余超

（中石化上海工程有限公司，上海 200120）

環(huán)己酮是合成己內(nèi)酰胺、尼龍和己二酸等化工產(chǎn)品的重要有機(jī)化工原料，也是油漆、農(nóng)藥、染料等領(lǐng)域的重要溶劑。工業(yè)生產(chǎn)中，環(huán)己酮主要通過(guò)環(huán)己醇在催化劑作用下經(jīng)脫氫反應(yīng)制得[1-2]。反應(yīng)后的產(chǎn)物先經(jīng)過(guò)氣液分離除去氫氣，液相粗醇酮經(jīng)輕塔、酮塔、醇塔進(jìn)行脫輕、脫重后得到產(chǎn)品環(huán)己酮，并將未反應(yīng)的環(huán)己醇分離循環(huán)回脫氫反應(yīng)器重復(fù)使用，所得副產(chǎn)物重組分作為副產(chǎn)品外賣。實(shí)際分離過(guò)程中，普遍存在操作溫度高、能耗高、回流比高等問(wèn)題，因此，節(jié)能降耗已成為環(huán)己酮裝置降本增效的重要手段。

近年來(lái)，基于完全熱耦合技術(shù)建立的隔壁塔用于降低能量消耗已被廣泛關(guān)注[3]。相比于共沸精餾、萃取精餾等分離方式，完全熱耦合技術(shù)無(wú)需加入第三組分，從而減少了分離能耗。隔壁塔是應(yīng)用完全熱耦合技術(shù)搭建塔結(jié)構(gòu)的典型代表，在用于三組分或四組分物料的分離時(shí)可有效避免反混[4]，相對(duì)于普通雙塔精餾可節(jié)省30%以上能耗，對(duì)于特定物料甚至節(jié)能60%以上，同時(shí)還可節(jié)省設(shè)備投資30%[5-6]。胡亞文等[7]將隔壁塔應(yīng)用于某2.6×106t/a甲烷氯化物裝置的多氯甲烷分離過(guò)程，模擬研究結(jié)果表明相對(duì)于常規(guī)雙塔精餾，隔壁塔冷凝器、再沸器負(fù)荷分別減少17.98%和23.01%，具有較好的節(jié)能效果。朱登磊等[8]通過(guò)對(duì)乙醇/正丙醇/正丁醇體系進(jìn)行Petlyuk塔模擬優(yōu)化，獲得了合適的塔板數(shù)、回流比等參數(shù)，并在優(yōu)化參數(shù)基礎(chǔ)下乙醇、正丙醇和正丁醇的純度分別可達(dá)到98.9%、98.7%和99.0%，在節(jié)約能耗的同時(shí)完成了分離要求。此外，目前已投實(shí)際生產(chǎn)運(yùn)行的隔壁塔已超過(guò)250座，涉及的領(lǐng)域包括苯/甲苯重整分離裝置、液化石油氣/燃料氣分離裝置、苯/汽油分離裝置、丁二烯萃取裝置以及石腦油吸附分離裝置等[9]，但迄今為止未發(fā)現(xiàn)有將隔壁塔體系應(yīng)用于環(huán)己酮裝置醇酮精餾單元的文獻(xiàn)報(bào)道。

本文以某實(shí)際運(yùn)行2×106t/a環(huán)己酮裝置醇酮精餾單元為研究對(duì)象，通過(guò)Aspen Plus軟件的Petlyuk模型對(duì)環(huán)己酮分離流程進(jìn)行研究，并通過(guò)靈敏度分析對(duì)各參數(shù)進(jìn)行優(yōu)化，將所得結(jié)果與常規(guī)雙塔精餾過(guò)程進(jìn)行對(duì)比，給出隔壁塔在環(huán)己酮裝置醇酮精餾單元節(jié)能降耗、減少投資及占地面積的優(yōu)勢(shì)，為環(huán)己酮裝置降本增效提供新的改進(jìn)思路。

1 流程與模擬簡(jiǎn)介

1.1 流程簡(jiǎn)介

以某2×106t/a環(huán)己酮裝置醇酮精餾單元為對(duì)象進(jìn)行研究，主要流程如下：來(lái)自環(huán)己醇脫氫反應(yīng)器的反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)氣液分離除去氫氣后，液相粗醇酮送入輕塔除去輕雜質(zhì)，輕塔塔頂為輕質(zhì)油，塔釜醇酮混合物由泵送至酮塔進(jìn)行環(huán)己酮提純，酮塔塔頂為99.9%環(huán)己酮產(chǎn)品，塔釜環(huán)己醇和重組分混合物由泵送至醇塔對(duì)環(huán)己醇和重組分進(jìn)行分離。

