn)行過程計算分析,該模型的交互作用參數(shù)見表1。

表1 NRTL的模型參數(shù)

1.2 變壓精餾可行性分析

圖1為環(huán)己烷-乙醇共沸溫度與環(huán)己烷摩爾分?jǐn)?shù)與壓力的關(guān)系。如圖1可見,提高壓力時,共沸組成發(fā)生了明顯變化。壓力從101.325 kPa提高至800 kPa時,環(huán)己烷的共沸組成摩爾分?jǐn)?shù)從0.559減少至0.391,降幅為26.7%;共沸溫度從65.1 ℃升高至142.2 ℃。

圖1 共沸溫度與環(huán)己烷組成與壓力的關(guān)系

可以看出,環(huán)己烷-乙醇共沸物對壓力變化敏感,變壓精餾工藝能夠分離該物系。低壓塔和高壓塔的操作壓力相差越大,共沸組成的偏差就越大,這樣對分離過程越有利。但是提高壓力將增加設(shè)備的投資成本。綜合考慮,選擇工藝的低壓塔操作壓力為101.325 kPa,高壓塔的操作壓力為800 kPa。

環(huán)己烷-乙醇共沸體系的y-x相圖如圖2所示,對角線交點(diǎn)為該壓力下的共沸組成,低壓塔的塔頂共沸物D1作為高壓塔的原料,高壓塔塔頂為共沸物D2,塔底B2為高純度環(huán)己烷,實(shí)現(xiàn)了分離目的,這說明了變壓精餾分離工藝的可行性。

圖2 環(huán)己烷在不同壓力下的y-x相圖

1.3 常規(guī)變壓精餾工藝流程

常規(guī)的變壓精餾工藝流程如圖3所示,該工藝包括低壓塔(T1)和高壓塔(T2)。原料和高壓塔的塔頂出料作為低壓塔進(jìn)料,低壓塔塔釜可以獲得高純度的乙醇,塔頂物料送至高壓塔進(jìn)一步精餾;高壓塔的塔頂出料通過回流泵返回低壓塔,塔釜可以獲得高純度的環(huán)己烷。在工藝設(shè)計中,低壓蒸汽和中壓蒸汽可以加熱低壓塔和高壓塔的再沸器。

圖3 常規(guī)變壓精餾工藝流程E1—低壓塔再沸器;E2—低壓塔冷凝器;V1—低壓塔回流罐;P1—低壓塔釜液泵;P2—低壓塔回流泵;E3—高壓塔再沸器;E4—高壓塔冷凝器;V2—高壓塔回流罐;P3—高壓塔釜液泵;P4—高壓塔回流泵;F1—T1的進(jìn)料流股;F2—T2的進(jìn)料流股

1.4 經(jīng)濟(jì)費(fèi)用模型

采用年度總費(fèi)用(TAC)作為經(jīng)濟(jì)優(yōu)化指標(biāo)評價工藝方案的經(jīng)濟(jì)性和合理性。根據(jù)以TAC作為精餾塔系統(tǒng)設(shè)計參數(shù)優(yōu)化的經(jīng)濟(jì)核算模型[19]:主要設(shè)備成本包括塔體和換熱器,運(yùn)行成本包括蒸汽和冷卻水。具體計算依據(jù)見表2。

表2 TAC計算依據(jù)

1.5 工藝流程模擬及參數(shù)優(yōu)化

進(jìn)料條件為:總的進(jìn)料流量為100 kmol/h,環(huán)己烷摩爾分?jǐn)?shù)為20%,乙醇摩爾分?jǐn)?shù)為80%,進(jìn)料溫度為常溫。設(shè)計目標(biāo)為低壓塔和高壓塔的塔釜物料純度均≥99%。

基于序貫迭代優(yōu)化算法[20-21],通過調(diào)節(jié)低壓塔和高壓塔的塔釜采出量(B1、B2)控制產(chǎn)品的純度,選擇低壓塔和高壓塔的進(jìn)料位置(NF1和NF2)、回流比(R1、R2)和理論塔板數(shù)(NT1、NT2)作為迭代循環(huán)評價指標(biāo),優(yōu)化目標(biāo)為最小年度總費(fèi)用(TAC),相關(guān)參數(shù)優(yōu)化過程如圖4所示。

圖4 變壓精餾工藝參數(shù)優(yōu)化流程示意

1.5.1 進(jìn)料板位置的優(yōu)化

從低壓塔和高壓塔進(jìn)料位置的優(yōu)化結(jié)果(圖5)可以看出,將低壓塔進(jìn)料板位置從第 14塊板下移到第22塊塔板時,TAC先減小后增大,故選擇第20塊塔板作為低壓塔的進(jìn)料位置。當(dāng)高壓塔進(jìn)料位置從第10塊板下移到第18塊板時,TAC先減小后增大,TAC最小值為高壓塔的第14塊進(jìn)料板。

