李 軍，王丁丁，馬占華，李青松，孫蘭義

（中國(guó)石油大學(xué)（華東） 重質(zhì)油國(guó)家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，山東 青島 266580）

差壓熱耦合萃取精餾工藝分離甲基環(huán)己烷和甲苯的模擬研究

李 軍，王丁丁，馬占華，李青松，孫蘭義

（中國(guó)石油大學(xué)（華東） 重質(zhì)油國(guó)家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，山東 青島 266580）

以苯酚為萃取劑，采用萃取精餾對(duì)甲基環(huán)己烷（MCH）-甲苯（MB）物系進(jìn)行分離，比較了常規(guī)萃取精餾工藝流程和差壓熱耦合萃取精餾工藝流程；采用Aspen Plus化工流程模擬軟件對(duì)萃取精餾工藝分離MCH-MB物系進(jìn)行了模擬計(jì)算，考察了差壓熱耦合萃取精餾工藝中萃取劑進(jìn)料位置、原料進(jìn)料位置、萃取劑與原料的摩爾比（溶劑比）、回流比和壓縮比等參數(shù)對(duì)MCH產(chǎn)品純度及工藝能耗的影響。模擬得到差壓熱耦合萃取精餾塔優(yōu)化的操作參數(shù)：萃取劑進(jìn)料位置為第6塊理論板，原料進(jìn)料位置為第4塊理論板，溶劑比為2.95，回流比為6，壓縮比為12。模擬結(jié)果表明，差壓熱耦合萃取精餾工藝節(jié)能效果顯著，比常規(guī)萃取精餾工藝可節(jié)能74.97%，得到MCH產(chǎn)品的含量可達(dá)99.54%（x）。

差壓熱耦合萃取精餾；節(jié)能；流程模擬；甲基環(huán)己烷；甲苯

萃取精餾作為一種分離近沸點(diǎn)混合物及其他低相對(duì)揮發(fā)度混合物的技術(shù)，在石油、化學(xué)工業(yè)中得到廣泛的應(yīng)用［6-7］。張春勇等［8］采用萃取精餾方法分離MCH和MB，得到了純度為99.00%（x）的MCH；曹宇鋒等［9］應(yīng)用萃取精餾提取三甲苯，得到的三甲苯含量和收率分別達(dá)到了99.87%（w）和96.20%。萃取精餾的優(yōu)點(diǎn)是增加了被分離組分之間的相對(duì)揮發(fā)度，使難分離物系的分離能夠進(jìn)行；缺點(diǎn)是加入的萃取劑量較大，增大了分離過(guò)程的能耗［7］。因此，對(duì)萃取精餾工藝進(jìn)行改進(jìn)，對(duì)強(qiáng)化分離過(guò)程具有重要意義。李洪等［10］開(kāi)發(fā)了一種廣泛適用于精餾分離過(guò)程的新型差壓熱耦合精餾節(jié)能技術(shù)，該技術(shù)將普通精餾塔分割為常規(guī)分餾和降壓分餾兩個(gè)塔；常規(guī)分餾塔的操作壓力與常規(guī)單塔時(shí)相同，而降壓分餾塔采用降壓操作以降低塔底溫度；利用常規(guī)分餾塔塔頂蒸汽的潛熱來(lái)加熱降壓分餾塔塔底的再沸器，進(jìn)行兩塔的完全熱耦合，實(shí)現(xiàn)精餾過(guò)程的大幅度節(jié)能［11］。

本工作針對(duì)MCH-MB物系，將差壓熱耦合精餾技術(shù)應(yīng)用于常規(guī)萃取精餾工藝，形成差壓熱耦合萃取精餾工藝；應(yīng)用Aspen Plus化工流程模擬軟件對(duì)常規(guī)萃取精餾工藝和差壓熱耦合萃取精餾工藝過(guò)程分別進(jìn)行了模擬計(jì)算，分析了差壓熱耦合萃取精餾工藝的節(jié)能效果。

1 萃取精餾工藝

對(duì)于MCH-MB物系的分離，一般以苯酚為萃取劑，采用萃取精餾的方法。常規(guī)萃取精餾工藝流程為雙塔流程，包括一個(gè)萃取精餾塔和一個(gè)萃取劑回收塔（見(jiàn)圖1）。

圖1 常規(guī)萃取精餾工藝流程Fig.1 Process flowsheet of conventional extractive distillation.

