李萱李洪 高鑫李鑫鋼（天津大學(xué)化工學(xué)院天津 0007；精餾技術(shù)國家工程研究中心天津 0007；天津化學(xué)化工協(xié)同創(chuàng)新中心天津 0007）

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熱耦合精餾工藝的模擬

李萱1，2，李洪1， 2，高鑫1，2，李鑫鋼1，2，3
（1天津大學(xué)化工學(xué)院，天津 300072；2精餾技術(shù)國家工程研究中心，天津 300072；3天津化學(xué)化工協(xié)同創(chuàng)新中心，天津 300072）

摘要：為了進一步了解熱耦合精餾工藝的適用范圍，同時尋找其中經(jīng)濟性較優(yōu)的工藝流程，本文利用Aspen Plus流程模擬軟件，針對相對揮發(fā)度依次遞增的四組二元物系（苯-氟苯、苯-正庚烷、苯-甲苯、苯-氯苯）分別開展了常規(guī)精餾和4種熱耦合精餾工藝（熱泵精餾塔、理想內(nèi)部熱耦合精餾塔、內(nèi)部熱耦合精餾塔簡化構(gòu)型、差壓熱耦合精餾塔）的模擬研究，過程優(yōu)化的目標(biāo)函數(shù)為年均總費用最低。通過優(yōu)化結(jié)果的對比可知，熱耦合精餾工藝在分離相對揮發(fā)度較小的物系時能耗相對較低，經(jīng)濟性相對較好，其中又以熱泵精餾塔和差壓熱耦合精餾塔的效果最為顯著；而在相對揮發(fā)度較大的物系分離中，常規(guī)精餾則是較為合適的工藝選擇。此外，隨著投資回收期的減小，熱耦合精餾工藝相對于常規(guī)精餾工藝的優(yōu)勢也有所下降。

關(guān)鍵詞：相對揮發(fā)度；熱耦合精餾；能耗；年均總費用

第一作者：李萱（1989—），女，碩士研究生。E-mail ark_xuan@163.com。

聯(lián)系人：高鑫，副教授。E-mail gaoxin@tju.edu.cn。

石油和化工行業(yè)是我國經(jīng)濟產(chǎn)業(yè)的重要支柱，同時也屬于能量消耗大、易產(chǎn)生高污染的行業(yè)。蒸餾過程在石化行業(yè)的能耗中所占比例較大，其過程中低品位熱量的損失使分離過程的熱力學(xué)效率降低[1]。自20世紀(jì)中期起，降低蒸餾過程能耗的新工藝便層出不窮，節(jié)能熱耦合精餾技術(shù)自此開始發(fā)展起來[2]。

熱泵精餾作為節(jié)能熱耦合精餾技術(shù)手段之一，是一種對分離近沸點物系較為有效的節(jié)能工藝，目前已經(jīng)被廣泛地應(yīng)用于實際的工業(yè)生產(chǎn)中。該工藝的基本原理是將精餾塔塔頂蒸汽進行再壓縮，升溫升壓后作為熱源為塔底供熱，降低再沸器負(fù)荷。此工藝適用于塔頂塔底溫差較小，壓縮比較小，壓縮功率不大的分離過程[3]。

內(nèi)部熱耦合精餾塔（HIDiC）作為熱耦合精餾節(jié)能技術(shù)的另一種實現(xiàn)形式，自1970年的原油危機后，也逐漸成為了人們研究、開發(fā)的重點領(lǐng)域[2]。在該工藝中，由于壓縮機提供的額外能量，使得精餾段的壓力、溫度得到提升，所以在整個體系中精餾段的每一級塔板均可作為熱源向提餾段的相應(yīng)塔板供熱[4-5]。盡管HIDiC在理論上具有非常大的節(jié)能潛力，但其至今仍未有大規(guī)模的工業(yè)應(yīng)用[2]。其主要原因一方面在于該工藝中壓縮機的功率一般較大，由此導(dǎo)致電費以及壓縮機投資費用較高[6]。另一方面，理想的HIDiC模型中傳熱過程發(fā)生在精餾段與提餾段每一塊對應(yīng)的塔板之間，操作過程甚至不需要冷凝器和（或）再沸器，但這也同時帶來了新的問題，即塔間換熱設(shè)備設(shè)計的復(fù)雜性以及相應(yīng)較大的固定成本投資[7-8]。最近，有很多學(xué)者指出，一些經(jīng)設(shè)計簡化的HIDiC構(gòu)型比理想HIDiC具有更好的經(jīng)濟性和可行性[9-11]。

