劉鑫，潘陽，劉公平，方靜，李春利，李浩

（1 河北工業(yè)大學(xué)化工學(xué)院，天津 300130； 2 南京工業(yè)大學(xué)化工學(xué)院，江蘇南京 211816）

引 言

基于我國化石資源結(jié)構(gòu)，以煤為原料制取汽油、柴油、航空煤油和化學(xué)品已成為解決石油供需矛盾的重要戰(zhàn)略。煤間接液化對原料適用性強(qiáng)，產(chǎn)品種類多，油品質(zhì)量高，成為發(fā)展我國煤制油產(chǎn)業(yè)優(yōu)先選擇的技術(shù)路線之一[1]。煤間接液化即通常所指的煤基費(fèi)托合成，是將合成氣(H2+CO)催化轉(zhuǎn)化為液體烴類燃料和化工產(chǎn)品的過程[2]。在費(fèi)托合成反應(yīng)過程中，CO 中的氧原子大部分生成了水，少量進(jìn)入含氧化合物，短鏈的含氧有機(jī)物在油水分離時溶于水相，該水相通常稱為費(fèi)托合成水。費(fèi)托合成產(chǎn)物的水烴理論比為1～1.3，即生產(chǎn)1 t 烴類產(chǎn)物要副產(chǎn)1～1.3 t 左右的費(fèi)托合成水[3]。煤制油作為規(guī)模經(jīng)濟(jì)的大型綜合性產(chǎn)業(yè)，裝置規(guī)模在百萬噸級以上才能取得明顯經(jīng)濟(jì)效益，在獲得液體燃料的同時還會獲得百萬噸級的費(fèi)托合成水。

費(fèi)托合成水中包含醇、醛、酮、酸、酯等30 多種含氧有機(jī)物，其中絕大多數(shù)產(chǎn)物可作為優(yōu)質(zhì)化學(xué)品和大宗化工原料。含氧有機(jī)物各組分含量與催化劑種類和工藝條件有關(guān)，一般而言，低溫費(fèi)托合成水中含氧有機(jī)物總含量約3%，高溫費(fèi)托合成水中可達(dá)10%[4]。含氧有機(jī)物的高效提取不僅有助于減輕廢水處理壓力，還有助于豐富費(fèi)托合成產(chǎn)品、提高技術(shù)經(jīng)濟(jì)性[5]。目前，對含氧有機(jī)物的提取大都首先直接進(jìn)入普通精餾塔進(jìn)行初步分離，塔頂?shù)玫胶欢ㄋ姆撬岷跤袡C(jī)物，塔釜得到含酸廢水[6-8]。塔頂產(chǎn)物做進(jìn)一步提取醇酮等高附加值有機(jī)物，塔釜含酸水溶液，可經(jīng)萃取或吸附進(jìn)一步回收酸[9-11]。然而，由于含氧有機(jī)物濃度低、沸程寬、共沸體系復(fù)雜等特點(diǎn)，整個流程能耗很高[12]。因此，尋求更加節(jié)能的工藝成為提取含氧有機(jī)物的研究重點(diǎn)。

隔壁塔作為高度熱耦合的節(jié)能塔器，在降低能耗的同時可節(jié)省一個塔的使用。本課題組前期對經(jīng)過初步分離后(精餾脫酸和提濃)得到的含水混合醇分離進(jìn)行過研究，結(jié)果表明隔壁塔比傳統(tǒng)兩塔可節(jié)約47.8%的能耗與24.1%的資本成本[13]。此外，隔壁塔在分離混合物時通常需要待分離體系處于一定的最適濃度區(qū)間[14]，為此可首先通過與其他工藝耦合來獲得處于最適分離濃度區(qū)間的進(jìn)料組成。膜分離技術(shù)以其高選擇性可將低濃度的稀溶液以較低的能量進(jìn)行提濃。通常可與精餾耦合達(dá)到更加節(jié)能的效果[15-16]，并克服單獨(dú)使用時的缺點(diǎn)[17]。例如，在反應(yīng)精餾制取乙酰丙酸乙酯時，將反應(yīng)、膜分離和精餾集成在一個單元內(nèi)的集成工藝較未采用膜分離的工藝轉(zhuǎn)化率可提高21.9%，展現(xiàn)出良好的應(yīng)用前景[18-19]。費(fèi)托合成水經(jīng)初步分離后，將精餾與滲透汽化耦合用于混合醇的分離和脫水，可較萃取精餾降低能耗24%～30%[20-23]。上述相關(guān)研究主要集中于經(jīng)初步分離后的混合醇提取，然而，從全流程的角度考慮，由于費(fèi)托合成水濃度更低且處理量更大，大部分能量都消耗在初步分離階段。因此盡可能地降低初步分離階段的能耗更值得關(guān)注和進(jìn)一步研究。