萃取劑苯酚在萃取精餾塔的中上部加入，原料在萃取精餾塔的中下部加入，在塔頂?shù)玫組CH產(chǎn)品，塔底排出的MB和苯酚的混合物進(jìn)入萃取劑回收塔。在萃取劑回收塔塔頂?shù)玫組B產(chǎn)品，塔底得到的苯酚與補(bǔ)充的新鮮萃取劑混合后返回萃取精餾塔。

差壓熱耦合萃取精餾工藝流程將常規(guī)的萃取精餾塔分割為兩個(gè)塔，即萃取精餾塔的上段作為常規(guī)分餾塔，下段作為降壓分餾塔。由于降壓分餾塔塔底物料的溫度低于常規(guī)分餾塔塔頂物料的溫度，所以可利用常規(guī)分餾塔塔頂蒸汽的潛熱來(lái)加熱降壓分餾塔塔底的再沸器，而降壓分餾塔的塔頂蒸汽經(jīng)過(guò)壓縮機(jī)加壓升溫后進(jìn)入常規(guī)分餾塔塔底，進(jìn)行兩塔的熱耦合，實(shí)現(xiàn)了精餾過(guò)程的節(jié)能。

差壓熱耦合萃取精餾工藝流程見(jiàn)圖2，補(bǔ)充的萃取劑苯酚與來(lái)自萃取劑回收塔的塔底循環(huán)物流混合后進(jìn)入常規(guī)分餾塔的精餾區(qū)底部，原料進(jìn)入降壓分餾塔的萃取精餾區(qū)底部。常規(guī)分餾塔的塔底液相物流在壓差下自動(dòng)流入降壓分餾塔塔頂，降壓分餾塔塔頂?shù)恼羝ㄟ^(guò)壓縮機(jī)加壓升溫后進(jìn)入常規(guī)分餾塔塔底作為上升蒸汽。降壓分餾塔塔底液相一部分與常規(guī)分餾塔塔頂蒸汽在主換熱器中進(jìn)行換熱形成降壓分餾塔塔底所需的再沸蒸汽，常規(guī)分餾塔塔頂蒸汽經(jīng)過(guò)換熱后得到部分冷凝，因?yàn)槔淠?fù)荷大于主換熱器負(fù)荷，所以還需流經(jīng)輔助冷凝器，從而得到常規(guī)分餾塔塔頂所需的回流和MCH產(chǎn)品。降壓分餾塔塔底的另一部分液相經(jīng)過(guò)一個(gè)換熱器加壓升溫后進(jìn)入萃取劑回收塔進(jìn)行后續(xù)的分離，塔頂?shù)玫疆a(chǎn)品MB，塔底得到萃取劑苯酚。

圖2 差壓熱耦合萃取精餾工藝流程Fig.2 Process flowsheet of different pressure thermally coupled extractive distillation.