酮塔各物質(zhì)進(jìn)料質(zhì)量分?jǐn)?shù)如下：49.68%環(huán)己酮、49.94%環(huán)己醇、0.35%重組分、0.03%輕組分；進(jìn)料流量51 360 kg/h，進(jìn)料溫度123.6 ℃，進(jìn)料壓力0.35 MPa；酮塔、醇塔塔頂操作壓力均為6 kPa，全塔壓降均為5 kPa。

要求酮塔塔頂產(chǎn)品環(huán)己酮質(zhì)量分?jǐn)?shù)＞99%，醇塔塔頂環(huán)己醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)＞97.8%，醇塔塔釜重組分重環(huán)己醇和環(huán)己酮總質(zhì)量分?jǐn)?shù)＜5%。

醇酮精餾常規(guī)雙塔精餾過(guò)程如圖1所示。

圖1 醇酮精餾常規(guī)雙塔精餾過(guò)程Fig.1 Two column distillation process of cyclohexanol and cyclohexanone distillation

1.2 模擬簡(jiǎn)介

本文采用Aspen Pl us軟件對(duì)環(huán)己酮裝置醇酮精餾單元分離過(guò)程進(jìn)行模擬計(jì)算，由于體系中含有環(huán)己酮、環(huán)己醇等極性混合物組分，參考本裝置體系模擬文獻(xiàn)[10-11]采用的物性方法，最終熱力學(xué)方法選用NRTL。

2 隔壁塔穩(wěn)態(tài)模擬與設(shè)計(jì)

2.1 隔壁塔初步設(shè)計(jì)

隔壁塔通過(guò)在精餾塔中安裝垂直隔板，將精餾塔分為預(yù)分餾段和主塔段，由主塔段引出液相物流作為預(yù)分餾段的塔頂液相回流，主塔段引出氣相物流作為預(yù)分餾段的塔釜?dú)庀嗷亓?，在?jié)約蒸汽、循環(huán)水等公用工程以及再沸器、冷凝器等設(shè)備投資的同時(shí)滿足三組分混合物分離要求。特別是當(dāng)中間組分含量較高時(shí)，隔壁塔具有較好的分離效果[12]。本文中，酮塔進(jìn)料組成中間組分環(huán)己醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)占比約50%，適用于隔壁塔的使用。

在隔壁塔初步設(shè)計(jì)時(shí)，通常采用簡(jiǎn)捷計(jì)算方法先可得到各塔的回流比、塔板數(shù)、進(jìn)料板位置等初步數(shù)據(jù)，并將所得結(jié)果作為后續(xù)嚴(yán)格計(jì)算的初值[13]。本文采用Salvador等提出的Petlyuk三塔模型進(jìn)行簡(jiǎn)捷計(jì)算，通過(guò)Aspen Plus軟件中DSTWU模塊，輸入物料組成和性質(zhì)，運(yùn)行可得到各塔理論板數(shù)、進(jìn)料板數(shù)、回流比等數(shù)據(jù)，簡(jiǎn)捷計(jì)算等效三塔模型示意圖[14]如圖2所示，模擬計(jì)算結(jié)果如表1所示。

圖2 簡(jiǎn)捷計(jì)算等效三塔模型示意圖Fig.2 Schematic diagram of simplified calculation of equivalent three column model

表1 三塔模型Aspen Plus軟件DSTWU簡(jiǎn)捷計(jì)算結(jié)果Tab.1 Simplified calculation results of three column model with Aspen Plus software DSTWU model

由表1結(jié)果可知，主塔和預(yù)分餾塔塔板數(shù)分別為69塊和28塊。

2.2 隔壁塔嚴(yán)格計(jì)算與參數(shù)優(yōu)化

以簡(jiǎn)捷計(jì)算結(jié)果為初值，應(yīng)用Aspen Plus軟件MultiFrac-Petlyuk對(duì)進(jìn)料位置、側(cè)線出料位置、回流比、氣液相流量分布等參數(shù)進(jìn)行優(yōu)化，得到最優(yōu)操作參數(shù)，主要流程如圖3所示。

圖3 隔壁塔示意圖Fig.3 Schematic diagram of dividing wall column

在隔壁塔中，原料經(jīng)預(yù)分餾塔初步分離為環(huán)己酮、環(huán)己醇和環(huán)己醇、重組分2組混合物，主塔上部分離環(huán)己酮、環(huán)己醇，主塔下部分離環(huán)己醇、重組分，最終在塔頂?shù)玫江h(huán)己酮，塔釜得到含環(huán)己醇、環(huán)己酮總含量＜5%的重組分，中問(wèn)組分環(huán)己醇從側(cè)線采出。