圖5 進(jìn)料板位置對TAC的影響

1.5.2 回流比優(yōu)化

精餾塔系統(tǒng)的分離效果和再沸器能耗取決于回流比的大小。圖6是低壓塔和高壓塔的回流比對TAC的影響結(jié)果。由圖6可見:對于低壓塔,提高操作回流比,TAC為先減小后增大,低壓塔的最佳回流比為2.3;高壓塔也呈現(xiàn)類似的變化趨勢,即提高高壓塔的操作回流比,TAC為先減小后增大,高壓塔的最佳回流比為2.7。

圖6 低壓塔和高壓塔的回流比對TAC的變化趨勢

1.5.3 塔板數(shù)的優(yōu)化

低壓塔和高壓塔的塔板數(shù)對TAC的影響如圖7所示。增加低壓塔的理論塔板數(shù),TAC先減小后增大,當(dāng)?shù)蛪核睦碚撍鍞?shù)為26時,TAC最小;同理,隨著高壓塔的理論塔板數(shù)增多,TAC先減小后增大,當(dāng)高壓塔的理論塔板數(shù)為20時,此時TAC最小?？梢?低壓塔和高壓塔的最佳理論塔板為26塊和20塊。

圖7 塔板數(shù)對TAC的影響

2 熱集成變壓精餾工藝優(yōu)化設(shè)計

2.1 熱集成優(yōu)化后的工藝流程

變壓精餾工藝過程中,高壓塔的塔頂物料操作溫度高于低壓塔的塔釜再沸器操作溫度。因此,可以采用高壓塔的塔頂物料加熱低壓塔的塔釜再沸器,從而降低裝置能耗。

常規(guī)變壓精餾溫度與熱負(fù)荷數(shù)據(jù)如表3所示。由表3可見:低壓塔塔釜溫度和高壓塔塔頂溫度分別為78.0 ℃和158.1 ℃,溫差為80.1 ℃;低壓塔再沸器負(fù)荷和高壓塔冷凝器負(fù)荷分別為2 889.7 kW和2 965.6 kW。由此可知,進(jìn)行工藝熱集成是可行的。

表3 常規(guī)變壓精餾操作溫度與熱負(fù)荷

此外,在熱集成工藝流程的設(shè)計中,高壓塔的塔釜出料可以用于預(yù)熱高壓塔的進(jìn)料,以進(jìn)一步降低能耗。在工藝優(yōu)化設(shè)計中,減少了高壓塔的塔頂冷凝器,新增了高壓塔進(jìn)料預(yù)熱器(E4),如圖8所示。

圖8 熱集成變壓精餾分離環(huán)己烷-乙醇工藝流程

2.2 常規(guī)變壓精餾與熱集成變壓精餾對比分析

2.2.1 經(jīng)濟(jì)性分析

表4比較了無熱集成的常規(guī)變壓精餾流程與熱集成變壓精餾的工藝經(jīng)濟(jì)性。由表4可見,與常規(guī)變壓精餾相比,采用熱集成優(yōu)化后的變壓精餾工藝,TAC減少了319.4×103美元/a,TAC節(jié)約率為32.3%。

表4 兩種精餾流程工藝經(jīng)濟(jì)對比結(jié)果

2.2.2 能耗分析

表5給出了常規(guī)變壓精餾與熱集成變壓精餾的能耗數(shù)據(jù)?？梢钥闯?與常規(guī)變壓精餾相比,熱集成變壓精餾工藝總能耗減少了6 032.2 kW,節(jié)能率為51.6%,熱集成變壓精餾工藝的優(yōu)勢較為突出。

表5 兩種精餾工藝的能耗數(shù)據(jù)對比

3 結(jié) 論

a.基于NRTL熱力學(xué)模型,采用Aspen plus軟件模擬計算了變壓精餾分離環(huán)己烷-乙醇的工藝流程,根據(jù)氣液相圖確定了精餾序列和工藝流程設(shè)計。

b.對環(huán)己烷-乙醇共沸物體系進(jìn)行了變壓精餾可行性分析。以最小年總費(fèi)用(TAC)作為評價指標(biāo),優(yōu)化了低壓塔和高壓塔的進(jìn)料位置、回流比和塔板數(shù)等參數(shù),獲得較好結(jié)果,即低壓塔和高壓塔的最佳進(jìn)料位置為第20塊和第14塊塔盤,回流比為2.3和2.7,塔板數(shù)為26塊和20塊。

c.基于工藝優(yōu)化結(jié)果,采用熱集成方法進(jìn)一步優(yōu)化設(shè)計了常規(guī)變壓精餾工藝。與常規(guī)變壓精餾工藝相比,TAC降低了319.4×103美元/a,TAC節(jié)約率為32.3%。裝置總能耗減少了6 032.2 kW,節(jié)能率為51.6%,熱集成變壓精餾工藝的優(yōu)勢顯著。