此外，差壓熱耦合精餾技術(shù)也被廣泛應(yīng)用于高能耗、近沸點物系的分離過程中[12]，其基本原理為將常規(guī)精餾塔分割為兩個壓力不同的塔段，高壓塔為常規(guī)精餾塔的精餾段，低壓塔為提餾段，利用高壓塔塔頂高溫蒸汽加熱低壓塔塔底液體。該熱耦合操作可大大節(jié)約能耗。

化工生產(chǎn)中待分離的物質(zhì)眾多，每類物系又具有不同的特點，各類熱耦合精餾工藝適宜的分離范圍，一直以來是人們研究和探討的重點問題。本文利用Aspen Plus模擬分析計算的方法，以待分離物系相對揮發(fā)度的差異為界定條件，針對相對揮發(fā)度不同的四組物系進行了5種工藝的優(yōu)化設(shè)計，5種精餾工藝分別為常規(guī)精餾塔（CDiC）、熱泵精餾塔（VRC）、理想HIDiC精餾塔（ideal-HIDiC）、HIDiC塔簡化構(gòu)型（sim-HIDiC）以及差壓熱耦合塔[12]（PSTC），優(yōu)化的目標(biāo)函數(shù)為年均總費用（TAC）。并將計算結(jié)果進行對比，以期望得到每種物系較為適宜的分離工藝。

1　分離目標(biāo)和經(jīng)濟計算基礎(chǔ)

四組二組元物系的相關(guān)性質(zhì)列于表1，相對揮發(fā)度的覆蓋范圍為1.14～4.66，對應(yīng)沸點差的范圍為4.89～50.27K。相對揮發(fā)度的定義式如式(1)。

式中，yA為氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)；yB為氣相中難揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)；xA為液相中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)；xB為液相中難揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)。

通過Aspen Plus模擬得到的汽液相組成數(shù)據(jù)，可以計算得到每組物質(zhì)的平均相對揮發(fā)度，如表1所示。

本文的基本操作條件如表2所示。

表1　待分離的四組二組元物系

表2　待分離物系的操作條件

本文的目標(biāo)函數(shù)為年均總費用（TAC，$/年），其計算公式如式(2)。

式中，OC為年操作費用，$/年；CC為總設(shè)備投資，$；θ為投資回收期，年。

本文另一參考指標(biāo)總能耗（QE，kW）的計算公式如式(3)[13]。

式中，QR為再沸器負(fù)荷，kW；Qcomp為壓縮機功率，kW。式(3)中Qcomp前的系數(shù)3代表當(dāng)壓縮機的功率確定時，所消耗的能量若用與再沸器相同的標(biāo)準(zhǔn)來計算時需添加的轉(zhuǎn)化因子。工藝中設(shè)備費用的估算公式均參考Douglas所著的《Conceptual design of chemical processes》一書，關(guān)鍵項目塔徑（D，m）、塔高（H，m）、塔板費用（TC，＄）、換熱設(shè)備傳熱面積（A，m）、換熱設(shè)備費用（HEC，＄）、壓縮機費用（CPC，＄）計算如式(4)～式(10)[14]。

