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    變壓精餾分離丙酸甲酯-甲醇的節(jié)能設(shè)計(jì)

    2022-03-08 06:20:40張偉靜
    關(guān)鍵詞:板數(shù)變壓丙酸

    張偉靜,張 雷

    (西南石油大學(xué) 化工學(xué)院,四川 成都 610500)

    丙酸甲酯與甲醇是常用的有機(jī)溶劑和化工原料[1-3]。甲基丙烯酸-甲酯的生產(chǎn)過程中,反應(yīng)物丙酸甲酯會(huì)與甲醇混合,形成共沸物,其中甲醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.47,共沸溫度為62.4 °C[4,5]。在這類醇酯共沸物的分離過程中,由于氣液組成接近該壓力下的共沸組成,普通的精餾技術(shù)不能實(shí)現(xiàn)有效分離[6],而工業(yè)上分離共沸物的方法主要有變壓精餾[7]、萃取精餾[8,9]和反應(yīng)精餾[10]等。

    丙酸甲酯-甲醇為壓敏性共沸物,變壓精餾可以實(shí)現(xiàn)二者的高效分離,其原理是利用兩塔之間的壓力差使得待混合物共沸溫度發(fā)生改變,從而使共沸組成發(fā)生范圍變化[11]。變壓精餾因其具有操作簡(jiǎn)單和不引入第三組分等優(yōu)點(diǎn)在工業(yè)上得到了廣泛應(yīng)用[12]。然而,該方法因能耗較高,需要與節(jié)能技術(shù),如熱集成技術(shù),進(jìn)行耦合,大約可以節(jié)約20%~30%的能耗[13]。楊金杯等[14]對(duì)變壓精餾分離甲醇-乙酸異丙酯進(jìn)行了研究,結(jié)果表明,熱集成變壓精餾比一般的變壓精餾節(jié)省30%的最小年總費(fèi)用(TAC)。Ghuge等[15]研究了不同熱集成變壓精餾與萃取精餾對(duì)四氫呋喃-水的分離效果,結(jié)果表明,與無熱集成的變壓精餾相比,有熱集成和無熱集成的變壓精餾分別降低了24.4%和21.7%的TAC。

    針對(duì)丙酸甲酯-甲醇共沸體系,本文使用Aspen Plus V8.4軟件,首先通過壓力的變化對(duì)變壓精餾可行性進(jìn)行初步研究,并對(duì)變壓精餾工藝參數(shù)進(jìn)行經(jīng)濟(jì)優(yōu)化。針對(duì)兩塔溫度以及能耗特點(diǎn),結(jié)合熱集成技術(shù),對(duì)常規(guī)變壓精餾、部分熱集成變壓精餾與全熱集成變壓精餾工藝進(jìn)行對(duì)比分析,以期為丙酸甲酯-甲醇分離方法的選擇提供依據(jù),并實(shí)現(xiàn)節(jié)能的目的。

    1 常規(guī)變壓精餾設(shè)計(jì)與優(yōu)化

    1.1 原料工況條件

    丙酸甲酯/甲醇進(jìn)料處理量為 2000.00 kg/h,進(jìn)料溫度為30 °C,常壓下共沸組成進(jìn)料。兩種產(chǎn)品純度≥ 99.9%。

    過程模擬結(jié)果的準(zhǔn)確性在很大程度上取決于熱力學(xué)模型的選取。甲醇和丙酸甲酯屬于高度非理想體系,王菊等[16]實(shí)驗(yàn)測(cè)定了丙酸甲酯-甲醇體系的相平衡數(shù)據(jù),用Wilson模型和非隨機(jī)雙液體(NRTL)模型對(duì)數(shù)據(jù)進(jìn)行了關(guān)聯(lián),氣相組成平均相對(duì)偏差分別為0.20%和0.58%。據(jù)相關(guān)的參考文獻(xiàn),綜合以NRTL模型進(jìn)行過程模擬。

    1.2 變壓精餾可行性分析

    丙酸甲酯-甲醇體系的共沸溫度與丙酸甲酯質(zhì)量分?jǐn)?shù)隨壓力變化的趨勢(shì)如圖1所示。由圖1可知,隨著壓力增大,共沸組成發(fā)生較大變化。當(dāng)壓力從101.325 kPa升高到800.000 kPa時(shí),共沸組成中丙酸甲酯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)從 0.5323下降至 0.3313。該組成變化滿足變壓精餾分離的條件,說明采用變壓精餾是可行的。

