進料組成對中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔節能與經濟效益的影響

陳顥，從海峰，何林，李洪，高鑫，李鑫鋼

（天津大學化工學院，精餾技術國家工程研究中心，天津化學化工協同創新中心，天津300350）

化學工業能量消耗巨大，這些能量消耗往往來自于燃燒的煤炭、天然氣和原油等[1]。日益發展的化工工業既要面臨能量需求大幅增加，同時又要面對化石燃料匱乏及其使用引起環境污染所帶來的挑戰[2]。精餾過程是化工過程中應用范圍最廣的分離技術，其能耗比例亦占據了整個化工生產過程50%～70%。為了可持續發展，需要進一步提高精餾過程的能量效率，提高化工生產過程經濟效益的同時最大限度降低對環境的污染。精餾過程中提高能量效率的方式往往通過能量集成技術來實現，熱耦合形式的能量集成技術已經被廣泛應用在各類精餾過程當中[3-9]，常見的能量集成技術有熱泵精餾（vapor recompression, VRC）[10]和內部熱耦合精餾（internally heat integrated distillation column,HIDiC）[11]等。

熱泵精餾技術是一種利用壓縮機將原本在精餾塔頂被冷凝水冷卻的蒸汽壓縮成一股高溫高壓的熱蒸汽來代替塔釜再沸器中額外熱蒸汽的技術。通過熱泵技術可將塔頂蒸汽液化的潛熱利用于再沸器，不僅省去了部分或全部塔頂冷卻水的使用，也大幅度減少了塔釜再沸器所使用的較為昂貴的蒸汽。這種技術可以為精餾塔節約相當可觀的能量消耗[12]。在工業應用上，熱泵精餾已經用在了近沸點混合物的分離上，如丙烯和丙烷[13]。但是，在寬沸程混合物精餾分離過程中，熱泵技術的節能效果急劇下降[14]，主要是因為壓縮機需要一個較大的壓縮比來保證精餾塔的塔頂和塔釜熱量集成的實現，造成了較大的能耗。據此，熱泵精餾技術在精餾塔領域的應用具有局限性。

內部熱耦合精餾是另外一種能量集成技術，通過壓縮機將普通的精餾塔分割成兩段壓力不同的精餾段和提餾段，從而在精餾塔內實現了高低壓差（精餾段壓力高于提餾段），精餾段的溫度高于提餾段的溫度，為進行精餾塔內熱耦合提供了基礎。通過精餾段和提餾段每塊塔板間的換熱進行熱量集成，可使冷/熱公用工程的使用大量降低，甚至全部取消。據報道，內部熱耦合精餾比熱泵精餾壓縮比更小，對于寬沸程物系精餾分離有更好的節能效果[15-16]。關于內部熱耦合精餾，大量的研究集中在了換熱器的分布[17]，簡化模型方法[18]以及過程優化[19]上。遺憾的是，在發展了約40 年的時間里，內部熱耦合精餾的實驗研究僅僅局限在了實驗室和中試規模上，因為其復雜的換熱結構使得內部熱耦合精餾結構復雜且非常難以操作和控制，更有學者對內部熱耦合精餾的節能表現持有分歧[20]。

對于內部熱耦合精餾塔構型（如HIDiC），精餾塔進料組成的不同會影響到進料板位置，從而影響內部熱耦合精餾塔結構和操作參數的設計，并影響到其節能效果與經濟效益。本文根據熱泵精餾易于工業化的特性以及內部熱耦合精餾優異的節能特性，提出了一種中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔（middle vapor recompression distillation column,MVRC），為了探究進料組成對MVRC 節能與經濟效益的影響，選擇了工業上典型的近沸點混合物丙烯/丙烷的分離，通過Aspen Plus對中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔與常規精餾塔（conventional distillation column,CD）進行了模擬研究，參考了實際工業當中丙烯和丙烷的組成配比[20]，研究了三種不同的進料條件對MVRC的節能、全局有效能損失和經濟效益的影響。

1 中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔流程

圖1所示為常規精餾塔流程圖，進料進入精餾塔之后將精餾塔分成了精餾段和提餾段。塔頂由冷凝器提供冷源，塔釜由再沸器提供熱源。可以看出，塔頂的蒸汽完全由冷凝器進行了冷卻，所有的潛熱均被冷卻水吸收，沒有得到充分的利用。