2 模擬計(jì)算

利用Aspen Plus化工流程模擬軟件對(duì)MCH-MB物系的常規(guī)萃取精餾工藝流程和差壓熱耦合萃取精餾工藝流程進(jìn)行了模擬。常規(guī)萃取精餾塔、常規(guī)分餾塔、降壓分餾塔和萃取劑回收塔均選用嚴(yán)格精餾模塊RadFrac塔模型；對(duì)于MCH-MB非理想物系，模擬計(jì)算中采用UNIFAC模型計(jì)算物系的汽液平衡數(shù)據(jù)［7］。

日本此次宣布發(fā)現(xiàn)的海底稀土資源雖然在自己的專(zhuān)屬經(jīng)濟(jì)區(qū)內(nèi)，但資源所在海域平均水深5000米左右，短期無(wú)法實(shí)現(xiàn)大規(guī)模開(kāi)采利用。海底地質(zhì)結(jié)構(gòu)復(fù)雜，海況復(fù)雜，開(kāi)采難度極大，以現(xiàn)有技術(shù)能力，即便能夠進(jìn)行采礦，開(kāi)采成本也很高。此外，海底采礦還存在著不可忽視的污染問(wèn)題。稀土中所含的重金屬或有害元素一旦混入水體中會(huì)嚴(yán)重影響生態(tài)環(huán)境，還會(huì)給漁業(yè)和海洋環(huán)境帶來(lái)災(zāi)難。

2.1 常規(guī)萃取精餾工藝流程的模擬

常規(guī)萃取精餾工藝流程中，原料MCH與MB的摩爾比為1∶1，原料流量為181.44 kmol/h；循環(huán)的萃取劑進(jìn)料流量為545 kmol/h，補(bǔ)充的萃取劑進(jìn)料流量為0.454 kmol/h；所有進(jìn)料溫度均為25 ℃。萃取精餾塔的理論塔板數(shù)為24塊，第5至第17塊理論塔板為萃取精餾段，回流比為8；萃取劑回收塔的理論塔板數(shù)為20塊，進(jìn)料位置為第10塊理論塔板，回流比為5；兩塔均為常壓分餾操作；要求萃取精餾塔塔頂?shù)玫組CH產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)（xMCH）要大于等于99.00%。模擬計(jì)算結(jié)果見(jiàn)表1。

表1 常規(guī)萃取精餾工藝流程的模擬結(jié)果Table 1 The simulation results for a conventional extractive distillation process

2.2 差壓熱耦合萃取精餾工藝流程的模擬

根據(jù)常規(guī)萃取精餾工藝流程的模擬結(jié)果，差壓熱耦合萃取精餾工藝中常規(guī)分餾塔的理論塔板數(shù)定為13塊、降壓分餾塔的理論塔板數(shù)定為11塊；常規(guī)分餾塔的回流比為8，降壓分餾塔的塔底產(chǎn)品流量為635.17 kmol/h；常規(guī)分餾塔操作壓力為100 kPa，降壓分餾塔塔頂壓力定為10 kPa；萃取劑在常規(guī)分餾塔第5塊理論塔板進(jìn)料，原料在降壓分餾塔第4塊理論塔板進(jìn)料；萃取劑回收塔參數(shù)與常規(guī)萃取精餾工藝流程相同。

模擬得到常規(guī)分餾塔塔頂溫度為100.4 ℃，降壓分餾塔塔底溫度為79.2 ℃，保證了必要的傳熱溫差。常規(guī)分餾塔塔頂xMCH=97.90%，萃取劑回收塔塔頂xMB=98.30%，常規(guī)分餾塔塔頂冷凝潛熱QC=7.18 MW，降壓分餾塔塔底再沸器負(fù)荷QR=2.72 MW，壓縮機(jī)能耗QCOMP=1.48 MW。因此，差壓熱耦合低能耗萃取精餾過(guò)程需要的僅是壓縮機(jī)的動(dòng)力消耗，總共為1.48 MW，與常規(guī)萃取精餾塔的能耗7.15 MW相比，可節(jié)能79.30%。并且常規(guī)分餾塔塔頂需要的冷凝負(fù)荷4.46 MW也較常規(guī)萃取精餾塔的冷凝負(fù)荷7.09 MW有所降低；但MCH產(chǎn)品未達(dá)到分離要求，需要進(jìn)一步優(yōu)化操作參數(shù)。

