王易卓，羅祎青，錢行，袁希鋼（化學(xué)工程聯(lián)合國(guó)家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室（天津大學(xué)），天津 300072）

C3選擇性加氫熱耦合催化精餾流程模擬

王易卓，羅祎青，錢行，袁希鋼
（化學(xué)工程聯(lián)合國(guó)家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室（天津大學(xué)），天津 300072）

摘要：針對(duì)C3選擇性加氫過程中冷劑費(fèi)用過高問題提出將選擇性加氫催化反應(yīng)器設(shè)置在脫乙烷精餾塔的提餾段，并通過原流程的3個(gè)精餾塔的不同熱耦合方式所構(gòu)成的3種熱耦合催化精餾結(jié)構(gòu)；對(duì)三熱耦合催化精餾結(jié)構(gòu)分別進(jìn)行嚴(yán)格模擬和評(píng)價(jià)，表明通過分離和加氫反應(yīng)的結(jié)合增加了加氫反應(yīng)的轉(zhuǎn)化率，并通過熱耦合降低了分離能耗，年度總費(fèi)用降低顯著。模擬結(jié)果表明，3種方案的年度總費(fèi)用節(jié)約效果分別為4.107%、6.420%和10.337%。

關(guān)鍵詞：C3選擇性加氫；反應(yīng)精餾；熱耦合精餾塔

2015-07-30收到初稿，2015-10-22收到修改稿。

聯(lián)系人：袁希鋼。第一作者：王易卓（1991—），女，碩士研究生。

Received date: 2015-07-30.

引　言

丙烯是一種重要的基礎(chǔ)化工原料，在現(xiàn)代石油和化學(xué)工業(yè)中占有重要地位，烴類裂解是丙烯的主要來(lái)源。烴類蒸氣裂解制乙烯裝置得到的碳三（C3）餾分含有1.0%～3.5%（有時(shí)甚至達(dá)到6%～7%）[1]的丙炔（MA）和丙二烯（PD）雜質(zhì)，而在一般的聚合級(jí)丙烯中，MAPD含量必須在0.005%（體積分?jǐn)?shù)）[1]以下。工業(yè)上脫除MAPD的方法為選擇性加氫，主要有氣相選擇加氫工藝和液相選擇加氫工藝。催化精餾加氫工藝因可提高反應(yīng)轉(zhuǎn)化率和選擇性、溫度易于控制、可縮減流程、降低成本等優(yōu)點(diǎn)而受到關(guān)注，但研究尚不充分。