式中，V為塔板氣相流率，mol/s；M為塔板平均摩爾質(zhì)量，g/mol；T為塔板溫度，K；P為塔板壓力，kPa。

在計算出每個平衡級的對應(yīng)直徑后，整塔的直徑取所有直徑中的最大值。

式中，N為塔板總數(shù)。

本文中所有塔板均按理論板計算。

式中，M&S為Marshall & Swift 經(jīng)濟因子；C為壓力因子，取值見表3[7]。

式中，Q為換熱器負(fù)荷，kW；U為換熱器傳熱系數(shù)，kW/(m2?K）；ΔT為傳熱溫差，K。

式中，C'為換熱器類型因子，取值見表4[7]。

式(10)中壓縮機功率的應(yīng)用范圍是：22

經(jīng)濟計算過程中用到的相關(guān)參數(shù)值如表5所示[8]。

表3　壓力因子C的取值

表4　換熱器類型因子C' 的取值

表5　計算過程參數(shù)表

2　優(yōu)化過程與結(jié)果討論

2.1苯-氟苯體系

2.1.1常規(guī)與熱泵精餾工藝

本文首先對苯-氟苯體系的常規(guī)精餾塔和熱泵精餾塔進行了模擬優(yōu)化，常規(guī)精餾塔的最優(yōu)理論板數(shù)約為180，進料板為第132塊。熱泵精餾塔在此基礎(chǔ)上，影響其經(jīng)濟性的唯一可優(yōu)化參數(shù)為壓縮機的壓縮比（CR），其結(jié)構(gòu)示意圖如圖1所示。此外，在本工藝中承擔(dān)熱耦合任務(wù)的大功率換熱器，與后文中內(nèi)部熱耦合塔簡化構(gòu)型（sim-HIDiC），差壓熱耦合塔（PSTC）中的換熱器一起，在本文中統(tǒng)稱為塔外換熱器。VRC壓縮比（CR）的優(yōu)化結(jié)果如圖2所示，當(dāng)CR<1.2時，換熱器內(nèi)冷熱流體溫度交叉，不滿足換熱條件；當(dāng)CR=1.3時，對應(yīng)的TAC最小。

圖1　熱泵精餾塔構(gòu)型示意圖（苯-氟苯）

圖2　熱泵精餾塔壓縮比優(yōu)化結(jié)果（苯-氟苯）

2.1.2理想內(nèi)部熱耦合精餾工藝

圖3對應(yīng)的為苯-氟苯體系理想內(nèi)部熱耦合精餾塔（ideal-HIDiC）的結(jié)構(gòu)示意圖。在該構(gòu)型中，提餾段和精餾段的塔板數(shù)與常規(guī)精餾塔取相同的設(shè)計值，即提餾段為49塊塔板（包括再沸器），精餾段為131塊塔板，塔間熱耦合采取上端對齊方式，設(shè)計優(yōu)化的結(jié)果需保留提餾段塔底再沸器，精餾段塔頂則不需要提供回流，熱耦合形成的塔內(nèi)回流量可以滿足精餾分離要求。同時，需要提及的是，在本文中對于這些設(shè)置于兩塔間且數(shù)量較多的熱交換設(shè)備，其相關(guān)操作參數(shù)與投資計算均與OLUJIC等[7]的研究中一致，在本文中統(tǒng)稱為理想HIDiC塔間換熱設(shè)備。由于提餾段的壓力固定為1bar（1bar= 105Pa），因此在該工藝中，待優(yōu)化的參數(shù)為精餾段壓力（Prec），優(yōu)化結(jié)果如圖4所示，當(dāng)Prec=1.3bar時，對應(yīng)TAC最小。圖5為理想HIDiC兩塔段汽液流量變化圖。塔間的熱耦合從精餾段取熱，使得精餾段每塊塔板上的上升氣體部分冷凝，冷凝后的液體又回到該塔板上，這樣進入上一層塔板的氣相流量就會相應(yīng)減少，流入下一層塔板的液相流量會相應(yīng)增加，從整體上看，就會顯示出從耦合段底部塔板到頂部氣相流量依次下降，從頂部塔板到底部液相流量依次上升的流量變化圖。相反，對于提餾段來說，從耦合段的底層塔板到頂層氣相流量由于積累依次增大，從頂層到底層液相流量由于被層層蒸發(fā)依次下降。

