正交設計異丙醇-異戊醇-甲基環己烷分離工藝模擬

劉艷杰,曹 陽,李瑞端

(1.吉林化工學院 吉林省化工分離技術與節能工程實驗室,吉林 吉林 132022;2.中國石油吉林石化公司 吉化(揭陽)分公司,廣東 揭陽 515200)

在常壓下,異丙醇-甲基環己烷和異戊醇-甲基環己烷均屬于共沸體系,采用常規精餾方法有效地分離存在一定難度。對于共沸物的分離常采用共沸精餾[1-3]、萃取精餾[7,8]、加鹽萃取精餾[7,8]等方法,但這些方法必須有質量分離劑的作用方可實現,這勢必導致質量分離劑回收難、流程復雜、分離過程能耗大及產品純度低等缺點。對于二元共沸物,當共沸組成,隨著壓力變化比較敏感時,變壓精餾是有效的分離方法[6,9-13]。正交設計是研究多因素多水平的一種科學設計方法,是借助規格化正交表,科學安排試驗,并利用數理統計原理,常采用極差法、方差法和回歸分析法等科學分析試驗結果[14]。正交設計方法能在試驗方案中均勻挑選出代表性強的少數試驗方案,且能夠通過少數試驗結果的統計分析,推出最優試驗方案,特別適合于多因素多水平的試驗。因此,該設計法在多種學科領域中得到廣泛應用[15-18]。本文采用Aspen Plus軟件,基于異丙醇-異戊醇-甲基環己烷三元體系共沸物與壓力的關系特性,結合被處理料液的實際工況,建立給定體系的三塔變壓精餾分離工藝流程,并對所建立流程的工藝參數進行優化分析。在單因素優化基礎上,采用正交設計對流程中重點塔的工藝參數進一步優化分析,研究結果可為類似分離體系的研究與設計提供技術指導。

1 分離流程確定

1.1 熱力學模型選擇

選用不同熱力學模型,采用 Aspen Plus 軟件,考察常壓下異丙醇-異戊醇-甲基環己烷物系的共沸數據,結果見表1。

表1 共沸數據計算值與文獻值對比

由表1可見,常壓下采用UNIFAC模型計算異丙醇-甲基環己烷的共沸組成與文獻[19]偏差最小值為0.004 4,在該模型下異戊醇-甲基環己烷的共沸組成與文獻偏差為0.012 4;而采用UNIQUE模型計算異戊醇-甲基環己烷的共沸組成與文獻偏差最小值為0.011 6,在該模型下異丙醇-甲基環己烷的共沸組成與文獻偏差為0.043 6,為保證全流程模擬計算結果的可靠性,綜合考慮兩個共沸物在兩種模型下的計算值與文獻值的偏差,本文選用UNIFAC模型作為模擬計算物性方程。

1.2 操作壓力確定

變壓精餾是通過改變精餾塔的操作壓力來實現共沸物的分離過程,因此,操作壓力是變壓精餾實現的關鍵參數。為確定合適的操作壓力,分別選取30、50、100、150、200和300 kPa壓力,考察異丙醇-甲基環己烷和異戊醇-甲基環己烷的共沸組成和共沸溫度與壓力的關系,結果見圖1和圖2。

壓力/kPa

壓力/kPa

由圖1和圖2可見,體系中的兩種共沸物的共沸物組成對壓力均具有極高的敏感性,而共沸溫度均隨操作壓力的增大而提高。以50 kPa下的共沸組成為基準,對比100、150、200、300 kPa下的共沸組成,其共沸組成變化情況均符合變壓精餾實現條件,因此,異丙醇-異戊醇-甲基環己烷體系的分離可以采用三塔變壓精餾。考慮安全操作、對設備要求及能耗等因素,本研究操作壓力選擇100 kPa和200 kPa。

1.3 分離流程建立

被處理料液實際工況為甲基環己烷與異丙醇質量分數比等于1.11,分離后各組分質量純度要求不小于0.995。根據前述的分析及被處理料液實際工況,建立圖3所示分離工藝流程。

圖3 分離工藝流程

根據料液實際工況流程中T0101、T0102、T0103塔的操作壓力分別為100、200和100 kPa,其中,T0101塔主要任務是將料液中異戊醇作為產品先從塔釜蒸出,其操作質量直接影響異丙醇和甲基環己烷后續分離效果,即T0101塔是該工藝中的關鍵塔。因此,本文在全流程的單因素優化基礎上,重點對該塔進行正交設計工藝參數的進一步優化與分析。

1.4 年總費用

年總費用主要包括設備費和能耗費,計算方法參照文獻[20],即年總費用=設備費/設備回收期+能耗費。其中,設備費用主要包括塔設備和換熱器等,其他閥門、管件等費用忽略,設備投資回收期取3年;能耗費主要包括加熱蒸汽(單價取150元/噸)和冷卻水(單價取1.5元/m3)等公用工程費。

