六盤水地區(qū)異丙醚-異丙醇共沸物的變壓精餾分離

李 靜，王克良，施 蘭，連明磊，杜廷召

（1.六盤水師范學院 化學與材料工程學院，貴州 六盤水 553004；2.中國石油工程建設有限公司華北分公司，河北 任丘 062550）

異丙醚（DIPE）是石油、煙草生產(chǎn)和合成化學中常見的一種化學品，它常用作從水溶液中除去極性有機物的專用溶劑[1-2]。異丙醇（IPA）是常見的石油化工產(chǎn)品，多通過固體酸或液體酸作為催化劑來生產(chǎn)，過程中會生成副產(chǎn)品異丙醚與之混合[3-5]。由于異丙醚和異丙醇形成二元最低均相共沸物，常規(guī)精餾方法不能有效地實現(xiàn)這種分離[6]。因此，需要采用其他類型的精餾方法。

目前分離共沸物的方法包括共沸精餾，萃取精餾和變壓精餾等[7-9]。相比萃取精餾和共沸精餾，變壓精餾因其不引入夾帶劑，保護環(huán)境，通過熱集成技術(shù)能夠有效降低能耗而在工業(yè)上得到推廣應用。同時，變壓精餾工藝可以有效分離最低共沸物和最高共沸物，因此受到越來越多的關(guān)注[10-11]。Zhu等[12]采用變壓精餾工藝分離甲苯—乙醇共沸物，發(fā)現(xiàn)熱集成工藝相比無熱集成的變壓精餾更經(jīng)濟。Luben等[13]針對生產(chǎn)三甲氧基硅烷過程中產(chǎn)生的甲醇和三甲氧基硅烷共沸物，考察了變壓精餾分離共沸物的效果，最終確定低壓塔和高壓塔的操作壓力分別為700kPa和25kPa。 Wang等[14]發(fā)現(xiàn)當壓力從100kPa變化到700kPa時，正庚烷和異丁醇的混合物由最低共沸物變成了最高共沸物，變壓精餾同樣適用。

六盤水地處云貴高原，具有海拔高、氣壓低的特點，常年大氣壓均值為85kPa。該地區(qū)的高海拔地形決定了其共沸物的分離也具有不同于平原地區(qū)的獨特特征。本文針對異丙醚—異丙醇共沸物，采用Aspen plus軟件模擬變壓精餾分離工藝。低壓塔壓力為六盤水地區(qū)大氣壓85kPa，以年度總費用TAC最小為原則，優(yōu)化各項操作變量。在此基礎上，以降低能耗和設備投資為目的，將完全熱集成技術(shù)應用于變壓精餾工藝，并同無熱集成工藝進行了比較，以期為高海拔地區(qū)此類共沸物的分離提供一些技術(shù)參考。

1 變壓精餾工藝

1.1 相圖分析

采用NRTL方程[15]對變壓精餾工藝進行模擬優(yōu)化，計算了異丙醚—異丙醇混合物在不同壓力下的T-x/y相圖，如圖1所示?？梢钥闯?，在壓力從85kPa升高到300kPa，混合物的共沸溫度和共沸組成均發(fā)生明顯變化，共沸溫度從61.39℃升高至100.52℃，異丙醚的摩爾組成也從0.7915下降到0.6491，共沸組成變化超過了5%，滿足變壓精餾分離共沸物的條件。

1.2 工藝流程

變壓精餾工藝流程由低壓塔和高壓塔組成，雙塔的操作壓力是基于在不同壓力下的共沸組成差異確定的，在兩個精餾塔的底部可得到兩種高純度產(chǎn)品，如圖2所示。本工藝中異丙醚-異丙醇混合物常溫進料流率為100kmol/h，摩爾分數(shù)異丙醚為20%，異丙醇為80%，要求最終異丙醚和異丙醇產(chǎn)品的純度質(zhì)量分數(shù)均達到99.9%。異丙醚-異丙醇混合物從低壓塔中部進料，塔底為高純度異丙醇產(chǎn)品，塔頂為近似85kPa下對應的共沸物，經(jīng)過泵增壓后，輸送到高壓塔進一步分離，塔底得到高純度異丙醚，塔頂近似為300kPa下對應的共沸物，降壓后循環(huán)返回到低壓塔。