圖3　理想HIDiC構(gòu)型示意圖（苯-氟苯）

圖4　理想HIDiC精餾段壓力優(yōu)化結(jié)果（苯-氟苯）

圖5　理想HIDiC兩塔汽液相流量圖（苯-氟苯）

2.1.3內(nèi)部熱耦合精餾塔簡化構(gòu)型

圖6所示為苯-氟苯體系內(nèi)部熱耦合精餾塔簡化構(gòu)型（sim-HIDiC）的結(jié)構(gòu)示意圖。在此工藝中，兩塔間的熱耦合采用了一個大功率的換熱器代替了理想HIDiC中眾多的小功率換熱設(shè)備。換熱器的取熱位置一端為提餾段最底層塔板（除去再沸器），另一端為平行對應(yīng)的精餾段塔板。相應(yīng)地，當(dāng)提餾段的壓力固定為1bar時，工藝中的操作參數(shù)——精餾段壓力（Prec）優(yōu)化結(jié)果如圖7所示，當(dāng)Prec=1.25bar時，TAC取得最小值。圖8為sim-HIDiC兩塔段汽液流量變化圖，精餾段上部位于熱耦合板之前的塔板上的液相流量極小，這是由較小的回流比造成的，所以該塔段起到的分離作用很小。由液相組成圖9可以看出，該段內(nèi)液相中輕重組分的組成基本保持不變，所以從精餾段中段取熱的設(shè)計會造成部分塔段的浪費，且換熱位置越靠近精餾段底部對分離越不利。

圖6　HIDiC簡化構(gòu)型示意圖（苯-氟苯）

圖7　sim-HIDiC精餾段壓力優(yōu)化結(jié)果（苯-氟苯）

圖8　sim-HIDiC兩塔汽液相流量圖（苯-氟苯）

圖9　sim-HIDiC液相組成圖（苯-氟苯）

2.1.4差壓熱耦合精餾工藝

圖10為差壓熱耦合精餾塔（PSTC）的結(jié)構(gòu)示意圖，在此構(gòu)型中，精餾段頂部蒸氣與提餾段底部液體進行換熱，經(jīng)熱交換后的蒸氣經(jīng)冷凝器全凝后一部分作為產(chǎn)品采出，一部分作為精餾段塔頂回流。圖11為精餾段壓力優(yōu)化圖（提餾段壓力為1bar），該壓力直接影響著壓縮機功率和換熱器面積等重要工藝參數(shù)，當(dāng)Prec=1.25bar時，該工藝經(jīng)濟性最優(yōu)。

圖10　差壓熱耦合構(gòu)型示意圖（苯-氟苯）

圖11　PSTC精餾段壓力優(yōu)化結(jié)果（苯-氟苯）

2.1.5各工藝的比較

表6是苯-氟苯體系各塔工藝的詳細(xì)設(shè)計結(jié)果，結(jié)合圖12（操作費用占總費用的比例圖），圖13（設(shè)備費用占總費用的比例圖），可以對各工藝進行對比分析。由表6可以看出，CDiC的總費用遠(yuǎn)遠(yuǎn)高于其他塔工藝，再由圖12，CDiC的操作費用約占總費用的84.1%，而操作費用的絕大部分來自低壓蒸汽，所以采用常規(guī)精餾塔分離沸點差約為5℃的苯-氟苯將會消耗大量蒸汽能耗，經(jīng)濟成本較高。對于4個熱耦合方式不同的節(jié)能工藝，其經(jīng)濟成本也因為操作狀態(tài)的不同有所差異，但壓縮機的電費均占據(jù)了操作費用的大部分比例（圖12），設(shè)備費用則均主要由塔殼、塔外換熱器（ideal-HIDiC塔間換熱設(shè)備）、壓縮機組成（圖13），且設(shè)備費占總費用的比例均高于操作費，說明在一定程度上能源的節(jié)約需要以更復(fù)雜的塔工藝和更高昂的固定資產(chǎn)投資為代價。