膜分離技術(shù)和隔壁塔對進(jìn)料濃度均具有一定要求，存在適宜區(qū)間，因此通常需要與其他工藝進(jìn)行耦合，并通過系統(tǒng)研究得到最優(yōu)工藝。本文根據(jù)費(fèi)托合成水的組成特點(diǎn)，選擇常規(guī)兩塔直接精餾(D)、滲透汽化-常規(guī)兩塔直接精餾(PV-D)、直接隔壁塔精餾(DWC)、滲透汽化-隔壁塔精餾(PV-DWC)四種工藝，并對比其能耗和經(jīng)濟(jì)性。根據(jù)實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)對滲透汽化過程建模，利用Aspen Plus 中的用戶拓展模型對膜分離過程進(jìn)行模擬和探討并得到適宜膜面積，利用靈敏度分析對精餾塔進(jìn)行模擬和優(yōu)化。通過比較能耗、有效能損失得出最佳工藝流程，并對膜價格對過程經(jīng)濟(jì)性的影響進(jìn)行評估。

1 模型、方法與分離目標(biāo)

1.1 滲透汽化實(shí)驗(yàn)和模型

費(fèi)托合成水組分復(fù)雜，含有醇、醛、酸、酮、酯五大類含氧有機(jī)物，其中醛、酯類為痕量物質(zhì)可忽略不計。為此，將費(fèi)托合成水簡化成只包含六種含氧有機(jī)物的模型水溶液(組成見表1)，其余為水。對該模型物進(jìn)行滲透汽化實(shí)驗(yàn)，使用的滲透汽化膜為自制的聚二甲基硅氧烷(PDMS)陶瓷復(fù)合膜(優(yōu)先透醇膜)，選擇層為對小分子有機(jī)物具有良好親和性的PDMS(厚度10 μm)，支撐層為傳質(zhì)阻力較小的管式陶瓷支撐體。滲透汽化實(shí)驗(yàn)在膜的最適操作溫度(40℃)下進(jìn)行，通過氣相色譜對模型水溶液組成和滲透側(cè)組成進(jìn)行定量，并進(jìn)一步得到各組分相對于水的分離因子，計算方法見式(1)?？倽B透通量[564 g/(m2·h)]是在相同測試操作時間間隔內(nèi)對滲透側(cè)物質(zhì)進(jìn)行稱重，連續(xù)測試3 次得到平均值。計算時選取進(jìn)料量為5000.0 kg/h，進(jìn)料壓力為常壓，滲透側(cè)壓力為6.000 kPa，溫度40℃，進(jìn)料組成如表1。

表1 滲透汽化實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)Table 1 Experimental data of the pervaporation process

膜滲透汽化性能的優(yōu)劣可用分離因子α和滲透通量J表示[24]：

其中，Yi和Xi分別表示滲透側(cè)和原料側(cè)組分i的質(zhì)量分?jǐn)?shù)；W表示在時間t內(nèi)組分透過膜的質(zhì)量，g;A表示膜面積，m2;t為時間，h。分離因子α受到原料側(cè)濃度、溫度、膜材質(zhì)等因素的影響，在相同膜材質(zhì)及溫度下，分離因子則只受原料側(cè)濃度影響。通常，只要原料側(cè)濃度保持在實(shí)驗(yàn)濃度的3～5 倍范圍內(nèi)，分離因子α基本保持不變[25]。因此，在后續(xù)模擬過程中保持各組分分離因子α均與滲透汽化實(shí)驗(yàn)所得到的數(shù)據(jù)一致。滲透通量J是描述某組分在單位時間單位膜面積內(nèi)透過膜的質(zhì)量，大小取決于膜本身滲透系數(shù)以及膜兩側(cè)推動力(膜兩側(cè)的蒸汽壓差)和跨膜阻力(膜厚)，單個組分i的滲透通量與總通量的關(guān)系如式(3)。