圖1 常規精餾塔流程圖

普通的熱泵精餾塔主要依靠塔頂蒸汽壓縮后形成的一股高溫高壓蒸汽來加熱塔釜的液體，熱耦合結構簡單。但對于寬沸程物系，其熱量耦合過程所需壓縮比過高，導致節能效果和經濟效益急劇下降。內部熱耦合精餾塔（HIDiC）主要依靠不同操作壓力的精餾段和提餾段以提供溫差進行換熱以實現熱量耦合，可有效降低壓縮機的壓縮比，但其換熱過程的實現需要過多的外部換熱器或復雜的內部換熱結構，設備投資急劇增加。將熱泵精餾塔蒸汽壓縮式換熱的熱耦合形式運用到內部熱耦合精餾塔當中，既可以利用中部蒸汽壓縮后直接加熱塔釜的液體實現內部熱耦合過程，又可以簡化內部熱耦合精餾塔的換熱結構。圖2為本文作者課題組設計的中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔的流程，通過壓縮機將常規精餾塔的精餾段和提餾段分割成了有高低壓差的兩個精餾塔段。與內部熱耦合精餾塔不同的是，中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔從提餾段出來的氣體被壓縮機壓縮成高溫高壓的蒸汽后，與塔底的低溫液體在塔底換熱器中換熱，從而省去了再沸器中額外蒸汽的使用，高溫高壓的熱蒸汽被冷卻成了一股氣液混合物，隨后進入了高壓的精餾段。精餾段底部的液體經節流減壓后成為一股低溫低壓的氣液混合物，后與精餾段塔頂的蒸汽在塔頂換熱器中換熱，隨后再回到提餾段中。精餾段塔頂的蒸汽被冷卻后只有部分能被冷卻成液體，還需要輔助冷凝器的使用才能使其完全冷凝，以完成精餾塔的回流與采出。

圖2 中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔流程圖

2 分離目標和計算方法

2.1 物系選擇

為探究物系不同組成對中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔性能的影響，選擇工業上能耗巨大的丙烯和丙烷的分離作為研究對象。由于其沸點相近，普通精餾塔需要設置大量的理論板和較大的回流比進行操作，無論從能源消耗還是設備投資上都是一筆巨大的開支。具體的三種不同的進料組成配比如表1所示。由于丙烯和丙烷是屬于弱極性或非極性物質，故采用SRK物性方法進行模擬。

表1 三種進料參數

2.2 總能耗計算

由于流程中既有再沸器又有壓縮機的不同種類的能源，將其用式(1)進行統一。總能耗（QT,kW）為再沸器能耗（QReb, kW）和3 倍的壓縮機能耗（QComp,kW）之和[21]。

2.3 全局有效能計算

不同溫度以及不同組成的流股在流程中的混合，使得有效能損失不可避免地發生在真實的過程工業當中。對于一個流股，其有效能（E）與焓值（H）、溫度（T）和熵值（S）的關系可以用式(2)進行表示。

在精餾過程中，所需最小有效能（ΔEmin）為產物與進料有效能的差值，如式(3)所示。

對于有再沸器、冷凝器和壓縮機的精餾過程中，對全局提供的有效能（ΔEprovide）如式(4)所示。

式中，QR和QC分別為再沸器和冷凝器負荷，kW；T0是環境溫度，℃；TR和TC分別為再沸器中加熱介質以及冷凝器中冷卻介質的溫度，℃；WP為壓縮機提供的功，kW。

由式(2)～式(4)可以計算出最終的全局有效能損失（Eloss），如式(5)所示。

2.4 年總經濟核算

年總費用（total annual cost，TAC）包括兩部分，分別是操作費用（operating cost，OC）和設備費用（capital cost，CC）。其關系可以用式(6)來表示。

式中，payback period表示回報周期。

流程中的設備費用主要根據Douglas[22]的計算方式，其中塔殼（column shell，CS）費用的計算如式(7)所示。

式中，D為精餾塔的截面積；H為塔高；M&S為馬爾紹夫參數。填料價格（cost of packings，CP）的計算公式如式(8)所示。

式中，β為填料單價。換熱器（heat exchanger，HE）中設置最小換熱溫差為10℃，其價格計算方法如式(9)所示。

式中，C′根據再沸器或者冷凝器的分別為1775.26 和1609.13；A 為換熱器的換熱面積，m2。計算中參數的具體數值如表2所示。

表2 經濟核算參數

本文的模擬和優化均在Aspen Plus V7.2 中進行。

3 模擬結果與討論

3.1 常規精餾塔與中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔對比

三種進料條件下的常規精餾塔和中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔的操作條件和能耗結果如表3 所示。可以看出三種進料組成配比條件下的常規精餾塔的總能耗差別并不大。但是在中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔的操作中，進料1和進料2的情況下總能耗相近，而在進料3的情況下總能耗較低，節能率要比之前兩種進料組成高出約5%。即在丙烯組分較多的情況下，中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔的節能效果表現相對較好。