3 結(jié)果與討論

3.1 原料進(jìn)料位置的影響

原料進(jìn)料位置的不同，改變了精餾塔精餾段和提餾段的分離能力，從而使塔頂和塔底產(chǎn)品的組成不同，也會(huì)影響冷凝器和再沸器的熱負(fù)荷以及壓縮機(jī)的能耗。改變?cè)系倪M(jìn)料位置，其他操作參數(shù)不變，原料進(jìn)料位置對(duì)xMCH的影響見(jiàn)圖3，原料進(jìn)料位置對(duì)QC，QR，QCOMP的影響見(jiàn)圖4。

圖3 原料進(jìn)料位置對(duì)xMCH的影響Fig.3 Effect of feedstock position on xMCH.

圖4 原料進(jìn)料位置對(duì)熱負(fù)荷及壓縮機(jī)能耗的影響Fig.4 Effects of feedstock position on the heat load and the compressor energy consumption.

由圖3可見(jiàn)，原料在第1塊理論塔板進(jìn)料時(shí)xMCH=98.49%，從第2到第4塊理論塔板進(jìn)料時(shí)xMCH逐漸增大；當(dāng)原料進(jìn)料位置從第4塊理論塔板下移時(shí)，xMCH逐漸降低。這是因?yàn)樵线M(jìn)料位置變高或變低時(shí)，達(dá)到分離要求就需要更多的理論塔板，原有的10塊理論塔板對(duì)原料的分離不夠完全。因此原料最佳進(jìn)料位置為第4塊理論塔板，此時(shí)xMCH達(dá)到99.06%。

由圖4可見(jiàn)，原料進(jìn)料位置在第4塊理論塔板時(shí)QC和QR最小，在第10塊理論塔板時(shí)QCOMP最小，但總體上原料進(jìn)料位置對(duì)QC，QR，QCOMP的影響不大。因此，選擇原料最佳進(jìn)料位置為第4塊理論塔板。

3.2 萃取劑進(jìn)料位置的影響

萃取劑的進(jìn)料位置影響精餾的分離效果，進(jìn)而影響熱負(fù)荷和壓縮機(jī)能耗。萃取劑進(jìn)料位置對(duì)xMCH的影響見(jiàn)圖5，萃取劑進(jìn)料位置對(duì)QC，QR，QCOMP的影響見(jiàn)圖6。

圖5 萃取劑進(jìn)料位置對(duì)xMCH的影響Fig.5 Effect of extractant feed position on xMCH.

圖6 萃取劑進(jìn)料位置對(duì)熱負(fù)荷及壓縮機(jī)能耗的影響Fig.6 Effects of extractant feed position on the heat load and the compressor energy consumption.

由圖5可見(jiàn)，萃取劑在第2塊理論塔板進(jìn)料時(shí)xMCH=94.83%；從第3到第6塊理論塔板進(jìn)料時(shí)xMCH逐漸增大，當(dāng)萃取劑進(jìn)料位置從第6塊理論塔板下移時(shí)，xMCH逐漸降低。因此萃取劑最佳進(jìn)料位置為第6塊理論塔板。由圖6可見(jiàn)，萃取劑進(jìn)料位置在第6塊理論塔板時(shí)QCOMP最小，QC和QR隨萃取劑進(jìn)料位置從第2塊理論塔板的下移逐漸減小，但影響不大。因此選取萃取劑最佳進(jìn)料位置為第6塊理論塔板。