在實(shí)驗(yàn)過程中，滲透側(cè)需要保持一定真空度，進(jìn)料側(cè)為常壓，傳質(zhì)驅(qū)動力由壓差提供，在溶解擴(kuò)散模型的基礎(chǔ)上，滲透汽化的傳質(zhì)方程可表示如下[26]：

1.2 滲透汽化模型計算

在模擬滲透汽化時，本研究將采用Aspen Plus中的User 2 用戶模塊與Excel 表格共同搭建膜模型[29]。計算時采用NRTL 熱力學(xué)模型。Aspen Plus支持使用Excel 表格實(shí)現(xiàn)用戶模型的計算功能，并通過過程單元User 2來調(diào)用，不需要編寫端口鏈接，此方法開發(fā)難度低、速度快。如果需要多個滲透汽化膜組件，其模型理論與操作同第一個膜組件。

1.3 能量分析

精餾塔、輸送泵、換熱器等設(shè)備的能耗由Aspen Plus 直接計算得出，滲透汽化單元能耗由物質(zhì)汽化所需的能量[25][式(5)]和真空泵能耗[30][式(6)]兩部分組成：

其中，Qevapnorm表示滲透汽化所需能量，kJ/mol；J總和Ji分別表示所有含氧有機(jī)物的總通量和組分i的通量；Hevapi表示組分i的汽化熱，kJ/mol；W*表示在絕熱膨脹下從壓力P1到P2排出氣體時所需要的功，J/mol；P1和P2分別為真空泵入口和出口壓力；R為摩爾氣體常數(shù)；T為泵工作時的溫度；k為等熵指數(shù)，由式(7)得到：

理論上，當(dāng)系統(tǒng)在給定的環(huán)境中從任意狀態(tài)可逆地過渡到平衡狀態(tài)時，有效能可以無限地轉(zhuǎn)化為任何其他形式的能量[31-32]。利用平衡方程計算各單元的能量損失及其分布，可直接反映整個系統(tǒng)的能耗和有效能損失。對應(yīng)公式如下：

其中，EXD表示有效能損失；T0表示膜的最適溫度(40℃)；ΔS表示熵增。一般來說，總有效能E由兩部分組成：

其中，EXD,tot表示總的有效能損失；EXin(EXout)表示進(jìn)口(出口)有效能；EXQin(EXQout)表示換熱器進(jìn)出口有效能；Wshaft表示軸功；Q表示換熱器熱量；Tr表示再沸器出口溫度。不同單元的有效能損失計算方程如下[33]：

1.4 隔壁塔計算模型

隔壁塔在普通精餾塔內(nèi)部加入一塊豎直隔板實(shí)現(xiàn)塔內(nèi)部物流的耦合，本研究選擇嚴(yán)格的四塔模型來模擬隔壁塔精餾過程，模型如圖1 所示。當(dāng)隔壁塔內(nèi)部跨越隔板的熱量傳遞可忽略時，該四塔模型等效于隔壁塔過程[34]。對于費(fèi)托合成水體系，前期工作已經(jīng)驗(yàn)證模擬結(jié)果與實(shí)驗(yàn)結(jié)果吻合度高[13]。

圖1 隔壁塔模擬計算的四塔模型示意圖Fig.1 Schematic diagram of the four-tower model for the simulation calculation of dividing wall column

1.5 分離目標(biāo)和要求

對于滲透汽化模塊，滲透側(cè)物流進(jìn)入精餾系統(tǒng)進(jìn)一步分離，滲余側(cè)物流進(jìn)入生化系統(tǒng)處理。根據(jù)GB 31571—2015《石油化學(xué)工業(yè)污染物排放標(biāo)準(zhǔn)》，進(jìn)入生化系統(tǒng)的污水COD值一般不超過8000 mg/L，對應(yīng)于本體系而言，滲余側(cè)物流中水的質(zhì)量含量必須大于99.50%。由于C2+醇的市場經(jīng)濟(jì)價值高于甲醇，所以應(yīng)盡可能多地回收C2+醇。燃料乙醇標(biāo)準(zhǔn)中要求甲醇含量不超過0.50%，因此在初分階段相應(yīng)地規(guī)定混醇中甲醇含量不超過0.20%，具體分離要求如表2 所示。A 流股為粗甲醇，可進(jìn)一步純化或用做燃料；B 流股為低碳混合醇，后續(xù)可進(jìn)一步分離得到高附加值的單醇產(chǎn)品；C 流股為廢水，經(jīng)生化處理后回用。