表3 三種進料下的常規精餾塔和中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔的操作條件和能耗結果

從圖3可以看出三種進料條件下隨壓縮機能耗的變化較為一致，都是隨壓縮比的增大而增大。當壓縮比增大到1.4 時，滿足了換熱器的換熱溫差為10℃的條件。考慮需要控制壓縮機能耗，故選擇1.4作為壓縮機的壓縮比。

圖3 壓縮機能耗在不同進料條件隨壓縮比的變化

從圖4可以看出在三種進料條件下，中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔內氣液相的組成分布和常規精餾塔內氣液相的組成分布規律基本一致。盡管中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔有高低壓差的分割位置存在，但并沒有過多改變其氣液相的組成分布趨勢。此外，壓縮機的能耗取決于壓縮機的壓縮比和壓縮機的進氣量，三種條件下的壓縮比相同，其進氣量的差異導致了壓縮機能耗的不同。

圖4 精餾塔內組成分布隨塔板數的變化

通過圖5 的全局有效能損失的分析可以看出，中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔的全局有效能損失量明顯減少，并且進料組成配比的不同對其全局有效能損失量的影響并不明顯。

圖5 三種進料條件下的全局有效能損失

3.2 經濟核算

表4列出了三種進料條件下的常規精餾塔和中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔的費用明細，由之前的分析可知進料3條件下的壓縮機能耗最小，但是在年總操作費用的節省上卻并和之前兩種進料條件相同，原因是其消耗的冷卻水更多了。綜合來看，進料組成配比并不影響中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔的年總操作費用的節省率，三者相同。

表4 三種進料條件下的各項費用計算結果

精餾塔的節能通常是以設備投資的增加為代價的，從年總設備費用不難看出，進料1條件和進料2 條件下的年總設備費用的增長率非常相近，為143.01%和141.81%。而在進料3 條件下的年總設備費用的增長率相對減少為134.28%，原因是在設備費用里，壓縮機的設備費用占據了相當大的比重，并且壓縮機的費用是與其能耗直接相關。由于進料3中壓縮機的能耗較低，需要較少的壓縮機費用，所以年總設備費用相對低一些。

從年總投資費用來看，中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔的節省率相差很小，故進料組成對年總投資的節省影響并不大。

4 結論

本文提出了一種中部蒸汽壓縮兩段式新構型精餾塔，以丙烯和丙烷精餾分離為案例，對常規精餾塔與中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔的工藝進行了模擬研究。考察了三種進料組成配比對中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔的節能特性、全局有效能損失和經濟效益的影響，所得結論如下。

（1）與常規精餾塔相比，中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔在丙烯和丙烷的分離過程中有著良好的節能效果。三種進料條件下，丙烯和丙烷的比例為3∶1時節能效果最好，當比例為1∶3和1∶1時其節能效果相近，差別不大。

（2）在全局有效能損失的分析中，中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔的全局有效能損失相比常規精餾塔明顯減少，但是在三種比例不同的進料條件下，全局有效能損失差別并不大。

（3）中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔有著良好的經濟效益，在三種進料條件下的年總操作費用節省率均為74.40%左右。在年總設備投資費用中丙烯和丙烷的比例為3∶1 時有著相對較少的年總設備投資費用增長率，而另外兩種進料條件下的年總設備投資費用增長率較為相近。總體上，進料組成配比對年總投資的節省影響并不大。說明該中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔在進料組成配比上具有良好的適應性。

符號說明

CD—— 常規精餾塔

CP—— 設備投資費用，USD

CS—— 塔殼費用，USD

D—— 塔徑，m

E—— 有效能，kW

H—— 焓值，kW

MVRC—— 中部蒸汽壓縮兩段式精餾塔

M&S—— Marshall&Swift經濟因子，量綱為1

OC—— 操作費用，USD

Q—— 負荷，kW

S—— 熵值，J/(mol·K)

T—— 溫度，℃

TAC—— 年總投資費用，USD

下角標

0—— 環境

C—— 冷介質

Comp—— 壓縮機

Feed—— 進料

loss—— 損失

min—— 最小的

provide—— 供給的

P—— 壓縮機的功率

Product—— 產品的

R—— 熱介質

Reb—— 再沸器

T—— 總共的