圖1 異丙醚—異丙醇在兩個壓力下的T-x/y相圖Fig.1 T-x/y phase diagram s of diisopropyl ether-isopropanol at two pressures

圖2 變壓精餾工藝流程圖Fig.2 Pressure sw ing distillation process flow diagram

1.3 年度總費用TAC

年度總費用TAC是化工過程模擬優(yōu)化常用的經(jīng)濟費用指標，用來評價工藝方案的經(jīng)濟合理性和可行性。本文采用Luben等[16]提出的計算依據(jù)，以TAC最小為目標函數(shù)，來優(yōu)化各項設計變量，具體依據(jù)列于表1中。由于異丙醚、異丙醇均為非腐蝕性物質(zhì)，因此設備投資回收期按照5年計算。設備投資包括塔體、塔底再沸器和塔頂冷凝器等；操作費用包括塔底再沸器消耗的低壓蒸汽和塔頂冷凝器所需的冷卻水等費用。

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

2 流程優(yōu)化

2.1 工藝優(yōu)化順序

以年度總費用TAC最小為依據(jù)，對低壓塔和高壓塔塔板數(shù) (NT1和NT2)，低、高壓塔的三個進料位置(NF1，NREC和NF2)和回流比(RR1和RR2)總計7個設計變量進行迭代優(yōu)化。具體迭代優(yōu)化過程見圖3。

2.2 進料位置的優(yōu)化

由圖3可知，進料位置為最內(nèi)層迭代，對低壓塔進料位置NF1，循環(huán)物流進料位置NREC和高壓塔進料位置NF2進行優(yōu)化，結(jié)果見圖4?？梢钥闯?，三個進料位置對TAC的影響均呈現(xiàn)了隨著進料位置下移，TAC先逐漸降低后又增高的趨勢。低壓塔進料在第22塊板，循環(huán)物流在第17塊塔板進料，高壓塔在第16塊塔板進料時，對應了最小的TAC。

圖3 變壓精餾分離異丙醚-異丙醇的過程優(yōu)化順序Fig.3 Optimal sequence of diisopropyl ether-isopropanol separation process by pressure sw ing distillation

圖4 三個進料位置對TAC的影響Fig.4 Effect of three feeding positions on TAC

2.3 回流比的優(yōu)化

基于圖3所示的迭代優(yōu)化順序繼續(xù)對兩塔的回流比R1和R2進行優(yōu)化。隨著回流比的增加，操作費用逐漸升高，設備費用降低的程度較大，此時總費用TAC呈現(xiàn)逐漸下降的趨勢。當回流比增大到一定程度后，設備費用同操作費用一樣逐漸增大，TAC相應也會逐漸增大。由圖5可以看出，低壓塔回流比R1和高壓塔回流比R2分別在0.80和1.00時，對應的TAC最小。

圖5 雙塔回流比對TAC的影響Fig.5 Effect of the reflux ratios of two columns on TAC

2.4 塔板數(shù)的優(yōu)化

最后，對圖3所示的最外層的塔板數(shù)進行優(yōu)化。首先對低壓塔塔板數(shù)NT1進行了優(yōu)化，結(jié)果列于表2中?？梢钥闯?，塔板數(shù)直接影響循環(huán)物流流率的大小。塔板數(shù)越多，則循環(huán)物流流率就越小，能耗費用就越小。可以看出，在低壓塔塔板數(shù)為30塊時，TAC最小。

如圖3所示的迭代流程，低壓塔塔板數(shù)NT1優(yōu)化完成后，繼續(xù)對高壓塔塔板數(shù)NT2進行優(yōu)化，計算結(jié)果列于表3中?？梢钥闯?，在高壓塔塔板數(shù)為27塊時，TAC最小。因此確定高壓塔塔板數(shù)為27塊。

表2 低壓塔塔板數(shù)經(jīng)濟優(yōu)化結(jié)果Table 2 Econom ic optim ization results of tray number of low pressure column

