節能型生物乙醇萃取精餾工藝的模擬研究

胡有元，朱柳柳

(1.中石化寧波工程有限公司，浙江 寧波 315103；2.中國石油大學(華東) 化學工程學院，山東 青島 266580)

生物乙醇是以生物質為原料通過發酵而制得的，生物乙醇是目前最有前途的可替代與可持續發展的燃料[1]，它優于其他可替代燃料的關鍵優勢在于其可以很容易與現有燃料系統混合。生物乙醇與汽油混合后直接用作車用燃料，還可作為汽油增氧劑和高辛烷值調和組分，可顯著降低汽車尾氣中的有害物質，起到凈化空氣的功效[2-3]。

生物發酵液中乙醇質量分數含量一般在5%～12%，需要進行濃縮后才能達到生物乙醇標準。現有工藝一般是先采用精餾的方法將乙醇質量分數含量由5%～12%濃縮到91%～94%，然后再進行脫水而得到高于共沸點的燃料乙醇。常用的脫水工藝有共沸精餾法、分子篩吸附脫水法、膜分離法及萃取精餾法等[4]。

本文以生物乙醇萃取精餾工藝為研究對象，將差壓熱耦合精餾節能技術應用于該流程，并利用流程模擬軟件Aspen Plus進行模擬研究，獲得了優化后的工藝參數，降低了精餾過程能耗。

1 常規萃取精餾流程的模擬與優化

1.1 模擬條件

本案例在模擬過程中僅考慮乙醇-水兩組分分離，選用乙二醇作為萃取劑，熱力學模型選擇NRTL模型。進料乙醇-水溶液中乙醇質量分數含量為10%，進料流量為120 t/h。濃縮塔的理論板數初始值為30塊，進料位置初始值為第19塊板，回流比初始值為2，規定濃縮塔的塔頂產品中乙醇純度為91%(該值為Kiss與Ignat[5]等人優化共沸點前采出的最優值)。

1.2 濃縮塔的模擬及優化

本節利用流程模擬軟件對常規流程濃縮塔的回流比、進料位置與理論板數進行優化，用于確定最佳的回流比、進料位置及理論塔板數。圖1為常規流程濃縮塔流程圖。

圖1 常規流程濃縮塔流程圖

1.2.1 濃縮塔回流比的模擬優化

圖2 回流比RR對產品濃度的影響

圖3 回流比RR對再沸器負荷Qreb的影響

在初始值的基礎上，通過靈敏度分析考察回流比(RR)與塔頂乙醇濃度(ETOH)、塔釜液中水的濃度(Water)以及塔釜再沸器負荷(Qreb)的影響。

從圖2可以看出，塔頂乙醇濃度隨著回流比的增大而逐漸增加，當回流比達到1.34后，塔頂乙醇濃度隨著回流比的增大而保持不變。在回流比的變化過程中，塔釜液中水的濃度幾乎保持不變。從圖3可知，塔釜再沸器熱負荷隨著回流比的增加而增大。因此，濃縮塔最佳回流比為1.34。

1.2.2 濃縮塔進料位置的優化

在確定回流比后，通過靈敏度分析考察進料位置(Fstage)對塔頂乙醇濃度(ETOH)、塔釜水濃度(Water)以及塔釜再沸器熱負荷(Qreb)的影響。

圖4 進料位置對產品濃度影響

圖5 進料位置對再沸器熱負荷影響

從圖4可以看出，在最優回流比下，當進料位置在第17～20塊板時才能滿足塔頂乙醇的濃度要求，而塔釜液濃度變化不大。從圖5可以看出，當進料位置在第18塊板時，再沸器負荷最小(塔頂冷凝器負荷也相應變小)。因此，在保證塔頂乙醇濃度的前提下，濃縮塔的最優進料位置為第18塊板。

1.2.3 濃縮塔理論塔板數的優化

關于理論板數的優化，本文參考了Luyben在書[6]中給出的一種優化理論板數方法。該方法為：保持進料位置與總理論板數為固定比例，通過分析理論板數的影響從而確定最優的理論板數。依據這一方法，通過靈敏度分析考察理論板數(Nstage)對塔頂乙醇濃度(ETOH)、塔釜水濃度(Water)以及塔釜再沸器熱負荷(Qreb)的影響。

圖6 理論板數對產品濃度影響

圖7 理論板數對再沸器熱負荷影響

從圖6可以看出，當理論板數小于30時，塔頂乙醇濃度逐漸隨著理論板數的增加而增加，但當理論板數超過30塊時塔頂乙醇濃度維持在91%不變。整個過程中理論板數對塔釜水濃度影響不大。從圖7可以看出，隨著理論板數逐漸增加，再沸器熱負荷逐漸減小后趨于穩定。當理論板數大于30時，再沸器負荷減小不明顯，但隨著理論板數的增加反而會加大設備投資。因此，綜合來看，理論板數優化值為30，進料位置為第18塊板。

1.3 常規流程全流程模擬

依次對萃取精餾塔(T2)和萃取劑回收塔(T3)進行模擬優化，最終建立的萃取精餾分離乙醇-水混合物的常規流程如圖8所示。該流程為三塔結構，依次為濃縮塔(T1)、萃取精餾塔(T2)和萃取劑回收塔(T3)。萃取精餾塔(T2)塔頂得到質量分數大于99.8%的乙醇產品，濃縮塔(T1)塔底和萃取劑回收塔(T3)塔頂產品均為廢水。