2 單因素優化

在保證各組分分離要求前提下,采用Aspen Plus軟件的RadFrac模型進行全流程嚴格模擬計算,獲得初始模擬工藝參數。在此基礎上,以產品質量分數為控制指標,以年總費用最低為原則,采用Sensitivity靈敏度分析工具,對全流程工藝參數進行模擬與優化,結果見表2。

表2 單因素模擬與優化結果

3 正交設計優化

3.1 因素與水平確定

根據單因素優化結果,選用5因素4水平L16(45)正交表,以T0101塔底產品異戊醇質量分數(Xd)和年總費用分別為試驗指標,以理論板數(A)(包含塔頂冷凝器和塔底再沸器)、進料位置(B)和回流比(C)為考察的試驗因素,做進一步參數的優化。優化因素各取4個水平,表3為確定的正交設計試驗因素與水平值。

3.2 正交法優化結果與分析

確定因素水平后,共設計16組試驗,試驗結果與極差,見表4～5。

表4 正交設計試驗結果

表5中極差分析結果表明:各因素對異戊醇質量分數影響程度依次為B>A>C,優化參數為A4B3C3,此時,異戊醇質量分數為0.998 1,而各因素對年總費用影響程度依次為C>B>A,優化參數為A1B3C1,此時,異戊醇質量分數為0.995 7。由于料液在該塔中分離后異戊醇質量分數決定全流程各組分的分離效果,因此,選取以異戊醇質量分數為試驗指標得到的優化參數作為最優操作條件,即理論板數為32塊,進料位置為第10板,回流比為0.9。

采用相同的方法獲得T0102的最優操作條件為理論板數為20塊,進料位置為第15板,回流比為0.69;T0103的最優操作條件為理論板數為22塊,進料位置為第11板,回流比為1。

3.3 各塔操作特性分析

在最佳操作工藝條件下,T0101、T0102和T0103塔內汽、液相組成及溫度分布曲線,見圖4～6。

圖4 T0101塔內汽液相組成及溫度分布

由圖4～6可見,塔內溫度分布呈現由塔頂到塔底單調上升的趨勢,符合精餾原理。而塔內的各組分的汽液組成分布明顯不同,這主要是由于每個塔的分離任務不同而導致。

由圖4可見,甲基環己烷和異丙醇汽、液相的質量分數,從塔頂到塔釜呈現先升高后降低的趨勢,而異戊醇汽、液相質量分數均呈現上升趨勢;在塔釜幾乎沒有異丙醇和甲基環己烷,在塔頂幾乎沒有異戊醇。導致這種分布的原因是在該塔中異戊醇是重組分,而甲基環己烷和異丙醇是輕組分,且二者形成最低共沸物。因此,塔頂蒸出操作壓力下的異丙醇-甲基環己烷共沸物,塔釜得到高純度異戊醇,有效實現異戊醇與甲基環己烷和異丙醇混合物的分離。

由圖5可見,從塔頂到第15塊板異丙醇汽、液相分數幾乎穩定,而第15塊板到塔釜異丙醇汽-液相分數快速下降,甲基環己烷汽、液相分數快速上升。導致這種分布的原因是在該塔中甲基環己烷是重組分,而甲基環己烷-異丙醇共沸物是輕組分,因此,塔頂蒸出操作壓力下的異丙醇與甲基環己烷共沸物,塔釜得到高純度甲基環己烷,有效實現甲基環己烷與甲基環己烷-異丙醇混合物的分離。

圖5 T0102塔內汽液相組成及溫度分布

由圖6可見,從塔頂到塔釜異丙醇汽、液相分數逐步上升,而甲基環己烷汽、液相分數逐步下降。導致這種分布的原因是在該塔中異丙醇是重組分,而甲基環己烷-異丙醇共沸物是輕組分,因此,塔頂蒸出操作壓力下的異丙醇-甲基環己烷共沸物,塔釜得到高純度異丙醇,有效實現異丙醇與甲基環己烷-異丙醇混合物的分離。

圖6 T0103塔內汽液相組成及溫度分布

4 結 論

(1)利用Aspen Plus模擬軟件,選用UNIFAC熱力學模型,對異丙醇-異戊醇-甲基環己烷共沸體系特性分析,結合被處理料液實際工況,建立該共沸體系分離工藝流程。

(2)在保證異戊醇質量分數要求條件下,以年總費用最低為原則,采用靈敏度分析對各塔進行單因素工藝參數優化。

(3)在單因素優化基礎上,運用正交設計對關鍵塔T0101工藝參數進行詳細的優化與分析,獲得最優操作條件為理論板數32塊,進料位置第10板,回流比0.9,在此條件下,異戊醇質量分數為0.998 1,達到產品分離要求。同時獲得T0102和T0103的最佳操作條件,且在最佳操作條件下,各塔均能完成規定分離任務。