丙酮—甲醇混合物萃取精餾分離過程合成與模擬

王君

摘要：當混合物組分之間的揮發(fā)性相近并且形成非理想溶液，組分間的相對揮發(fā)度可能小于1.1，采用常規(guī)精餾分離就可能不經濟，若組分間形成恒沸物，僅采用常規(guī)精餾達不能實現(xiàn)相應組分的銳分離，這種情況可考慮采用強化精餾來實現(xiàn)相應組分之間的分離。用水作為溶劑對流量為40mol/s的丙酮-甲醇（摩爾比為3：1）混合物流股進行萃取精餾過程合成設計與模擬計算。分離流程采用兩塔結構，即萃取精餾塔和溶劑回收塔，前者塔頂餾出產物為丙酮，塔底產物為甲醇、水和微量丙酮的混合物；后者塔頂餾出產物為甲醇，塔底為溶劑水，此塔底產物作為回流與補充溶劑合并返回萃取精餾塔。經過試探法合成，萃取精餾塔采用30塊理論板（包括塔頂全凝器和塔底再沸器），溶劑進料板為第7塊（從上往下數(shù)），丙酮一甲醇混合物流股進料板為第13塊。回流比為4，塔頂產物31.226mol/s，丙酮純度95.5%，塔底產物69mol/s；溶劑回收塔為簡單精餾塔，采用16塊理論板（包括塔頂全凝器和塔底再沸器），進料位置為第12塊，回流比為3。塔頂產物流量為10mol/s，甲醇含量99.8%，塔底產物流量59mol/s，水含量達到99.9%，補充溶劑約為1mol/s，實際補充量可根據操作情況適當變化。

關鍵詞：丙酮；甲醇；萃取精餾；合成；模擬

中圖分類號：TQ028

文獻標志碼：A

文章編號：1672-1098（2016）04-0006-04

當混合物組分之間的揮發(fā)性相近并且形成非理想溶液，組分間的相對揮發(fā)度可能小于1.1，采用常規(guī)精餾分離就可能不經濟，若組分間形成恒沸物，僅采用常規(guī)精餾達不能實現(xiàn)相應組分的銳分離，這種情況可考慮采用強化精餾來實現(xiàn)相應組分之間的分離。強化精餾包括萃取精餾、變壓精餾、反應精餾、均相及非均相恒沸精餾等，其中萃取精餾是采用相對高沸點的溶劑改變混合物的液相活度系數(shù)，從而增大關鍵組分的相對揮發(fā)度以有利于分離，若進料為具有最低恒沸點的恒沸物，則溶劑從進料板之上、塔頂之下某適當位置加入，這樣流向塔底的液相中都存在溶劑，并且氣提到塔頂?shù)娜軇┥伲蝗暨M料為具有最高恒沸點的恒沸物，則溶劑和進料從同一塊進料板入塔。溶劑不可與組分間形成恒沸物，從萃取精餾塔底部出料后還需進一步分離，循環(huán)使用。

本文采用萃取精餾法，對丙酮一甲醇混合物流股進行了分離過程的合成與模擬計算，合成的流程和模擬計算結構可以作為此物系實際分離過程設計和操作過程的指導或參考。

1.混合物性質及溶劑和物性方程

丙酮和甲醇的正常沸點分別為56.2℃、64.7℃，在1atm下，丙酮和甲醇形成最低恒沸物，最低恒沸點為55.7℃，恒沸物組成為80%mol丙酮。水的正常沸點是100℃，而且在常壓下，水不與丙酮和/或甲醇形成二元或三元恒沸物，丙酮一甲醇一水的蒸餾殘留曲線圖表明，丙酮一甲醇恒沸物與水混合蒸餾進程為從恒沸物組成點指向純水，沒有蒸餾界限存在，這種情況非常適合采用萃取精餾的分離方法。由于物系含有極性組分，操作壓力為常壓，本文選用基團貢獻法物性方程UNIFAC計算液相組分的活度系數(shù)，相應氣相物性方程為理想氣體狀態(tài)方程。

2.混合物分離過程合成與模擬

丙酮一甲醇在常壓下形成恒沸物，僅采用普通精餾方法不能得到純凈的丙酮和甲醇組分，許多研究者對采用強化精餾技術分離此類恒沸物進行了研究。由于丙酮一甲醇混合物流股的組成為丙酮含量為75%，進料組成與恒沸物組成接近，因此分離過程流程合成的第一個塔采用萃取塔。若進料組成偏離恒沸物組成較遠，則第一塔需要采用常規(guī)精餾塔將進料分離為一較純組分塔底產物丙酮（當進料組成小于80%mol丙酮時）和接近恒沸物組成的塔頂產物，或將進料分離為一較純組分塔底產物甲醇（當進料組成大于80%mol丙酮時）和接近恒沸物組成的塔頂產物，此種情況下，整個流程為三塔結構：即常規(guī)精餾塔一萃取精餾塔一常規(guī)精餾塔（用于分離溶劑和回收另一組分）；本文整個流程只需要兩塔結構：即萃取精餾塔一常規(guī)精餾塔。