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圖8 常規乙醇濃縮與萃取精餾脫水流程

常規流程模擬優化后的參數如表1所示。

表1 常規流程工藝參數優化結果

2 萃取精餾的節能設計與模擬優化

2.1 流程建模

差壓熱耦合精餾是由李鑫鋼[7]等人提出，其流程如圖9所示，它是將常規精餾塔從進料位置處分為兩個塔，精餾段(Rectifier)為加壓操作，提餾段(stripper)為正常壓力操作，通過改變壓力使精餾段塔頂溫度高于提餾段塔釜溫度，然后利用精餾段塔頂氣相加熱提餾段塔釜再沸器從而實現精餾過程中的熱量集成。

圖9 差壓熱耦合流程圖

將差壓熱耦合技術應用于濃縮塔，建立后的模型如圖10所示。原料(物流1)從濃縮塔提餾段T1-1的頂部進入，濃縮塔提餾段T1-1塔頂蒸汽(物流2)經壓縮機C1加壓后作為濃縮塔精餾段T1-2塔釜的上升蒸氣，濃縮塔精餾段T1-2塔頂蒸汽(物流5)與濃縮塔提餾段T1-1塔釜液相(物流9)在換熱器E1中進行熱量交換，換熱后的蒸汽(物流6)經冷卻器E3冷凝為飽和液體(物流7)后分為兩部分，一部分返回到濃縮塔精餾段T1-2塔頂作為液相回流，另一部分作為產品采出。換熱后的濃縮塔提餾段T1-1塔釜液相(物流10)經加熱器E2進一步換熱后滿足塔釜再沸器的出料要求。

圖10 差壓熱耦合精餾模擬流程

2.2 濃縮塔的模擬及優化

在常規濃縮塔優化的基礎上，采用差壓熱耦合流程后只需要優化壓縮機的壓縮比。通過靈敏度分析來考察壓縮比(CR)對換熱器E1換熱溫差(△T)、加熱器E2熱負荷(QE2)、壓縮機軸功(Qcomp)與總能耗(Qcons)的影響，其結果如圖11和12所示。

從圖11可以看出，隨著壓縮比的增加，換熱器E1的換熱溫差逐漸增大。由圖12可以看出，隨著壓縮比的增加，壓縮機功率逐漸增大，總能耗增加，而加熱器E2的熱負荷不斷減小，這主要是因壓縮比增大導致濃縮塔精餾段T1-2塔頂蒸汽溫度升高從而可提供更多的熱量，從而導致換熱器E1熱負荷增加，加熱器E2熱負荷減少。在滿足換熱器換熱溫差的前提下，應盡量減小壓縮比。換熱器溫差過小會導致實際換熱過程中換熱面積無限增大，換熱器溫差過大會導致換熱器面積過小而不利于節能。因此，綜合考慮，換熱器E1的換熱溫差△T定為10℃，此時最優壓縮比為3.15。

圖11 壓縮比CR對△T的影響

圖12 壓縮比CR對QE2、Qcomp與Qcons影響

2.3 改進流程全流程模擬

將優化后的差壓熱耦合流程應用于常規萃取精餾形成了改進流程，流程建模如圖13所示。

圖13 改進后的乙醇濃縮與萃取精餾脫水流程

改進流程工藝參數優化結果如表2所示。

表2 改進流程工藝參數優化結果

3 改進流程與常規流程的比較

3.1 消耗及能耗對比

兩種流程的公用工程消耗及能耗對比見表3所示。

表3 兩種流程的消耗及能耗對比

從表3可看出，改進流程低壓蒸汽消耗減少16.82t/h，但壓縮機電耗增加1178kW。經過能耗計算，改進流程比常規流程節能29.03%。

3.2 操作費用對比

中壓蒸汽價格為150元/t，中低壓蒸汽為100元/t，電價為0.5元/度，循環水價格為0.25元/t。在上述公用工程價格體系下，裝置按照年運行時間8000h來考慮，常規流程年操作費用為3833萬元，改進流程年操作費用為2890萬元，改進流程年節省操作費用943萬元。

3.3 投資對比

改進流程相比于常規流程，在設備上增加了一套壓縮機系統和一臺換熱器，經初步估算，改進流程投資增加約4000萬元，新增設備投資回收期約為4.2年，具有一定的經濟性。

4 結論

(1)在常規萃取精餾分離生物乙醇-水混合物的基礎上，將差壓熱耦合精餾技術應用于該分離工藝形成了改進流程，改進流程節能29.03%，具有一定的經濟效益。

(2)改進流程雖在節能方面效果顯著，但由于設備臺數增加和一次性投資相對增加，增加了裝置的操作復雜性。因此，對于工業化裝置而言，需要結合投資、消耗及操作復雜性等因素而綜合考慮。

參考文獻

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[4]李 軍,孫蘭義,胡有元,等.用共沸精餾隔壁塔生產無水乙醇的研究[J].現代化工,2008,28(1):93-95.

[5]Kiss A A,Ignat R M.Optimal economic design of a bioethanol dehydration process by extractive distillation[J].Energy Technol,2013,1:166-170.

[6]Luyben W L.Distillation design and control using Aspen simulation[M].John Wiley & Sons,2013.

[7]李 洪,李鑫鋼,羅銘芳.差壓熱耦合蒸餾節能技術[J].化工進展,2008,27(7):1125-1128.