表2 初步分離目標(biāo)和要求Table 2 Separation of goals and requirements

2 結(jié)果與討論

2.1 滲透汽化分離過程

滲透汽化(PV)分離過程如圖2 所示，為便于更清晰地描述膜面積的計算過程，將整個膜分離單元等效為若干“虛擬”膜組件。同時，膜單元設(shè)內(nèi)置換熱器來維持物流始終處于膜的最適操作溫度(40℃)。原料進(jìn)入膜組件后，有機(jī)物優(yōu)先透過膜并在滲透側(cè)被冷凝，然后送入精餾系統(tǒng)。結(jié)合表1 中的實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)和式(4)，求得各組分的滲透系數(shù)如表3 所示。計算時需同時考慮分離因子大的組分優(yōu)先過膜[35]和滲余側(cè)水含量大于99.50%兩個約束。例如，在第一個膜組件內(nèi)可設(shè)定丙酮恰好全部透過膜，此時膜面積為309 m2，滲余側(cè)水含量為98.34%，尚未滿足排放標(biāo)準(zhǔn)，需進(jìn)入作為第二個膜組件的進(jìn)料側(cè)繼續(xù)分離。以此類推，直至滲余側(cè)水含量達(dá)標(biāo)。

圖2 含虛擬膜組件的滲透汽化系統(tǒng)示意圖Fig.2 Schematic diagram of pervaporation system with virtual membrane module

表3 各組分滲透系數(shù)Table 3 The permeability coefficient of each component

由于甲醇最后透過膜，因此滲余側(cè)廢水COD 值主要取決于甲醇含量。分別選取甲醇和乙醇作為關(guān)鍵組分研究膜面積對分離效果的影響(圖3)。隨膜面積增大，滲余側(cè)甲醇和乙醇含量逐漸減小，水的COD 濃度隨之減小，并最終達(dá)到分離要求。與此同時，滲透側(cè)甲醇和乙醇的回收率逐漸提高，但水含量也相應(yīng)增大。由于水的通量最大，所以隨膜面積增大滲透側(cè)濃縮倍數(shù)相應(yīng)下降，然而，也只有足夠的膜面積才能保證C2+醇回收率和滲余側(cè)物流滿足排放要求。各虛擬膜組件的計算結(jié)果如表4，經(jīng)過四個膜組件后，C2+醇的回收率為99.98%，滲余側(cè)只含有少量乙酸，水含量已達(dá)標(biāo)(99.50%)，此時膜的總面積為2215 m2。圖4 反映了膜面積與物質(zhì)汽化所需能量之間的關(guān)系，能耗隨膜面積成線性增加。由于水的通量最大，能量主要消耗在水的汽化上。各組分滲透側(cè)總含量如表3所示，為便于操作，將四個膜組件的滲透側(cè)混合成一股物流(1119.0 kg/h)，該物流送入精餾系統(tǒng)進(jìn)一步分離。

圖3 滲余側(cè)（a）和滲透側(cè)（b）物流參數(shù)與膜面積的關(guān)系Fig.3 Relationship between flow parameters of retentate side（a）,permeate side（b）and membrane area

圖4 滲透汽化所需能耗與膜面積的關(guān)系Fig.4 Relationship between pervaporation energy consumption and membrane area

表4 滲透汽化模擬計算結(jié)果Table 4 Simulation results of pervaporation

2.2 滲透汽化-直接兩塔精餾工藝

為達(dá)到分離目標(biāo)，滲透汽化后的物流可通過兩種精餾方式做進(jìn)一步分離。第一種是先進(jìn)入一個精餾塔脫水后再進(jìn)第二個塔對甲醇和乙醇進(jìn)行切割，即滲透汽化-直接兩塔精餾(PV-D)工藝(圖5)，滲透汽化單元的物流由輸送泵送至預(yù)熱器后，依次進(jìn)入兩個精餾塔。