2.1分離過程合成與模擬方法

整個流程確定為兩塔結構以后，接下來的任務是著手對萃取精餾塔和溶劑回收塔作詳細設計。采用試探法合成萃取精餾塔，運用Aspen Plus 11.1作為設計模擬工具，通過多次嘗試計算，最后確定采用30塊理論板（包括塔頂全凝器和塔底再沸器），溶劑進料板為第7塊（從上往下數(shù)），丙酮一甲醇混合物進料板為第13塊，回流比為4，塔頂產物31.226mol/s，可以得到較為純凈的丙酮產物；溶劑回收塔為簡單精餾塔，采用Aspen Plus 11.1中的簡捷法設計模塊DSTWU進行設計，采用16塊理論板（包括塔頂全凝器和塔底再沸器），進料位置為第12塊，回流比為3，塔頂產物流量為10mol/s，可以得到較為純凈的甲醇產物和溶劑產物。

2.2流程結構圖和模擬計算結果

整體流程結構如圖1所示，EXTR-DIS為萃取精餾塔，共有30塊理論板，SOLV-REC為溶劑回收塔，共有16塊理論板。其中1為補充新鮮溶劑水進料，6為循環(huán)水物流，1和6兩個流股均從第7塊理論板加人。2為丙酮-甲醇混合物進料，進料位置為第13塊理論板。3為萃取塔頂產物丙酮，4為萃取塔底產物（水和甲醇混合物，含微量丙酮），4作為溶劑回收塔進料，從第12塊理論進入，5為溶劑回收塔頂產物甲醇，6為溶劑水循環(huán)物流。

表1給出了分別對萃取精餾塔和溶劑回收塔模擬計算的主要結果。其中精餾塔總效率計算采用OConnell關聯(lián)式：E_o=50.3（αu）_-0.226，相對揮發(fā)度采用塔頂、塔底和進料板條件下的幾何平均值（沒有單位），u為進料粘度，單位采用cp；塔板內徑計算中采用Fair關聯(lián)式計算液泛速率，接近液泛分率取0.8。需要特別指出的是，對萃取精餾塔進行效率估算時，進料粘度采用1和2兩個進料流股的幾何平均值，關鍵組分丙酮一甲醇的相對揮發(fā)度采用塔頂、進料1和2以及塔底四個位置相對揮發(fā)度的幾何平均值。

由圖2知，萃取京餾嗒頂丙酮濃度達到95.5%，第7塊板上丙酮濃度突降，這是因為溶劑水的加入稀釋的結果，丙酮一甲醇混合物進料后丙酮濃度略有上升，可見進料對丙酮組分液相濃度有少許增濃作用，往下到20塊板以后，丙酮濃度開始加速下降，到再沸器中只有微量丙酮存在，可見這一段對丙酮具有明顯的氣提效果；溶劑水濃度的變化趨勢正好與丙酮的變化趨勢相反，這是因為水是最難揮發(fā)的組分，丙酮是最容揮發(fā)的組分；甲醇的濃度分布由丙酮和水的濃度分布差減法確定，在第28塊板處出現(xiàn)最大值，高濃區(qū)在塔的中下部。

溶劑回收塔內的液相濃度分布為常規(guī)精餾塔典型的濃度分布模式，此處不再給出，塔頂產物甲醇含量99.8%，塔底產物中水含量達到99.9%。最后要特別說明的是：以上計算結果均為對兩塔單獨模擬的結果，萃取精餾塔溶劑進料為60mol·S^-1，實際操作溶劑循環(huán)時，補充大約1mol·S^-1溶劑即可達到模擬計算的分離效果，因為其中有59mol·S^-1的水循環(huán)。

3.結論

以水作為溶劑，采用試探法合成了丙酮一甲醇（75%mol丙酮）混合物萃取精餾分離流程的兩塔拓撲結構，采用Aspen Plus 11.1對兩塔分別進行了模擬計算，得到如下結論：

1）萃取精餾塔30塊理論板，補充新鮮溶劑和循環(huán)溶劑均從第7塊板加入，丙酮一甲醇混合物流股從第13塊板加入，回流比4（m01），塔頂丙酮濃度達到95.5%，回收率達到99%；

2）溶劑回收塔16塊理論板，進料板為第12塊，回流比3（mol），塔頂甲醇濃度達到99.8%，塔底產物水含量達到99%；

3）補充新鮮溶劑約為1mol·S^-1，此流量可根據操作情況適當調整，以維持循環(huán)溶劑水的總量為60mol·S^-1，保證萃取分離效果。