表6　苯-氟苯體系各塔工藝詳細(xì)設(shè)計結(jié)果

圖12　各項操作費用占總費用的比例（苯-氟苯）

圖13　各項設(shè)備費用占總費用的比例（苯-氟苯）

ideal-HIDiC作為4個熱耦合工藝中總費用最高的，主要是由于在設(shè)備費用方面，安置于兩塔間數(shù)量眾多的換熱設(shè)備費用較高，壓縮機費用也由于較大的功率在4個工藝中投資最大，造成壓縮機功率較大的原因是滿足兩塔間的換熱條件需要一定的壓縮比，且在提餾段內(nèi)氣相流量從塔底到塔頂不斷積累，使得最后通過壓縮機的氣相流量較大，也由于這個原因，其消耗的電費也在4個工藝中最高。sim-HIDiC較ideal-HIDiC在總費用上減少了18.5%，由于兩塔間使用單個換熱器，其在塔間換熱設(shè)備方面較ideal-HIDiC節(jié)約了48.1%。但值得注意的是，該工藝在塔板、塔殼費用方面均高于其他工藝，且通過壓縮機的氣相流量也最大，說明該工藝在操作過程中塔板的汽液負(fù)荷較大，其中原因很有可能是因為由于塔外換熱器的換熱位置選取不當(dāng)，使得約占精餾段36%塔段的塔板沒有得到有效的利用。PSTC和VRC經(jīng)濟費用相對較小，分別占CDiC的40.7%和39.1%。在操作費用上，PSTC小于VRC，這不僅由于在PSTC中不需要再沸器從而節(jié)約了蒸汽費用，還由于當(dāng)處在各自最優(yōu)操作條件下時，PSTC的壓縮比小于VRC工藝，使得其電費也較VRC有所降低。但在設(shè)備費用方面，PSTC由于其塔外換熱器的負(fù)荷較大，且換熱溫差較小，所以其換熱器費用較VRC高出55.5%，最終導(dǎo)致其年均總費用略高于VRC。

2.2優(yōu)化結(jié)果分析與投資回收期的討論

2.2.1所有體系的優(yōu)化結(jié)果分析

由表7結(jié)合上節(jié)苯-氟苯優(yōu)化結(jié)果可以看出，各分離物系所需的塔板數(shù)有所不同，這帶來了某些塔工藝構(gòu)型上的變化。苯-正庚烷體系各塔工藝構(gòu)型與苯-氟苯體系一致，即在ideal-HIDiC中提餾段采取與精餾段上端對齊的換熱方式，sim-HIDiC中精餾段一端的換熱塔板位置與提餾段最底層塔板平行；苯-甲苯體系中由于提餾段塔板數(shù)多于精餾段，在ideal-HIDiC中精餾段采取與提餾段下端對齊的方式進行換熱，sim-HIDiC中提餾段底層塔板則與精餾段中部第6塊塔板進行換熱；苯-氯苯體系中，ideal-HIDiC的精餾段與提餾段等板換熱，sim-HIDiC中提餾段底層塔板與精餾段中部第6塊塔板換熱。

表7　其他分離體系設(shè)計優(yōu)化結(jié)果

隨著待分離體系相對揮發(fā)度不斷增大，各塔工藝最優(yōu)的理論板總數(shù)不斷減少，各節(jié)能工藝中壓縮機的壓縮比有所增大，壓縮比增大的原因是分離所需的能耗減少了，塔內(nèi)汽液相負(fù)荷下降，壓縮機的電費和投資費用相應(yīng)降低，此時換熱器雖然承擔(dān)的熱耦合功率降低，但若維持原有換熱溫差和換熱面積，其所需的投資費用仍將是工藝經(jīng)濟性不平衡的主要矛盾所在。因此，經(jīng)優(yōu)化后的各節(jié)能工藝中，壓縮比均呈現(xiàn)遞增關(guān)系，以增大換熱器換熱溫差，減小換熱面積和投資費用，使操作費用和設(shè)備費用重新回到了一個使年均總費用最低的最佳平衡點。在總能耗方面，由相對難分離的苯-氟苯到相對易分離的苯-氯苯，常規(guī)精餾塔呈現(xiàn)下降趨勢；且從表7中可以看出，VRC和PSTC在所有塔工藝中能耗較低。

圖14表示的是針對不同待分離體系的不同精餾工藝的操作費用（OC）對比圖，由圖14可以較為清楚地看出，各分離體系中操作費用最低的或為PSTC（苯-氟苯，苯-氯苯），或為VRC（苯-正庚烷，苯-甲苯）。在苯-氟苯和苯-正庚烷兩體系中，CDiC的操作費用遠(yuǎn)大于其他精餾工藝，而在苯-氯苯體系中，CDiC的操作費用甚至小于sim-HIDiC和ideal-HIDiC。