同時(shí)，精餾作為主要的分離手段，由于需要深冷，因而丙烯生產(chǎn)過程的精餾能耗巨大，如何提高其能源利用效率一直是化學(xué)工業(yè)關(guān)注的熱點(diǎn)。在諸多節(jié)能技術(shù)中，熱耦合精餾是一種基于熱力學(xué)第二定律的節(jié)能技術(shù)，最早在1937年由Brugma[2]提出，此后Cahn等[3]，Petlyuk等[4-5]初步研究了熱耦合的基本結(jié)構(gòu)，Krolikowski等[6-7]進(jìn)一步研究了熱耦合結(jié)構(gòu)的設(shè)計(jì)方法。精餾塔熱耦合的結(jié)構(gòu)有3種：TCS（完全熱耦合）結(jié)構(gòu)、TCS-R（側(cè)線精餾部分熱耦合）結(jié)構(gòu)、TCS-S（側(cè)線提餾部分熱耦合）結(jié)構(gòu)。與精餾塔熱耦合結(jié)構(gòu)熱力學(xué)等價(jià)的分隔壁精餾塔也有3種結(jié)構(gòu)：全熱耦合分隔壁精餾塔、分隔壁側(cè)線精餾塔、分隔壁側(cè)線提餾塔。目前，工業(yè)上只有完全熱耦合塔應(yīng)用的少量報(bào)道于BASFAG、MW Kellogg Limited、Hairston等公司[8]。反應(yīng)精餾與隔板精餾塔（DWC）相結(jié)合的RDWC技術(shù)，具有產(chǎn)品轉(zhuǎn)化率高、成本及能耗較低的特點(diǎn)[9]。已有學(xué)者將RDWC應(yīng)用于乙酸甲酯水解體等酯化體系[10-11]，但還未見工業(yè)應(yīng)用的相關(guān)報(bào)道。此外，田禾等[12]提出C3選擇性加氫過程中的脫乙烷塔和丙烯塔的熱耦合催化精餾結(jié)構(gòu)，將年度冷劑費(fèi)用降低了2.44%～3.61%，驗(yàn)證了該流程中RDWC方案的可行性和節(jié)能性。本文同樣選擇設(shè)備投資和操作能耗上都表現(xiàn)出明顯的優(yōu)勢(shì)[13]的前脫丙烷前加氫流程中，針對(duì)C3選擇性加氫流程提出了3種熱耦合催化精餾結(jié)構(gòu)，利用Aspen Plus化工流程模擬軟件對(duì)流程進(jìn)行模擬，驗(yàn)證了熱耦合催化精餾可提高M(jìn)APD反應(yīng)轉(zhuǎn)化率，降低過程能耗和年度總費(fèi)用（TAC），并對(duì)節(jié)能效果進(jìn)行比較，對(duì)其節(jié)能原理進(jìn)行初步分析。

1　熱耦合催化精餾流程

本文的研究范圍包括前脫丙烷前加氫流程中的：預(yù)脫甲烷塔、脫甲烷塔、脫乙烷塔、碳三加氫反應(yīng)器，具體流程如圖1所示。各塔進(jìn)料、出料流股信息見表1。預(yù)脫甲烷塔的進(jìn)料分別來(lái)自上游乙炔加氫反應(yīng)器和堿洗塔塔釜，預(yù)脫甲烷塔塔頂?shù)漠a(chǎn)品經(jīng)過脫甲烷塔塔釜的產(chǎn)品預(yù)冷后至?50.7℃進(jìn)入脫甲烷塔，除此之外，脫甲烷塔還有來(lái)自堿洗塔塔頂?shù)倪M(jìn)料，分別被冷箱系統(tǒng)不同程度地預(yù)冷并分成三股分別進(jìn)入脫甲烷塔。預(yù)脫甲烷塔塔釜的產(chǎn)品分成流量相等的兩股，其中一股經(jīng)過減壓閥后壓力降為2650 kPa(表壓)，溫度為15.8℃，作為脫乙烷塔原料流股，進(jìn)料位置在第14塊板；另一股作為高壓脫丙烷塔的冷劑進(jìn)行冷量回收，經(jīng)過換熱器后溫度升至20.8℃，壓力降為2679 kPa(表壓)，作為脫乙烷塔原料流股，進(jìn)料位置在第22塊板。來(lái)自脫乙烷塔塔釜的C3流股降至40℃后與氫氣混合，進(jìn)入碳三加氫反應(yīng)器，將丙炔(MA)、丙二烯(PD)轉(zhuǎn)化為丙烯和丙烷。此后，C3流股經(jīng)過換熱器溫度降為40℃，為丙烯和丙烷的分離做準(zhǔn)備，為保證各流程出料狀態(tài)一致，將這個(gè)換熱過程納入流程中。

表1　各塔進(jìn)料、出料流股信息Table 1　Information of feed streams and product streams in every column