3.3 溶劑比的影響

萃取劑與原料的摩爾比（溶劑比）對(duì)xMCH的影響見(jiàn)圖7， 溶劑比對(duì)QC，QR，QCOMP的影響見(jiàn)圖8。由圖7可見(jiàn)，當(dāng)溶劑比為2.20時(shí)，xMCH=50%；隨溶劑比的增大，有足夠的萃取劑分子和MCH作用，使得MCH對(duì)MB的相對(duì)揮發(fā)度變大，xMCH增加；當(dāng)溶劑比在2.62～3.06之間時(shí)，xMCH較穩(wěn)定，均在99.00%以上；當(dāng)溶劑比繼續(xù)增大，xMCH降低。這是因?yàn)椋喝軇┍仍龃笫钩Ｒ?guī)精餾塔的液相負(fù)荷增大，阻礙了汽液相在塔板上的傳質(zhì)，從而使塔板效率降低。由圖8可見(jiàn)，熱負(fù)荷及壓縮機(jī)能耗隨溶劑比的增大先減小后增大，且在溶劑比為2.62時(shí)，壓縮機(jī)能耗最小。為保證操作穩(wěn)定和減少能耗，選取最佳溶劑比為2.95。

圖7 溶劑比對(duì)xMCH的影響Fig.7 Effect of solvent ratio on xMCH.

圖8 溶劑比對(duì)熱負(fù)荷及壓縮機(jī)能耗的影響Fig.8 Effects of solvent ratio on the heat load and the compressor energy consumption.

3.4 常規(guī)分餾塔回流比的影響

回流比對(duì)xMCH的影響見(jiàn)圖9， 回流比對(duì)QC，QR，QCOMP的影響見(jiàn)圖10。由圖9可知，回流比為1時(shí)，xMCH=95.97%；回流比為6時(shí)分離效果最好，xMCH達(dá)到99.08%。隨回流比的增大，通過(guò)每層塔板的汽液相濃度變化增大，每層塔板的分離能力提高，但回流比增大可導(dǎo)致塔內(nèi)的汽相量增大，使冷凝器和再沸器的熱負(fù)荷增加，且回流比增大到一定值后，產(chǎn)品的純度反而下降。由圖10可見(jiàn)，隨回流比的增大熱負(fù)荷和壓縮機(jī)能耗逐漸增大。為達(dá)到較好的分離效果和穩(wěn)定操作，選取回流比為6。

圖9 回流比對(duì)xMCH的影響Fig.9 Effect of reflux ratio on xMCH.

圖10 回流比對(duì)熱負(fù)荷及壓縮機(jī)能耗的影響Fig.10 Effect of reflux ratio on the heat load and the compressor energy consumption.

3.5 壓縮比的影響

壓縮比主要影響壓縮機(jī)的能耗，其對(duì)xMCH和QC，QR，QCOMP的影響見(jiàn)圖11和圖12。由圖11可見(jiàn)，壓縮比對(duì)xMCH影響不大，當(dāng)壓縮比為12時(shí)，xMCH約為99.06%。這是因?yàn)槌Ｒ?guī)分餾塔和降壓分餾塔的主要操作參數(shù)基本沒(méi)變。由圖12可見(jiàn)，壓縮比對(duì)常規(guī)分餾塔冷凝負(fù)荷基本無(wú)影響；隨著壓縮比的增大，降壓分餾塔需要的再沸器負(fù)荷降低，壓縮機(jī)的能耗增大。因此綜合考慮分離要求和能耗，選取壓縮比為12。

圖11 壓縮比對(duì)xMCH的影響Fig.11 Effect of compression ratio on xMCH.

圖12 壓縮比對(duì)熱負(fù)荷及壓縮機(jī)能耗的影響Fig.12 Effects of compression ratio on the heat load and thecompressor energy consumption.