2.2.1 進(jìn)料位置

進(jìn)料位置對(duì)環(huán)己酮、環(huán)己醇及重組分中含環(huán)己醇、環(huán)己酮總質(zhì)量分?jǐn)?shù)的影響如圖4所示。環(huán)己酮分離質(zhì)量分?jǐn)?shù)隨進(jìn)料位置增加而降低，在第10塊塔板以上，降低趨勢(shì)開始增加，至第28塊板時(shí)已降到80%以下；環(huán)己醇分離質(zhì)量分?jǐn)?shù)隨進(jìn)料位置的增加先增加后減少，在第6 ～ 14塊板進(jìn)料時(shí)，其質(zhì)量分?jǐn)?shù)水平較高；重組分中含環(huán)己醇、環(huán)己酮總質(zhì)量分?jǐn)?shù)在第6塊板以上時(shí)保持穩(wěn)定。綜合考慮產(chǎn)品分離質(zhì)量分?jǐn)?shù)，進(jìn)料位置選擇第10塊塔板。

圖4 進(jìn)料位置對(duì)環(huán)己酮、環(huán)己醇及重組分中含環(huán)己醇、環(huán)己酮總質(zhì)量分?jǐn)?shù)的影響Fig.4 Effect of feed position on total mass fraction of cyclohexanone，cyclohexanol，and heavy fraction containing cyclohexanol and cyclohexanone

2.2.2 側(cè)線出料位置

側(cè)線出料位置對(duì)環(huán)己酮、環(huán)己醇及重組分中含環(huán)己醇、環(huán)己酮總質(zhì)量分?jǐn)?shù)的影響如圖5所示。環(huán)己酮分離質(zhì)量分?jǐn)?shù)隨側(cè)線出料位置的增加而增加，當(dāng)側(cè)線出料位置在第39塊板以上時(shí)，其質(zhì)量分?jǐn)?shù)穩(wěn)定保持在99.9%以上；環(huán)己醇分離質(zhì)量分?jǐn)?shù)隨側(cè)線出料位置的增加先增加后減少，在第31 ～ 46塊塔板出料時(shí)，保持在較高水平；重組分中含環(huán)己醇、環(huán)己酮總質(zhì)量分?jǐn)?shù)隨側(cè)線出料位置的增加而增加，特別在第46塊板以上時(shí)質(zhì)量分?jǐn)?shù)快速增加。綜合考慮，側(cè)線出料位置選擇第39塊塔板。

圖5 側(cè)線出料位置對(duì)環(huán)己酮、環(huán)己醇及重組分中含環(huán)己醇、環(huán)己酮總質(zhì)量分?jǐn)?shù)的影響Fig.5 Effect of side line discharge position on the total mass fraction of cyclohexanone，cyclohexanol，and heavy fraction containing cyclohexanol and cyclohexanone

2.2.3 回流比

回流比對(duì)環(huán)己酮、環(huán)己醇及重組分中含環(huán)己醇、環(huán)己酮總質(zhì)量分?jǐn)?shù)的影響如圖6所示。由圖6可以看出，3個(gè)產(chǎn)品的質(zhì)量分?jǐn)?shù)均隨著回流比增大而增大，另一方面，增大回流比意味裝置能耗的增加，因此，在滿足產(chǎn)品質(zhì)量分?jǐn)?shù)的前提下，應(yīng)使得回流比盡可能小，綜合考慮產(chǎn)品分離效果以及能耗指標(biāo)，回流比值定為3.0。

圖6 回流比對(duì)環(huán)己酮、環(huán)己醇及重組分中含環(huán)己醇、環(huán)己酮總質(zhì)量分?jǐn)?shù)的影響Fig.6 Effect of reflux ratio on total mass fraction of cyclohexanone，cyclohexanol，and heavy fraction containing cyclohexanol and cyclohexanone

2.2.4 氣、液相回流流量

在隔壁塔中，若塔壓和塔結(jié)構(gòu)被指定，還存在5個(gè)自由度，為塔頂采出量、側(cè)線采出量、回流比、氣相回流流量及液相回流流量，調(diào)節(jié)其中3個(gè)自由變量，可滿足隔壁塔3個(gè)組分分離要求[15]。在上述分析基礎(chǔ)上，可進(jìn)一步考察合適的氣、液相回流流量對(duì)各產(chǎn)品分離質(zhì)量分?jǐn)?shù)的影響，結(jié)果如圖7 ～ 9所示。

由圖7 ～ 9可以看出，當(dāng)進(jìn)料位置為第10塊塔板，側(cè)線出料位置為第39塊塔板，回流比為3.0，氣相回流量和液相回流流量范圍分別為38 000 ～ 42 000 kg/ h和17 000 ～ 22 000 kg/h時(shí)，環(huán)己酮純度達(dá)到99.9%、環(huán)己醇純度達(dá)到97.8%、重質(zhì)油中環(huán)己醇、環(huán)己酮總含量＜5%，滿足分離要求。