圖1　原流程Fig.1　Original process

1.1熱耦合催化精餾流程

本研究首先在原流程的預(yù)分離序列基礎(chǔ)上分別用其中的兩個(gè)精餾塔構(gòu)建了兩個(gè)部分熱耦合結(jié)構(gòu)，分別是：預(yù)脫甲烷塔與脫乙烷塔的TCS-R結(jié)構(gòu)和其公共提餾段的催化精餾(flowsheet 1)、預(yù)脫甲烷塔與脫甲烷塔的TCS-S結(jié)構(gòu)及脫乙烷塔的催化精餾(flowsheet 2)。盡管流程中組分較多，但由于分離系統(tǒng)中的關(guān)鍵組分為C1、C2、C3，可以看作是三組分的分離，而全熱耦合結(jié)構(gòu)在分離三組元時(shí)表現(xiàn)優(yōu)異，故在本研究中使用全熱耦合結(jié)構(gòu)(flowsheet 3)，預(yù)分塔清晰分離C1和C3，C2作為分布組分同時(shí)存在于該塔的塔頂和塔底。主分餾塔分別實(shí)現(xiàn)C1和C2、C2和C3之間的分離。

以上流程的模擬過程中，首先規(guī)定精餾塔塔頂或塔釜餾出流率確保質(zhì)量守恒，然后調(diào)整回流比保證分離達(dá)到要求，并使流程能耗最小。為方便各流程結(jié)果的比較分析，3個(gè)塔的塔板數(shù)都沒有改變，分離出的C3產(chǎn)品也均被冷至40℃。

3種熱耦合流程均使用催化精餾工藝，將催化精餾構(gòu)件放置與脫乙烷塔底部，如圖2所示。氫氣從催化精餾構(gòu)件下方進(jìn)入脫乙烷塔，向上通過催化精餾構(gòu)件，與下落液相及上升氣相中的MAPD反應(yīng)，生成丙烯和丙烷。

此外，由于有兩個(gè)熱耦合流程中脫乙烷塔壓力必須提高至于預(yù)脫甲烷塔相同的3180 kPa（表壓），考慮到這對(duì)流程的最終節(jié)能效果會(huì)有顯著影響，因此單獨(dú)提高了脫乙烷塔壓力，并優(yōu)化進(jìn)料位置，考察其對(duì)整個(gè)流程的影響。

催化精餾的主要反應(yīng)為

于在群等[14-16]在固定床積分反應(yīng)器上研究了C3液相選擇加氫催化劑的宏觀動(dòng)力學(xué)，并用冪指數(shù)形式的動(dòng)力學(xué)方程較好地?cái)M合了實(shí)驗(yàn)和生產(chǎn)數(shù)據(jù)

式中，r(MAPD)、r(C3H8)分別為MAPD加氫生成丙烯以及丙烯加氫生成丙烷的反應(yīng)速率，mol·h?1·(g cat)?1；T為反應(yīng)溫度，K；R為通用氣體常數(shù)，R=8.314 J·mol?1·K?1；c(MAPD)、c(H2)分別為MAPD、氫氣濃度，mol·(g cat)?1。將反應(yīng)速率和濃度換算成Aspen Power Law(Molarity)中使用的單位kmol·s?1·m?3和kmol·m?3，宏觀反應(yīng)動(dòng)力學(xué)的指前因子也隨之改變

1.2預(yù)脫甲烷/脫乙烷部分熱耦合催化精餾流程

方案1(flowsheet 1)的流程如圖3所示，預(yù)脫甲烷塔沒有再沸器，改用脫乙烷塔一股液相側(cè)線采出連接到預(yù)脫甲烷塔塔釜，形成TCS-R結(jié)構(gòu)。模擬過程中，規(guī)定預(yù)脫甲烷塔塔頂餾出流率和脫乙烷塔塔釜餾出流率，在滿足分離效果的條件下調(diào)整脫乙烷塔回流比，使能耗最小。

圖3　預(yù)脫甲烷塔/脫乙烷塔部分熱耦合催化精餾(流程1)Fig.3　Pre-demethanizer/deethanizer thermally coupled catalytic distillation hydrogenation process (flowsheet 1)