圖5 滲透汽化-直接兩塔精餾(PV-D)工藝的流程示意圖Fig.5 Schematic flow diagram of PV-D process

由表3可知，經(jīng)過滲透汽化處理后，非酸含氧有機(jī)物濃度提高了約4.4倍。精餾塔處理量由5000.0 kg/h降為1119.0 kg/h，有助于顯著降低再沸器熱負(fù)荷。對于精餾工段，以再沸器熱負(fù)荷為目標(biāo)函數(shù)和表2中的分離要求為約束條件，利用Aspen Plus中的靈敏度分析方法進(jìn)行模擬優(yōu)化，得到最佳工藝參數(shù)如表5所示。此時兩塔再沸器總熱負(fù)荷為268 kW，PV 單元所需的滲透汽化能量為356 kW。盡管滲透汽化所需能量高于兩塔總熱負(fù)荷，但精餾塔再沸器所需能量為高品位的蒸汽熱源，而滲透汽化所需能量可依靠余熱等低品位熱源提供。滲透汽化單元的有效能損失為42.91 kW，明顯低于精餾工段的有效能損失(91.56 kW)。圖6 分別表示直接兩塔精餾過程中主要組分的濃度分布，在C2 塔的第19～28 塊塔板和第36～39 塊塔板處混合醇發(fā)生了返混現(xiàn)象，這是導(dǎo)致直接精餾熱效率不高、能耗大的原因。

圖6 直接精餾過程中主要組分的分布Fig.6 Component distribution of direct distillation

表5 滲透汽化-直接兩塔精餾（PV-D）工藝的相關(guān)參數(shù)Table 5 Parameters of PV-D process

2.3 滲透汽化-隔壁塔工藝

滲透側(cè)物流的第二種精餾方式為隔壁塔精餾，其工藝流程(PV-DWC)如圖7 所示。因?yàn)樵擉w系中共沸物的共沸溫度都低于水的沸點(diǎn)，所以在設(shè)置隔壁塔采出規(guī)定時，低沸點(diǎn)的非酸含氧有機(jī)物從塔頂采出，中間沸點(diǎn)的物質(zhì)從側(cè)線采出。以水的質(zhì)量含量和再沸器熱負(fù)荷為優(yōu)化目標(biāo)對隔壁塔進(jìn)行靈敏度分析，找到最優(yōu)的操作參數(shù)與設(shè)備參數(shù)(表6)，此時隔壁塔的再沸器熱負(fù)荷為212 kW，有效能損失為116.54 kW。圖8 表示隔壁塔的主塔段(M)與預(yù)分餾塔段(P)的醇水組分分布，在主塔第47塊板混醇濃度達(dá)到最大的時候側(cè)線采出，可減少返混，提高熱力學(xué)效率。

圖7 滲透汽化-隔壁塔工藝流程示意圖Fig.7 Flow chart of PV-DWC process

圖8 隔壁塔中主要組分分布Fig.8 Distributionofmaincomponentsinthedividingwallcolumn

表6 滲透汽化-隔壁塔工藝的相關(guān)參數(shù)Table 6 Parameters of PV-DWC process

2.4 直接兩塔精餾工藝

未經(jīng)滲透汽化分離的原料可用常規(guī)兩塔精餾達(dá)到分離目標(biāo)。直接兩塔精餾工藝(D)流程簡單，全部由Aspen Plus 直接計算。進(jìn)料溫度與膜的最適溫度40℃保持一致，進(jìn)料組成與表1 中滲透汽化進(jìn)料側(cè)含量保持一致，其工藝流程如圖9所示。

圖9 直接兩塔精餾工藝流程的示意圖Fig.9 Schematic diagram of direct two-column rectification process flow

原料首先在脫水塔C1 分離，塔釜得到達(dá)標(biāo)廢水，塔頂?shù)玫降姆撬岷跤袡C(jī)物作為甲乙醇分割塔（C2）的進(jìn)料，C2 塔頂?shù)玫酱旨状?，塔釜得到混醇。以再沸器熱?fù)荷作為目標(biāo)函數(shù)和表2中的分離要求為約束條件對兩塔進(jìn)行優(yōu)化，通過靈敏度分析，得到直接兩塔精餾工藝的最佳參數(shù)如表7 所示，此時兩塔再沸器總的熱負(fù)荷為675 kW，總的有效能損失為293.85 kW。