綜上所述，差壓熱耦合萃取精餾塔的最優(yōu)操作參數(shù)為：原料進(jìn)料位置為第4塊理論塔板，萃取劑進(jìn)料位置為第6塊理論塔板，溶劑比為2.95，回流比為6，壓縮比為12。在最優(yōu)操作條件下，常規(guī)分餾塔塔頂xMCH=99.54%，壓縮機(jī)的消耗功率為2.45 MW，常規(guī)分餾塔的冷凝潛熱為4.97 MW，降壓分餾塔的再沸器負(fù)荷為4.40 MW，塔底物流流量為635.167 kmol/h，其中MCH和MB的含量分別為1.5%（x）和14.3%（x），將其加壓至120 kPa后送入溶劑回收塔。

優(yōu)化后的差壓熱耦合萃取精餾流程能耗為2.45 MW。相同工藝參數(shù)下，常規(guī)萃取精餾塔得到的MCH產(chǎn)品的xMCH僅為99.20%，冷凝器負(fù)荷為4.97 MW，再沸器負(fù)荷為9.79 MW。因此，新型流程比常規(guī)流程改善了分離效果，能耗降低了74.97%。

4 結(jié)論

（1）采用差壓熱耦合精餾工藝，通過(guò)把常規(guī)萃取精餾塔分割成串聯(lián)的常規(guī)分餾塔和降壓分餾塔兩個(gè)塔，可以實(shí)現(xiàn)常規(guī)分餾塔塔頂蒸汽與降壓分餾塔塔底再沸器熱量的耦合匹配，大幅度降低萃取精餾過(guò)程的能耗，并改善分離效果。

（2）采用Aspen Plus化工流程模擬軟件對(duì)差壓熱耦合精餾工藝流程進(jìn)行模擬，得到了差壓熱耦合萃取精餾塔的最佳工藝參數(shù)。常規(guī)分餾塔操作參數(shù)：塔壓為100 kPa，理論塔板數(shù)為13塊，萃取劑進(jìn)料位置為第6塊板，回流比為6；降壓分餾塔操作參數(shù)：塔壓為10 kPa，理論塔板數(shù)為11塊，原料進(jìn)料位置為第4塊板；溶劑比為2.95；壓縮比為12。

（3）與常規(guī)萃取精餾塔比較，差壓熱耦合萃取精餾塔可節(jié)約能量約74.97%，節(jié)能效果顯著；同時(shí)，MCH產(chǎn)品的xMCH可達(dá)99.54%，改善了分離效果。

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Simulation of Different Pressure Thermally Coupled Extractive Distillation for Methylcyclohexane and Toluene System

Li Jun，Wang Dingding，Ma Zhanhua，Li Qingsong，Sun Lanyi
（State Key Laboratory of Heavy Oil Processing，China University of Petroleum，Qingdao Shandong 266580，China）

Two extractive distillation processes，namely conventional extractive distillation process and different pressure thermally coupled extractive distillation process，were employed for the separation of methylcyclohexane(MCH) and toluene(MB) system with phenol as the extractant，and simulated by Aspen Plus chemical process simulation software. Their separation effects and energy consumptions were compared. The influences of several important parameters on the different pressure thermally coupled extractive distillation process were investigated，including extractant feed position，feedstock feed position，mole ratio of extractant to feedstock(solvent ratio)，reflux ratio and the compression ratio. The optimal operation parameters are as follows：extractant feed position 6th plate，feedstock feed position 4th plate，solvent ratio 2.95，reflux ratio 6 and compression ratio 12. The results show that，compared with the conventional extractive distillation process，the different pressure thermally coupled extractive distillation process can save energy 74.97% with the MCH mole purity of 99.54% in the products.

different pressure thermally coupled extractive distillation；energy saving；process simulation；methylcyclohexane；toluene

1000 - 8144（2012）08 - 0905 - 06

TQ 028.31

A

2012 - 02 - 23；［修改稿日期］2012 - 05 - 07。

李軍（1980—），男，安徽省廬江縣人，碩士，講師，電話 15253269917，電郵 upclijun@126.com。

山東省優(yōu)秀中青年科學(xué)家科研獎(jiǎng)勵(lì)基金（BS2010NJ 023）；中央高?；究蒲袠I(yè)務(wù)費(fèi)專(zhuān)項(xiàng)資金資助（27R1204002A）。

（編輯 李治泉）