本流程中脫乙烷塔壓力增大到與預(yù)脫甲烷塔相同的3180 kPa（表壓）。預(yù)脫甲烷塔在優(yōu)化過程中原本第22塊板出的進(jìn)料調(diào)整為第20塊，塔底為與脫乙烷塔連接的耦合流股，在脫乙烷塔段進(jìn)料位置為第18塊板，氣相側(cè)線采出位置為第19塊板，采出流率為2850.11 kmol·h?1。其余條件均與原流程相同。

流程的經(jīng)濟(jì)性和新工藝的節(jié)能效果用年度總費(fèi)用（TAC）來(lái)評(píng)價(jià)，各流程的TAC計(jì)算方法均與此相同。年度總費(fèi)用為操作費(fèi)用（OC）與設(shè)備折舊費(fèi)用之和[17]

式中，固定資產(chǎn)折舊年限θ為14年[18]。CI為設(shè)備的成本費(fèi)用，包括固定費(fèi)和安裝費(fèi)，安裝費(fèi)可認(rèn)為是固定費(fèi)的一半，即

固定費(fèi)用包括精餾塔和反應(yīng)器殼體費(fèi)用（Cshell）、塔內(nèi)件費(fèi)用（Cinternal）和換熱器費(fèi)用（Cexchanger）

所有固定費(fèi)用包括材料費(fèi)和制造費(fèi)，而制造費(fèi)可認(rèn)為與材料費(fèi)相等，所以2倍材料費(fèi)即為所求的固定費(fèi)。對(duì)于塔殼材料費(fèi)，塔高和塔徑由Tray Sizing計(jì)算出，根據(jù)操作溫度選材后用內(nèi)壓容器壁厚公式計(jì)算得到殼體壁厚，繼而得到所需材料質(zhì)量和費(fèi)用

式中，h為塔高；d為精餾塔直徑；δn為殼體名義厚度；ρ為鋼材密度；P為鋼材價(jià)格。

精餾塔選用格力奇浮閥塔板(Glistch ballast)，單塊塔板的費(fèi)用包括塔盤、浮閥等費(fèi)用，塔盤費(fèi)用即制作材料費(fèi)用，浮閥個(gè)數(shù)N′由塔內(nèi)平均氣相流閥孔氣速和單個(gè)浮閥面積之積得到，即

式中，N為塔板數(shù)；S為制作塔盤所需鋼板面積；P1為塔盤鋼板價(jià)格；P2為單個(gè)浮閥價(jià)格；C′為降液管、緊固件與塔板支撐裝置費(fèi)用。

需要注意的是，對(duì)于此后的熱耦合流程，耦合部分由于塔內(nèi)件安裝工藝較復(fù)雜，單塊塔板所需費(fèi)用為一般精餾塔的1.5倍。換熱器同樣需要選材，計(jì)算出換熱面積后可在換熱器手冊(cè)[19]中找到符合條件的標(biāo)準(zhǔn)換熱器，分別計(jì)算出殼體費(fèi)用和換熱管費(fèi)用，計(jì)算公式如下

式中，DN為筒體公稱直徑；L為換熱管長(zhǎng)度；δ1為筒體壁厚；P1′為筒體鋼材市場(chǎng)價(jià)格；n為換熱管根數(shù)；δ2為換熱管壁厚；P2′為換熱管鋼材市場(chǎng)價(jià)格。

年度操作費(fèi)用（OC）即公用工程的費(fèi)用，其中電費(fèi)與其他費(fèi)用相比可忽略，包括精餾塔冷凝器、再沸器和流程中換熱器冷劑和熱劑的費(fèi)用。本文假設(shè)各流程中催化劑的類型、用量、使用壽命等相同，因此在TAC比較中無(wú)須考慮催化劑費(fèi)用。在本流程中，需要的熱劑有：?1℃丙烯、25℃丙烯和急冷水，均可由乙烯裝置的冷箱系統(tǒng)的循環(huán)過程提供，熱公用工程對(duì)總費(fèi)用影響較小，故不需要計(jì)算費(fèi)用。需要的冷劑有：?102℃乙烯、?62℃乙烯、?22℃乙烯和冷卻水。在以下兩個(gè)假設(shè)下，乙烯冷劑的價(jià)格可由有效能計(jì)算得到：制冷劑的有效能全部來(lái)自于壓縮機(jī)做功，及壓縮機(jī)的電能；壓縮機(jī)做功產(chǎn)生不同溫位的冷劑轉(zhuǎn)化效率是一樣的。冷公用工程的單價(jià)見表2。