表7 工藝D的最佳工藝參數(shù)Table 7 Optimum process parameters of process D

2.5 直接隔壁塔精餾工藝

未經(jīng)滲透汽化分離的原料理論上可直接利用隔壁塔(DWC)分離，塔頂?shù)玫酱旨状?，塔釜得到達(dá)標(biāo)廢水，側(cè)線采出混醇，工藝流程如圖10 所示。在Aspen Plus 中搭建如圖1 所示的嚴(yán)格四塔模型來模擬隔壁塔分離過程。以再沸器最小熱負(fù)荷為目標(biāo)函數(shù)，通過氣液相分配比、進(jìn)料位置、側(cè)采位置、預(yù)分餾段理論板數(shù)、公共精餾與公共提餾段理論板數(shù)的優(yōu)化順序進(jìn)行優(yōu)化，得到的最佳工藝參數(shù)如表8所示，此時隔壁塔的再沸器熱負(fù)荷為744 kW，有效能損失為396.79 kW。對該體系而言，隔壁塔能耗反而高于兩塔直接精餾，盡管側(cè)線采出的產(chǎn)品純度高于普通精餾，但是以能耗為代價的。這是由于隔壁塔發(fā)揮節(jié)能優(yōu)勢需滿足最適的進(jìn)料濃度區(qū)間，而低濃度的費(fèi)托合成水(2.00%)不在適宜濃度區(qū)間內(nèi)，物流直接進(jìn)入隔壁塔并不合適。因此，費(fèi)托合成水原料經(jīng)過膜濃縮后再進(jìn)入隔壁塔分離才能充分發(fā)揮隔壁塔優(yōu)勢。

表8 直接隔壁塔精餾工藝的最佳工藝參數(shù)Table 8 Optimum process parameters of direct dividing wall column distillation process

圖10 直接隔壁塔精餾工藝流程示意圖Fig.10 Schematic diagram of direct dividing wall column rectification process flow

2.6 工藝比較

四種工藝在各自的最佳參數(shù)下，得到的產(chǎn)品流量及組成(表9)都非常接近。能量對比情況如表9所示，D 工藝技術(shù)成熟，操作簡單，但是能耗高。DWC工藝雖然得到的產(chǎn)品純度高于直接兩塔精餾，但這是以更高的能耗為代價的。經(jīng)過PV 單元濃縮后，PV-D 工藝相對于D 工藝節(jié)能7.56%。PV-DWC 工藝在四種工藝中最為節(jié)能，相對于D 工藝能耗降低15.85%，有效能損失降低45.74%。與此同時，該工藝得到的混醇產(chǎn)品的含水量最低，塔頂損失的乙醇也相對較少。此外，通過對比DWC 工藝和PVDWC 工藝可以發(fā)現(xiàn)，經(jīng)過膜處理將原料濃縮3.7 倍后達(dá)到隔壁塔的適宜進(jìn)料濃度區(qū)間，再進(jìn)入隔壁塔分離才能充分發(fā)揮隔壁塔優(yōu)勢。

表9 四種分離工藝的主要參數(shù)對比Table 9 Comparison of main parameters of four separation processes

3 經(jīng)濟(jì)分析

年總成本(TAC)是評價不同工藝經(jīng)濟(jì)性的重要指標(biāo)，由于DWC 工藝與PV-D 工藝為非最佳工藝而不再深入討論。在計算TAC 時，以D 工藝這一最典型的分離工藝作為基準(zhǔn)，對PV-DWC 工藝進(jìn)行評價。TAC 包括了設(shè)備成本和操作成本，其中精餾單元TAC計算如下[36]：

式中，TIC 為總投資成本；m為年利率；n為裝置使用年限；TOC 為年總運(yùn)營成本。設(shè)備成本主要指塔體、塔板以及相應(yīng)的再沸器和冷凝器成本；操作成本主要指蒸汽和循環(huán)水消耗。假設(shè)年開工8000 h，裝置使用年限為10 年，年利率為15%，操作費(fèi)用與資本費(fèi)用按照經(jīng)驗(yàn)公式計算[13]。根據(jù)上述方法計算得出PV-DWC 工藝中精餾工段年總成本為70.917萬元，D 工藝的精餾工段年總成本為120.883 萬元。單就精餾工段而言，隔壁塔精餾可較直接兩塔精餾節(jié)省年總成本41.33%。