    圖1 共沸溫度與丙酸甲酯質(zhì)量分?jǐn)?shù)隨壓力的變化Fig. 1 Changes of azeotropic temperature and mass fraction of methyl propionate with pressure

    較大差距的共沸組成會(huì)降低循環(huán)流量,從而降低能耗。兩塔的操作壓力差越大,共沸組成的偏移就越大,對(duì)分離越有利,然而,壓力越大,設(shè)備的投資費(fèi)用就越高。綜合各項(xiàng)考慮后,確定低壓壓力為101.325 kPa,高壓壓力為800.000 kPa。確定兩塔壓力后,對(duì)精餾順序進(jìn)行分析。Wang等[17]對(duì)不同組成的四氫呋喃與乙醇相圖進(jìn)行了分析與模擬,結(jié)果表明,進(jìn)料組成位于高壓共沸組成或是低壓共沸組成的一側(cè),只有一種分離順序可行。繪制混合物的T-x-y相圖如圖2所示,從圖2可知,精餾順序?yàn)楦邏?低壓。

    圖2 丙酸甲酯-甲醇?xì)庖浩胶?T-x-y)相圖Fig. 2 T-x-y diagram of methanol-methyl propionate

    1.3 變壓精餾工藝流程及優(yōu)化流程

    變壓精餾流程為:混合物從高壓塔中部進(jìn)入,塔底采出高純度的丙酸甲酯,塔頂是高壓下的共沸物,經(jīng)節(jié)流后進(jìn)入低壓塔,低壓塔底部餾出高純度的甲醇,塔頂為常壓的共沸組成,加壓后與原料混合并進(jìn)行循環(huán)。對(duì)物料進(jìn)行衡算,初步確定循環(huán)物料為2124.00 kg/h。

    基于序貫迭代優(yōu)化算法[18],固定高壓塔壓力(p1)與低壓塔壓力(p2),選擇高壓塔(HPC)的進(jìn)料位置(NF1)與回流比(RR1)、低壓塔(LPC)的進(jìn)料位置(NF2)與回流比(RR2)作為內(nèi)部迭代循環(huán)評(píng)價(jià)指標(biāo),以兩塔理論塔板數(shù)(NHPC、NLPC)作為外部迭代循環(huán)評(píng)價(jià)指標(biāo),通過調(diào)整高壓塔塔釜采出量(B1)和低壓塔塔釜采出量(B2)以滿足產(chǎn)品的純度,具體優(yōu)化流程如圖3所示。

    圖3 變壓精餾優(yōu)化流程Fig. 3 Optimal process of pressure swing distillation

    1.4 常規(guī)變壓精餾優(yōu)化

    1.4.1 進(jìn)料板位置優(yōu)化

    基于序貫迭代順序,對(duì)高壓塔進(jìn)料位置與低壓塔進(jìn)料位置進(jìn)行了優(yōu)化,結(jié)果如圖4所示。由圖4(a)可知,當(dāng)高壓塔進(jìn)料位置從第32塊板下移到第36塊板時(shí),TAC先減小后增大,當(dāng)高壓塔進(jìn)料位置在第33塊板時(shí),TAC最小,因此確定高壓塔在第33塊塔板進(jìn)料。對(duì)于低壓塔進(jìn)料板位置,由圖4(b)可知,當(dāng)進(jìn)料位置從第15塊板下移到第19塊板時(shí),TAC先減小后增大,因此,選擇低壓塔第17塊塔板作為進(jìn)料位置最佳。

    圖4 TAC隨NF1 (a) 和NF2 (b)的變化Fig. 4 Changes of TAC with NF1 (a) and NF2 (b)

    1.4.2 回流比優(yōu)化

    回流比的大小決定精餾塔的分離效果,并且其對(duì)塔釜再沸器的蒸汽消耗有影響,因此為了使產(chǎn)品品質(zhì)達(dá)到要求,且能量消耗最小,選擇合適的回流比尤為重要。在滿足分離要求的前提下,考察了回流比對(duì)TAC的影響,結(jié)果如圖5所示。由圖5可知,隨著高壓塔的回流比增加,TAC的變化趨勢(shì)為先減小后增大,高壓塔的最佳回流比為1.5,低壓塔回流比也呈相同的趨勢(shì),因此,低壓塔的最佳回流比為2.0。