表3 高壓塔塔板數(shù)經(jīng)濟優(yōu)化結(jié)果Table 3 Econom ic optim ization results of tray number of high pressure column

2.5 雙塔溫度、液相組成分布

全流程優(yōu)化完成后，對塔內(nèi)溫度、異丙醚和異丙醇的液相濃度分布進行了分析，見圖6和圖7。在低壓塔內(nèi)隨著塔板位置下移，異丙醇濃度逐漸升高，到塔底時接近1，滿足分離要求。塔內(nèi)溫度分布曲線和異丙醇液相組成曲線相似，說明在低壓塔內(nèi)異丙醇組分主導了塔內(nèi)溫度分布。同樣地，在高壓塔內(nèi)隨著塔板位置下移，異丙醚濃度逐漸升高，到塔底時接近1，滿足分離要求。塔內(nèi)溫度分布曲線和異丙醚液相組成曲線相似，說明在高壓塔內(nèi)異丙醚組分主導了塔內(nèi)溫度分布。這樣即可通過監(jiān)測塔內(nèi)溫度來監(jiān)測塔內(nèi)組分濃度分布。

圖6 低壓塔溫度、液相組成分布Fig.6 Tem perature,liquid phase composition distribution in low pressure column

圖7 高壓塔溫度、液相組成分布Fig.7 Tem perature,liquid phase com position distribution in high pressure column

2.6 完全熱集成工藝

由于高壓塔塔頂溫度近似為共沸溫度100.5℃，低壓塔塔底溫度近似為85kPa下對應的異丙醇沸點溫度78.0℃，溫差將近22℃?？梢酝ㄟ^調(diào)節(jié)兩塔回流比進行完全熱集成，使得高壓塔塔頂冷凝器負荷與低壓塔塔底再沸器熱負荷相等，即利用高壓塔塔頂物流作為低壓塔塔底物流的加熱介質(zhì)，進而降低能耗費用和設備投資。由圖8可以看出，低壓塔和高壓塔回流比分別為0.60和2.22時，全流程的TAC最小。

圖8 回流比對TAC的影響Fig.8 Effect of reflux ratios on TAC

2.7 全流程優(yōu)化結(jié)果比較

按照圖3所示的迭代流程對兩塔塔板數(shù)、進料位置和回流比等設計變量優(yōu)化完成后，得到全流程最佳工藝參數(shù)，在原變壓精餾的基礎上又進行了完全熱集成設計，兩種工藝的比較結(jié)果列于表4中?？梢钥闯?，完全熱集成工藝相比無熱集成工藝，其設備投資和操作費用均明顯降低，TAC由357.72×104￥/a降低至258.86×104￥/a。相比無熱集成工藝，完全熱集成的TAC節(jié)約了27.64%。

表4 全流程優(yōu)化結(jié)果比較Table 4 Com parison of the results of whole process optim ization

3 結(jié)論

采用Aspen Plus軟件對異丙醚-異丙醇共沸物進行了變壓精餾過程模擬。由于六盤水地區(qū)海拔高、氣壓低，因此低壓塔壓力設定為六盤水地區(qū)大氣壓85kPa，高壓塔壓力設定為300kPa。以年度總費用TAC最小為依據(jù)，對各項設計變量如理論塔板數(shù)、回流比和進料位置等進行了優(yōu)化。最佳工藝參數(shù)為：低壓塔塔板數(shù)為30塊，異丙醚-異丙醇混合物和循環(huán)物流分別在第22塊和17塊位置進料，回流比為0.80；高壓塔塔板數(shù)為27塊，進料位置為第16塊，回流比為1.00。

通過調(diào)節(jié)兩塔的回流比，對高壓塔塔頂物流和低壓塔塔底物流進行了完全熱集成。低壓塔和高壓塔回流比分別為0.60和2.22時，全流程的TAC最小。完全熱集成工藝相比無熱集成工藝，其設備投資和操作費用均明顯降低，TAC節(jié)約了27.64%。結(jié)果表明完全熱集成變壓精餾工藝可以有效分離異丙醚—異丙醇共沸物，且經(jīng)濟上更合理，為高海拔地區(qū)此類共沸物的分離提供一些技術(shù)參考。