表2　冷公用工程單價(jià)Table 2　Prices of refrigerants

需要指出的是，由于本流程中預(yù)脫甲烷塔塔底流股的冷量并沒有回收，在TAC計(jì)算時(shí)加入了等同于這部分冷量效果的冷劑費(fèi)用。在傳統(tǒng)液相加氫流程中，這部分冷量將高壓脫丙烷塔塔頂?shù)幕亓鲝?/p>

41.7℃冷卻至24.0℃，用水冷卻即可，換熱器負(fù)荷為3.274 MW，計(jì)算得到年度冷劑費(fèi)用為0.081 MUSD。

1.3預(yù)脫甲烷/脫甲烷部分熱耦合催化精餾流程

方案2(flowsheet 2)的流程如圖4所示，預(yù)脫甲烷塔沒有冷凝器，改用脫甲烷塔一股氣相側(cè)線采出連接到預(yù)脫甲烷塔塔頂，形成TCS-S結(jié)構(gòu)。模擬過程中，規(guī)定預(yù)脫甲烷塔塔底餾出流率和脫甲烷塔塔頂餾出流率，在滿足分離效果的條件下調(diào)整脫甲烷塔回流比，使能耗最小。

圖4　預(yù)脫甲烷/脫甲烷部熱耦合催化精餾(流程2)Fig.4　Pre-demethanizer/demethanizer thermally coupled catalytic distillation hydrogenation process (flowsheet 2)

預(yù)脫甲烷塔頂為與脫甲烷塔連接的耦合流股，在脫甲烷烷塔進(jìn)料位置為第24塊板，液相側(cè)線采出位置為第23塊板，采出流率為363 kmol·h?1。其余條件均與原流程相同。

1.4帶中間冷凝器的完全熱耦合催化精餾流程

圖5　帶有中間冷凝器的完全熱耦合催化精餾(流程3)Fig.5　Fully thermally coupled catalytic distillationhydrogenation process with intermediate condenser (flowsheet 3)

方案3(flowsheet 3)的流程如圖5所示，預(yù)脫甲烷塔沒有再沸器和冷凝器，改用主塔一股液相側(cè)線采出和一股氣相采出連接到預(yù)脫甲烷塔釜和塔頂，形成TCS結(jié)構(gòu)。主塔代替了脫甲烷塔和脫乙烷塔，塔頂采出C1，塔底采出C3，中間采出一股氣相流股，完全冷凝后一部分作為回流，另一部分作為采出的C2進(jìn)入下一工段。需要指出，由于原流程中脫甲烷塔與脫乙烷塔塔內(nèi)氣液相負(fù)荷相差較大，在全熱耦合結(jié)構(gòu)的主塔中引入中間冷凝器防止精餾段負(fù)荷增大帶來(lái)的能量損失。

預(yù)脫甲烷塔塔頂、塔底均為與主塔連接的耦合流股：塔頂?shù)臍庀嗖沙鲈谥魉M(jìn)料位置為第24塊板，主塔的回流到預(yù)分塔的液相側(cè)線采出位置為第23塊板，采出流率為292.97 kmol·h?1；塔底的液相采出在主塔進(jìn)料位置為第63塊板，主塔的回流到預(yù)分塔的氣相側(cè)線采出位置為第64塊板，采出流率為2729.94 kmol·h?1。主塔共89塊板，除與預(yù)分塔的耦合流股外，還有原流程中脫甲烷塔的3股進(jìn)料，進(jìn)料板依次為第8、13、16塊板。主塔回流比為0.7978，進(jìn)入中間冷凝器的氣相側(cè)采在第49塊板，流率為5164.34 kmol·h?1，全部冷凝后采出4280.00 kmol·h?1作為C2產(chǎn)品進(jìn)入下一工段，其余回流到主塔的第50塊板。