對于滲透汽化膜組件，投資費(fèi)用包括膜成本費(fèi)用、真空系統(tǒng)費(fèi)用、冷凝系統(tǒng)費(fèi)用、管道費(fèi)用等。膜組件成本(Cmz)按膜成本(Cm)的兩倍估算[式(18)]，則整個滲透汽化分離工段的資本費(fèi)用可表示為膜單價與等效面積的乘積。膜組件的操作費(fèi)用主要為膜更換費(fèi)用(Cg)，為膜組件費(fèi)用的2.5%[式(19)]，膜壽命設(shè)定為3年。當(dāng)PV-DWC工藝與D工藝具有相同的年總成本時，經(jīng)計算滲透汽化膜價格為438元/m2。因此，當(dāng)滲透汽化膜價格低于438 元/m2時，滲透汽化-隔壁塔精餾耦合工藝將會表現(xiàn)出更高的經(jīng)濟(jì)性。

4 結(jié) 論

(1)對于費(fèi)托合成水這一低濃度多組分水溶液而言，滲透汽化-精餾耦合工藝的能量效率最高，較直接常規(guī)兩塔分離能耗減少15.85%，有效能損失減少45.74%。與此同時，得到的混醇產(chǎn)品含水量低，塔頂乙醇損失相對較少，有利于后續(xù)對高附加值的醇類回收。

(2)由于費(fèi)托合成水濃度低，直接進(jìn)入隔壁塔分離較直接兩塔精餾的能耗反而更高。經(jīng)滲透汽化濃縮后的組分濃度可進(jìn)入隔壁塔的適宜濃度區(qū)間，進(jìn)而能夠充分發(fā)揮隔壁塔的節(jié)能優(yōu)勢。

(3)由于滲透汽化過程所需能量可依靠余熱等低品位熱源提供，因此在煤化工等余熱充足的行業(yè)中通過系統(tǒng)耦合等方式可以充分發(fā)揮其節(jié)能優(yōu)勢。

(4)對于費(fèi)托合成水的初步分離過程而言，當(dāng)滲透汽化膜的價格低于438 元/m2時，滲透汽化-隔壁塔精餾耦合工藝將會表現(xiàn)出較高的經(jīng)濟(jì)性。

符 號 說 明

A——面積，m2

Cg——膜更換費(fèi)用，元

Cm——膜面積成本，元/m2

Cmz——膜組件費(fèi)用，元

COD——化學(xué)需氧量，mg/L

cpi，cvi——分別為組分i的比定壓熱容與比定容熱容，J/（mol·K）

Ech——化學(xué)有效能，kJ

Eph——物理有效能，kJ

EXD——有效能損失，kJ

Fp——透過膜的總滲透速率，kmol/h

G——Gibbs自由能，kJ/mol

Hevapi——組分i的汽化熱，kJ/mol

h——焓，kJ/mol

J——滲透通量，g/（m2·h）

Kr——比熱容，J/(kg·℃)

k——等熵指數(shù)

m——年利率

N——膜壽命，年

n——裝置使用年限，年

Psati,Pperm——分別為組分i的飽和蒸氣壓和滲透側(cè)總壓，kPa

P1，P2——分別為真空泵入口和出口的壓力，kPa

Q——交換熱量，kW

Qi——組分i的滲透系數(shù)，g/(m2·h·kPa)

R——?dú)怏w常數(shù)，J/(mol·K)

S——熵，J/K

Tr——再沸器出口溫度，K

TAC——年度總成本，元

TIC——總投資成本，元

TOC——年總運(yùn)營成本，元

t——時間，h

W——單位時間內(nèi)組分透過膜的質(zhì)量，g

W*——在絕熱膨脹下從壓力P1到P2排出1 mol 氣體所需要的功，J/mol

Wshaft——軸功，kJ

Xi，Yi——分別為原料側(cè)和滲透側(cè)組分i的質(zhì)量分?jǐn)?shù)

xi，yi——分別為組分i在原料側(cè)和滲透側(cè)的摩爾分?jǐn)?shù)

α——分離因子