    圖5 TAC隨RR1 (a) 和RR2 (b)的變化Fig. 5 Changes of TAC with RR1 (a) and RR2 (b)

    1.4.3 塔板數(shù)優(yōu)化

    在一定的分離要求下,需要對(duì)理論塔板數(shù)以及能耗進(jìn)行權(quán)衡并優(yōu)化,結(jié)果如圖6所示。由圖6(a)可知,對(duì)于高壓塔而言,理論塔板數(shù)增多,TAC呈現(xiàn)先減小后增大的趨勢(shì),當(dāng)理論塔板數(shù)為41時(shí),塔釜丙酸甲酯純度超過99.9%,此時(shí)TAC最低,由此確定高壓塔的塔板數(shù)為41。由圖6(b)可知,對(duì)于低壓塔而言,在理論塔板數(shù)為39時(shí),TAC最低。

    圖6 TAC隨NHPC (a) 和NLPC (b)的變化Fig. 6 Changes of TAC with NHPC (a) and NLPC (b)

    1.4.4 不同精餾順序工藝參數(shù)比較

    由于進(jìn)料組成接近常壓下共沸組成,即接近于由常壓塔到加壓塔的循環(huán)餾出液濃度,從高壓塔進(jìn)料是適宜的,通過計(jì)算也證明了此點(diǎn)。將兩種進(jìn)料順序依據(jù)序貫迭代分別進(jìn)行了參數(shù)優(yōu)化,優(yōu)化結(jié)果如表1所示。由表1可知,高壓-低壓的進(jìn)料順序所需塔板數(shù)較少且TAC較低,相比于低壓-高壓順序,高壓-低壓進(jìn)料序列可以節(jié)約25.18%的TAC。

    表1 不同進(jìn)料順序變壓精餾工藝優(yōu)化參數(shù)Table 1 Process optimization parameters of pressure swing distillation in different order

    2 節(jié)能型變壓精餾設(shè)計(jì)

    變壓精餾過程中,高壓塔塔頂溫度高于低壓塔塔釜溫度,兩塔熱集成可進(jìn)一步降低能耗。熱集成將高壓塔塔頂蒸汽作為熱源對(duì)低壓塔塔釜進(jìn)行熱量整合。常規(guī)變壓精餾溫度與熱負(fù)荷參數(shù)如表2所示,由表2可知,低壓塔再沸器負(fù)荷為1075.1 kW,高壓塔冷凝器負(fù)荷為1523.4 kW,并且兩塔溫差相差62.9 °C,表明系統(tǒng)熱集成是可行的。

    表2 常規(guī)變壓精餾溫度與熱負(fù)荷Table 2 Temperature and thermal load table of conventional pressure swing distillation

    部分熱集成變壓精餾工藝流程及部分參數(shù)如圖7所示。將高壓塔的塔頂餾出物作為低壓塔的再沸器的熱源,將再沸器中低壓塔餾出物流汽化后,再經(jīng)過輔助冷凝器移走多余的熱量以達(dá)到冷凝目標(biāo)溫度,此時(shí)物流一部分回流,一部分進(jìn)入低壓塔。部分熱集成變壓精餾最低TAC為451.00 萬元/年。

    圖7 部分熱集成變壓精餾工藝流程Fig. 7 Partial thermal integrated pressure swing distillation process

    全熱集成變壓精餾是通過調(diào)整高壓塔的回流比,使得塔頂負(fù)荷增大到與低壓塔底負(fù)荷相等來完成的。該流程可以減少兩塔換熱器的使用,可達(dá)到節(jié)約成本的目的。在實(shí)際操作中,產(chǎn)品的純度增大,但因變化的回流比使得能耗大大增加,可通過改變低壓塔塔頂餾出量來優(yōu)化兩塔負(fù)荷。

    利用Aspen Plus 軟件中的Design Spec工具調(diào)節(jié)高壓塔回流比使得兩塔負(fù)荷相抵消。根據(jù)常規(guī)工藝直接進(jìn)行熱集成可能導(dǎo)致局部最優(yōu),因此,根據(jù)序貫迭代進(jìn)行了優(yōu)化,全熱集成變壓精餾工藝流程及部分參數(shù)如圖8所示。全熱集成變壓精餾最低TAC為399.00 萬元/年。與常規(guī)工藝相比,兩種熱集成工藝均能節(jié)約TAC,其中全熱集成變壓精餾比部分集成變壓精餾更具經(jīng)濟(jì)優(yōu)勢(shì)。