與flowsheet 1的TAC計(jì)算相同，本流程中預(yù)脫甲烷塔塔底流股的冷量并沒有回收，在TAC計(jì)算時(shí)也加入了等同于這部分冷量效果的年度冷劑費(fèi)用同樣為0.081 MUSD。此外，本方案中原本分別采出的兩股C2合并成為一股，可能對(duì)后續(xù)流程中的乙烯塔能耗造成影響，本文分別用兩股進(jìn)料和一股進(jìn)料模擬了乙烯塔的情況，塔頂?shù)哪甓壤鋭┵M(fèi)用由兩股進(jìn)料的24.059 MUSD增大為24.073 MUSD，本流程計(jì)算得到的TAC也包括了這一變化帶來(lái)的0.015 MUSD的年度冷劑費(fèi)用增加。

2　模擬結(jié)果與分析

2.1催化精餾工藝

各流程C3加氫反應(yīng)MAPD的轉(zhuǎn)化率和TAC比較見表3。

可以看到，催化精餾工藝可以提高M(jìn)A、PD加氫反應(yīng)的轉(zhuǎn)化率。究其原因是由于脫乙烷塔塔底反應(yīng)與精餾同時(shí)發(fā)生，增大了塔底丙烯的濃度，消除了返混，從而TAC減少。圖6為原流程與催化精餾流程中脫乙烷塔中間組分丙烯的濃度分布。同時(shí)，在脫乙烷塔塔底加入反應(yīng)精餾構(gòu)件后，再沸器的熱負(fù)荷從9.034 MW減小到7.714 MW，而冷凝器熱負(fù)荷沒有顯著變化。這是因?yàn)镸APD的加氫反應(yīng)為強(qiáng)放熱反應(yīng)，反應(yīng)熱分擔(dān)了一部分再沸器的負(fù)荷。

表3　催化精餾流程與傳統(tǒng)液相加氫流程的比較Table 3　Comparison between catalytic distillation processes and conventional hydrogenation process

圖6　丙烯在脫乙烷塔內(nèi)濃度分布比較Fig.6　Comparison of concentration distributions of propylene in deethanizer

需要指出的是，雖然為了在增大壓力的情況下達(dá)到相同的分離效果，脫乙烷塔回流比增大為1.68，同時(shí)脫乙烷塔塔釜再沸器熱負(fù)荷增大，但在本流程TAC計(jì)算中，并不包括塔釜熱公用工程費(fèi)用，故此改變對(duì)TAC并沒有影響。從表3也能看到，脫乙烷塔壓力升高后，精餾塔設(shè)備費(fèi)用增加，導(dǎo)致流程年度總費(fèi)用增加，但影響并不大，與冷劑費(fèi)用減少帶來(lái)的影響相比，可忽略不計(jì)。

表4　熱耦合催化精餾流程與原流程的比較Table 4　Comparison between themally coupled catalytic distillation processes and original process

2.2熱耦合流程

首先需指出，以上流程得到的分離效果一致，均與原流程相同。將催化精餾熱耦合流程與原流程的計(jì)算結(jié)果進(jìn)行比較，結(jié)果見表4。

觀察表格發(fā)現(xiàn)，操作費(fèi)是流程TAC的主要部分，熱耦合催化精餾流程都有不同程度的節(jié)能，操作費(fèi)用的減少也是節(jié)能的主要原因，在本研究中即為冷劑費(fèi)用的減少(參考1.2節(jié)可知)。此外，全熱耦合的操作費(fèi)和年度綜費(fèi)用的減少量都是兩個(gè)部分熱耦合的減少量之和。