圖15表示的是各分離體系下不同塔工藝的設(shè)備費用（CC）對比結(jié)果，4個分離體系下CDiC的設(shè)備費用均是所有塔工藝中最低，而最高的幾乎均為ideal-HIDiC，除了苯-氯苯體系，而顯然該體系已不適合用熱耦合節(jié)能工藝進行分離，這一點在圖16（各體系下不同塔工藝的年均總費用（TAC）對比圖）中能夠更加清楚地表現(xiàn)出來。

由圖16可知，在除苯-氯苯外的其他分離體系下，年均總費用最小的塔工藝均為VRC，而苯-氯苯體系由于具有較大的相對揮發(fā)度，常規(guī)精餾是其最佳的分離方式。此外，在苯-氟苯和苯-正庚烷體系中，PSTC的總費用分別僅高于VRC 4%和3%，說明該工藝在分離近沸點物系時同樣具有一定的經(jīng)濟可行性。

圖14　各體系下不同塔工藝的操作費用對比圖

圖15　各體系下不同塔工藝的設(shè)備費用對比圖

圖16　各體系下不同塔工藝的年均總費用對比圖

2.2.2投資回收期的討論

以上各工藝對年均總費用（TAC）的計算都是以投資回收期θ=10年為基礎(chǔ)的，本節(jié)主要對θ=5、θ=3時的TAC情況進行討論。計算結(jié)果分別如圖17、圖18所示。由圖可以看出，隨著投資回收期的減小，熱耦合精餾工藝相對于常規(guī)精餾工藝的優(yōu)勢有所降低。當(dāng)投資回收期θ=5年時，在相對揮發(fā)度較低的苯-氟苯和苯-正庚烷體系中，VRC和PSTC等熱耦合工藝的TAC仍低于CDiC，但對于苯-甲苯、苯-氯苯體系，熱耦合精餾工藝均不再適用；當(dāng)投資回收期θ=3年時，僅在相對揮發(fā)度最小的苯-氟苯體系中，VRC、PSTC、sim-HIDiC的TAC較CDiC具有優(yōu)勢。由于投資回收期的減小僅影響年設(shè)備費用，即在總設(shè)備費用不變的情況下增加了年設(shè)備成本，而年操作費用不受影響，所以由此可以說明，VRC等熱耦合精餾工藝在公用工程等操作費用上具有很大的節(jié)能潛力，但其設(shè)備投資相比于常規(guī)精餾塔相應(yīng)較大。

圖17　投資回收期為5年時的年均總費用對比圖

圖18　投資回收期為3年時的年均總費用對比圖

3　結(jié)　論

依次對相對揮發(fā)度遞增的4個二組元物系進行了常規(guī)精餾和熱耦合節(jié)能精餾工藝的模擬優(yōu)化研究，4個二組元物系依次為：苯-氟苯（1.14）、苯-正庚烷（1.26）、苯-甲苯（2.49）和苯-氯苯（4.66）。熱耦合節(jié)能工藝依次為：熱泵精餾（VRC）、理想內(nèi)部熱耦合精餾（ideal-HIDiC）、內(nèi)部熱耦合精餾簡化構(gòu)型（sim-HIDiC）、差壓熱耦合精餾（PSTC），優(yōu)化的目標(biāo)函數(shù)為年均總費用（TAC）最低，所得結(jié)論如下。

（1）熱耦合精餾工藝在分離相對揮發(fā)度較?。ǚ悬c差較?。┑奈锵禃r，相比于常規(guī)精餾表現(xiàn)出良好的節(jié)能效果和經(jīng)濟優(yōu)勢；隨著物系的相對揮發(fā)度不斷增大，熱耦合工藝的優(yōu)勢逐漸減小甚至消失。

（2）在熱耦合精餾工藝適宜的分離場合下，相比于其他節(jié)能工藝，熱泵精餾塔具有最好的經(jīng)濟效益，其次為差壓熱耦合塔，理想內(nèi)部熱耦合塔以及內(nèi)部熱耦合塔簡化構(gòu)型在經(jīng)濟性方面并不具有競爭優(yōu)勢。