    圖8 全熱集成變壓精餾工藝流程Fig. 8 Total thermal integrated pressure swing distillation process

    3 不同工藝經(jīng)濟(jì)性和能耗比較與分析

    3.1 經(jīng)濟(jì)性評(píng)價(jià)

    為了對(duì)分離工藝進(jìn)行綜合評(píng)價(jià),采用TAC作為評(píng)價(jià)指標(biāo),進(jìn)行了分離工藝的優(yōu)化與對(duì)比,其計(jì)算公式如式(1)所示;精餾塔的TAC計(jì)算模型如式(2)和式(3)所示;冷凝塔和再沸器的TAC計(jì)算模型分別如式(4)和式(5)所示。

    式中,CV為操作費(fèi)用,元/年,主要包括再沸器和冷凝器消耗的蒸汽與冷卻介質(zhì)費(fèi)用;FCI為設(shè)備總投資費(fèi)用,元/年,主要包括兩個(gè)精餾塔與相應(yīng)換熱器的費(fèi)用;P為設(shè)備使用年限,假設(shè)為3 年,年操作時(shí)長(zhǎng)為8000 h;D為精餾塔直徑,m;L為塔高,m;NT為理論塔板數(shù),塊;AS為再沸器面積,m2;管道和閥門等其他設(shè)備因其費(fèi)用相對(duì)較少,均未計(jì)入。

    公用工程中,低壓蒸汽(160 °C)價(jià)格為49.8元/GJ,中壓蒸汽(184 °C)價(jià)格為52.69 元/GJ,高壓蒸汽(254 °C)價(jià)格為63.3 元/GJ,循環(huán)冷卻水(25 °C)價(jià)格為2.27 元/GJ。

    將Aspen Plus中流程參數(shù)進(jìn)行導(dǎo)出,常規(guī)變壓精餾、部分熱集成變壓精餾和全集成變壓精餾的TAC和相關(guān)參數(shù)如表3所示。對(duì)于丙酸甲酯-甲醇體系,當(dāng)達(dá)到同樣的處理量和分離要求時(shí),熱集成變壓精餾分離工藝由于兩塔熱量集成,使得換熱器費(fèi)用與蒸汽費(fèi)用大幅減小,全熱集成變壓精餾相比于部分熱集成變壓精餾的TAC要少。對(duì)比3種變壓精餾工藝,全熱集成變壓精餾在TAC方面優(yōu)勢(shì)明顯。

    表3 不同分離工藝經(jīng)濟(jì)分析Table 3 Economic analysis of different separation processes

    3.2 能耗評(píng)價(jià)

    為了比較改進(jìn)變壓精餾工藝的節(jié)能效果,將熱集成工藝與常規(guī)變壓精餾進(jìn)行了比較,結(jié)果如表4所示。由表4可知,相比于傳統(tǒng)的變壓精餾工藝,部分熱集成變壓精餾降低了44.57%的能耗;全熱集成變壓精餾降低了41.99%的能耗,因此部分熱集成變壓精餾工藝優(yōu)勢(shì)明顯。

    表4 不同分離工藝能耗結(jié)果對(duì)比Table 4 Comparison of energy consumption results of different separation processes

    4 結(jié)論

    (1)以NTRL熱力學(xué)模型為基礎(chǔ),對(duì)丙酸甲酯-甲醇共沸體系進(jìn)行了變壓精餾可行性分析。確定了低壓塔壓力為101.325 kPa,高壓塔壓力為800.000 kPa,精餾順序?yàn)楦邏?低壓。經(jīng)優(yōu)化后,當(dāng)高壓塔塔板數(shù)為41、回流比為1.5和進(jìn)料位置為33以及低壓塔塔板數(shù)為39、回流比為2.0和進(jìn)料位置為17時(shí),最低TAC為593.00 萬元/年。

    (2)對(duì)優(yōu)化后的變壓精餾進(jìn)行熱集成節(jié)能優(yōu)化,部分熱集成變壓精餾可以降低44.57%的能耗,并且節(jié)約23.84%的TAC;全熱集成變壓精餾可以節(jié)約41.94%的能耗,并且節(jié)約32.59%的TAC。以上兩種節(jié)能變壓精餾均能實(shí)現(xiàn)高效分離,并且在能耗與TAC上都能滿足設(shè)計(jì)要求,為工業(yè)分離共沸物提供了設(shè)計(jì)理論基礎(chǔ)。

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