2.2.1方案1將預(yù)脫甲烷塔再沸器替換為熱耦合流股后，脫乙烷塔由氣液混合進(jìn)料變?yōu)槔湟哼M(jìn)料[20]，相當(dāng)于在脫乙烷塔中加入了一個(gè)中間冷量，脫乙烷塔的任務(wù)是C2和C3的分離，冷量的加入更有利于

C3在塔底的增濃。從能量角度看，這部分冷量分擔(dān)了脫乙烷塔冷凝器的分離任務(wù)，冷凝負(fù)荷降低。而脫乙烷塔的再沸器由于需要承擔(dān)原本兩個(gè)再沸器的任務(wù)，負(fù)荷增大。對(duì)于預(yù)脫甲烷塔，原流程中塔內(nèi)中間組分乙烯在塔的兩端都有返混現(xiàn)象，會(huì)造成能量的損失，熱耦合流程與傳統(tǒng)流程中乙烯在預(yù)脫甲烷塔內(nèi)的液相分布分如圖7所示，方案1(紅線)與其他線的重合度略低是因?yàn)樵诹鞒虄?yōu)化中對(duì)進(jìn)料板數(shù)進(jìn)行了調(diào)整。方案1可以減弱乙烯在塔底的返混現(xiàn)象，減輕預(yù)脫甲烷塔的分離任務(wù)，從而減小塔內(nèi)氣相流率和回流比，達(dá)到節(jié)能效果。

圖7　乙烯在預(yù)脫甲烷塔內(nèi)液相摩爾分?jǐn)?shù)的比較Fig.7　Comparison of liquid mole fraction of ethylene in pre-demethanizer

2.2.2方案2與預(yù)脫甲烷塔塔底的熱耦合相似，將預(yù)脫甲烷塔冷凝器替換為熱耦合和流股后，脫甲烷塔的一股進(jìn)料由氣液混合進(jìn)料變?yōu)檫^熱蒸汽進(jìn)料[19]，脫甲烷塔的任務(wù)是C1和C2的分離，熱量的加入更有利于C1在塔頂?shù)脑鰸?。從能量角度看，這部分熱量的加入使脫甲烷塔再沸器熱負(fù)荷降低，而冷凝器由于要承擔(dān)原本兩個(gè)冷凝器的任務(wù)，負(fù)荷增大。但對(duì)于整個(gè)系統(tǒng)來(lái)說，系統(tǒng)的再沸負(fù)荷減小，總的冷凝負(fù)荷也減小。同樣在圖7中能看到，預(yù)脫甲烷塔塔頂乙烯的返混被減弱，使預(yù)脫甲烷塔的回流比減小。

2.2.3方案3全熱耦合結(jié)構(gòu)中，預(yù)脫甲烷塔與主塔的耦合流股分別等價(jià)于進(jìn)入主塔精餾段的過熱蒸汽進(jìn)料和進(jìn)入主塔提餾段的冷液進(jìn)料。精餾段的任務(wù)是C1和C2的分離，進(jìn)料熱狀況改變（過熱蒸汽進(jìn)料）帶來(lái)了熱量，有利于C1在塔頂?shù)脑鰸?；提餾段的任務(wù)是C2和C3的分離，進(jìn)料熱狀況改變（冷液進(jìn)料）帶來(lái)了冷量，有利于C3在塔底的增濃。從能量角度看，精餾段的過熱蒸汽進(jìn)料可以減少再沸器的負(fù)荷，為保持熱量平衡，塔冷凝器的負(fù)荷也隨之減少；提餾段的冷液進(jìn)料可直接使冷凝器熱負(fù)荷降低。全熱耦合方案具有兩個(gè)部分熱耦合的特性。