（3）內(nèi)部熱耦合塔的換熱形式和換熱器換熱位置均對最終的經(jīng)濟評價具有重要的影響。比如，若在ideal-HIDiC中減少塔間換熱設(shè)備的數(shù)量，在sim-HIDiC精餾段一端選取靠近塔頂?shù)膿Q熱位置，將使塔工藝在經(jīng)濟費用方面所有下降。

（4）隨著投資回收期的減小，熱耦合精餾工藝相對于常規(guī)精餾工藝的優(yōu)勢有所降低，這主要是由其較大的設(shè)備投資費用造成的。

符號說明

A——換熱設(shè)備傳熱面積，m2

C——壓力因子，量綱為1

C' ——換熱器類型因子，量綱為1

CC——總設(shè)備投資，$

CDiC——常規(guī)精餾塔

CPC——壓縮機費用，$

CR——壓縮比，量綱為1

CSC——塔殼費用，$

D——塔徑，m

H——塔高，m

HEC——換熱設(shè)備費用，$

HIDiC——內(nèi)部熱耦合精餾塔

ideal-HIDiC——理想內(nèi)部熱耦合精餾塔

M——塔板上物料平均摩爾質(zhì)量，g/mol

M&S——Marshall & Swift 經(jīng)濟因子，量綱為1

N——塔板總數(shù)

OC——年操作費用，$/a

P——塔板壓力，kPa

Prec——精餾段壓力，bar

PSTC——差壓熱耦合塔

Q——換熱器負(fù)荷，kW

Qcomp——壓縮機功率，kW

QE——總能耗，kW

QR——再沸器負(fù)荷，kW

sim-HIDiC——內(nèi)部熱耦合精餾塔簡化構(gòu)型

T——溫度，K

TAC——年均總費用，$/a

TC——塔板費用，$

U——換熱器傳熱系數(shù)，kW/(m2?K)

VRC——熱泵精餾塔

V——塔板氣相流率，mol/s

xA——液相中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，量綱為1

xB——液相中難揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，量綱為1

yA——氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，量綱為1

yB——氣相中難揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，量綱為1

α——相對揮發(fā)度

θ——投資回收期，年

Δ——差值

下角標(biāo)

A——易揮發(fā)組分

B——難揮發(fā)組分

comp——壓縮機

E——能量

R——再沸器

rec——精餾段

參考文獻

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綜述與專論

Simulation on heat integrated distillation technology

LI Xuan1，2，LI Hong1，2，GAO Xin1，2，LI Xingang1，2，3
（1School of Chemical Engineering and Technology，Tianjin University，Tianjin 300072，China；2National Engineering Research Centre of Distillation Technology，Tianjin 300072，China；3Collaborative Innovation Center of Chemical Science and Engineering (Tianjin)，Tianjin 300072，China）

Abstract：To know more about the application scope of heat-integrated distillation technology and acquire optimal column schemes，based on four binary systems with increasing relative volatility，the conventional distillation column and four heat-integrated distillation column configurations (a vapor recompression distillation column，an ideal internally heat-integrated distillation column，a simplified internally heat-integrated distillation column，a pressure-swing thermal-coupled distillation column) were optimized for minimizing total annual cost in this work with Aspen Plus. The heat-integrated distillation columns would show lower energy consumption and better economic performance when separating mixtures with close relative volatility，among which the vapor recompression and pressure-swing thermal-coupled distillation columns were the most promising ones. The conventional distillation column was an appropriate choice for mixtures of which relative volatility was relatively large. In addition，as payback period decreased，the economic advantage of heat-integrated distillation columns would also drop compared to the conventional distillation column.

Key words：relative volatility；heat-integrated distillation；energy consumption；total annual cost

基金項目：國家自然科學(xué)基金項目（21336007）。

收稿日期：2015-04-29；修改稿日期：2015-05-15。

DOI：10.16085/j.issn.1000-6613.2016.01.007

中圖分類號：TQ 028

文獻標(biāo)志碼：A

文章編號：1000–6613（2016）01–0048–09