圖7 氣、液相回流流量對(duì)環(huán)己酮分?jǐn)?shù)的影響Fig.7 Effect of gas and liquid reflux flow rate on cyclohexanone fraction

圖8 氣、液相回流流量對(duì)環(huán)己醇分?jǐn)?shù)的影響Fig.8 Effect of gas and liquid reflux flow rate on cyclohexanol fraction

圖9 氣、液相回流流量對(duì)重組分中含環(huán)己醇、環(huán)己酮總質(zhì)量分?jǐn)?shù)的影響Fig.9 Effect of gas and liquid reflux flow rate on total mass fraction of cyclohexanol and cyclohexanone in heavy fraction

2.2.5 隔壁塔溫度影響

在隔壁塔中，由于預(yù)分餾塔和主塔間僅通過(guò)一塊隔板進(jìn)行分隔，若隔板兩側(cè)各塔板間溫度差距過(guò)大，易造成熱量相互傳遞，影響預(yù)分餾塔和主塔的分離效果，因此，預(yù)分餾塔和主塔的溫度是隔壁塔設(shè)計(jì)的重要指標(biāo)。進(jìn)一步對(duì)環(huán)己酮裝置醇酮精餾單元隔壁塔的預(yù)分餾塔和主塔溫度進(jìn)行探究，可得預(yù)分餾第1塊塔板到第28塊塔板溫度范圍為79.9 ～ 101.0 ℃，與之相對(duì)應(yīng)氣液相交換主塔的第19塊塔板到第53塊塔板溫度范圍為82.2 ～ 98.7 ℃，因此，隔板兩側(cè)的分餾塔和主塔溫度基本相近，可滿足隔壁塔操作溫度要求。

2.3 隔壁塔設(shè)計(jì)優(yōu)化方案

由2.2節(jié)分析結(jié)果，得到隔壁塔設(shè)計(jì)優(yōu)化方案如圖10所示。

圖10 隔壁塔設(shè)計(jì)優(yōu)化方案流程圖Fig.10 Flow chart of design optimization scheme for dividing wall column

3 隔壁塔與常規(guī)雙塔精餾比較

在滿足分離要求的前提下，將所得的隔壁塔流程與常規(guī)雙塔精餾過(guò)程分別就設(shè)備數(shù)量、冷凝器熱負(fù)荷、再沸器熱負(fù)荷進(jìn)行比較，其結(jié)果如表2所示。

表2 隔壁塔與常規(guī)雙塔精餾流程對(duì)比結(jié)果Tab.2 Comparison results of dividing wall column and conventional two column distillation process

由表2可知，對(duì)于設(shè)備數(shù)量方面，隔壁塔比常規(guī)雙塔精餾少1個(gè)精餾塔、1個(gè)冷凝器、1個(gè)再沸器，從而減少了設(shè)備費(fèi)用和占地面積；此外，在能耗方面，對(duì)于本文醇酮精餾體系，隔壁塔冷凝器負(fù)荷減少30.94%，再沸器負(fù)荷減少32.87%，節(jié)能效果顯著。

4 結(jié)論

本文采用Aspen Plus軟件的Petlyuk模型對(duì)某2×106t/a環(huán)己酮裝置醇酮精餾單元分離流程進(jìn)行隔壁塔精餾研究，并通過(guò)靈敏度分析對(duì)各參數(shù)進(jìn)行優(yōu)化，所得結(jié)論如下：

（1）主塔和預(yù)分餾塔塔板數(shù)分別為69塊和28塊，進(jìn)料位置為第10塊塔板，側(cè)線出料位置為第39塊塔板，回流比為3.0，氣、液相回流流量范圍分別為38 000 ～ 42 000 kg/h和17 000 ～ 22 000 kg/h時(shí)，環(huán)己酮質(zhì)量分?jǐn)?shù)可達(dá)到99.9%、環(huán)己醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)可達(dá)到97.8%、重質(zhì)油中環(huán)己醇、環(huán)己酮總質(zhì)量分?jǐn)?shù)＜5%，滿足分離要求；

（2）與常規(guī)雙塔精餾過(guò)程相比，隔壁塔可減少1個(gè)精餾塔、1個(gè)冷凝器、1個(gè)再沸器，從而減少設(shè)備費(fèi)用和占地面積；

（3）在節(jié)能降耗方面，對(duì)于本文醇酮精餾體系，相比于常規(guī)醇酮雙塔精餾過(guò)程，隔壁塔冷凝器負(fù)荷減少30.94%，再沸器負(fù)荷減少32.87%，節(jié)能效果顯著。