同時(shí)，在流程優(yōu)化后，全熱耦合預(yù)分塔內(nèi)中間組分的分配比發(fā)生了改變，更多的C2去到塔頂，進(jìn)入主塔的精餾段與C1分離，這是因?yàn)镃1和C2的分離比C2和C3的分離更容易，在主塔內(nèi)輸入相同的能量，可以達(dá)到更好的分離效果，對(duì)節(jié)能有利。而預(yù)分塔的分離任務(wù)也因此變得更簡(jiǎn)單，因此預(yù)分塔回流比減小，這也解釋了預(yù)分塔塔底乙烯濃度較低的現(xiàn)象。

3　結(jié)　論

（1）催化精餾的模擬計(jì)算結(jié)果表明，脫乙烷塔塔底的催化精餾可以增大丙烯在塔底的濃度，從而減少丙烯在塔底的返混，達(dá)到節(jié)能效果。

（2）模擬結(jié)果表明：方案1將脫乙烷塔的氣液混合進(jìn)料變?yōu)槔湟哼M(jìn)料，在脫乙烷塔加入了中間冷量，有利于C3在塔底的增濃，減少了冷凝器的負(fù)荷，從而達(dá)到節(jié)能效果；方案2將脫甲烷塔的氣液混合進(jìn)料變?yōu)檫^熱蒸汽進(jìn)料，在脫甲烷塔加入了中間熱量，有利于C1在塔頂?shù)脑鰸猓瑴p少了再沸器的負(fù)荷，由能量平衡可知冷凝器負(fù)荷也隨之減少，從而達(dá)到節(jié)能效果；方案3同時(shí)具有上述兩個(gè)特點(diǎn)。

（3）比較3種熱耦合催化精餾結(jié)構(gòu)的計(jì)算結(jié)果可知，完全熱耦合結(jié)構(gòu)的節(jié)能效果是預(yù)分塔分別與其他兩塔部分熱耦合的節(jié)能效果之和。

（4）在完全熱耦合催化精餾工藝操作條件優(yōu)化后C2在預(yù)脫甲烷塔內(nèi)的分配比有所改變，可能是方案3的更節(jié)能的原因；同時(shí)也說明完全熱耦合結(jié)構(gòu)的最優(yōu)解與單獨(dú)的部分熱耦合有所不同，需要進(jìn)一步研究。

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DOI：10.11949/j.issn.0438-1157.20151225

中圖分類號(hào)：TQ 028.8

文獻(xiàn)標(biāo)志碼：A

文章編號(hào)：0438—1157（2016）02—0580—08

基金項(xiàng)目：國(guó)家重點(diǎn)基礎(chǔ)研究發(fā)展計(jì)劃項(xiàng)目（2012CB720500）。

Corresponding author:Prof. YUAN Xigang, yuanxg@tju.edu.cn supported by the National Basic Research Program of China (2012CB720500).

Simulation of thermally coupled catalytic distillation flowsheets for C3alkyne selective hydrogenation

WANG Yizhuo, LUO Yiqing, QIAN Xing, YUAN Xigang
(State Key Laboratory of Chemical Engineering(Tianjin University), Tianjin 300072, China)

Abstract:In order to reduce effectively the refrigeration cost for the process of selective hydrogenation of C3alkyne into alkene, three novel thermally coupled catalytic distillation flowsheets are proposed. In the proposed flowsheets, the reactor for catalytic hydrogenation of C3components is settled in the lower part of the deethanizer in the original process and the three columns are thermally coupled in different ways. The proposed flowsheets are rigorously simulated and evaluated. The results show that, compared with original process, the proposed processes raise the convert ratio of hydrogenation, and at the same time, significant energy saving can be achieved by the thermal couplings, leading to a decrease in the total annual cost by 4.107%, 6.420% and 10.337% respectively for the three proposed flowsheets.

Key words:C3alkyne selective hydrogenation; reactive distillation; thermally coupled distillation