王曉紅， 李明高， 李文魁， 張遠鵬

(青島科技大學 化工學院，山東 青島 266042)

正丙醇(nPA)是一種重要化工原料，其制備的關鍵步驟為正丙醇脫水。由于正丙醇和水在常壓下會形成最低共沸物，其中正丙醇的摩爾分數(shù)為43.2%，共沸溫度為87.7 ℃[1]，因此常用共沸精餾方法分離正丙醇-水共沸物。由于特殊精餾引入質量分離劑使得能耗偏高，因此特殊精餾的節(jié)能降耗一直是研究重點。

隔壁塔是一種完全熱耦合塔，可以應用于多種精餾過程中[2-6]。對比常規(guī)雙塔特殊精餾過程，特殊精餾隔壁塔通常有10%～40%的節(jié)能效果[7-10]。但是隔壁塔內(nèi)部結構復雜，在進料發(fā)生擾動后難以控制，一直是制約其工業(yè)應用的重要原因。Hao等[11]模擬了隔壁塔分離苯-甲苯-鄰二甲苯三元混合物，提出通過液相分配比控制預分離塔塔頂重組分雜質含量的控制結構，并闡述了控制液相分配比的理論基礎與必要性。Wang等[12]使用萃取精餾隔壁塔等多種方法分離乙腈-正丙醇共沸物系，在動態(tài)控制中利用靈敏板雜質純度控制氣相分配比，減少精餾塔中部正丙醇含量，得到了良好的控制效果。張英等[13]應用V-min圖分析了單一產(chǎn)品雜質純度控制塔釜熱負荷控制結構所存在問題，并改進為多產(chǎn)品雜質純度共同控制塔釜熱負荷控制結構，改善了難分離物質產(chǎn)品純度偏低的問題。

減壓特殊精餾同樣是特殊精餾常見節(jié)能措施[14-16]之一，為了對比不同節(jié)能方案的節(jié)能效果與控制結構，筆者設計了減壓共沸精餾(ADRP)與共沸隔壁塔(ADWC)2種工藝流程，并以年度總費用(TAC)最小為優(yōu)化目標求解2種流程的最優(yōu)工藝參數(shù)。在此基礎上，分別建立不同動態(tài)控制結構，對比研究了2種工藝的差異性。

實驗數(shù)據(jù)表明，溶液理論中非隨機雙液相模型方程(NRTL)物性方法可以精確地估算正丙醇-水二元共沸系統(tǒng)的氣-液相平衡溫度[17]，因此使用NRTL模型進行計算，并選取乙酸乙酯(EAC)作為共沸劑[18]。近共沸組成進料可以更好地對比不同節(jié)能方案的效果，因此設置進料中正丙醇與水的摩爾比為2/3，流量為100 kmol/h，溫度為40 ℃。

1 穩(wěn)態(tài)流程模擬優(yōu)化

1.1 減壓共沸精餾(ADRP)

降低壓力可以降低塔釜溫度，減少氣化潛熱，增大再沸器換熱溫差，從而降低能耗與設備投資。減壓共沸精餾流程由1個減壓共沸塔、1個減壓脫水塔構成。脫水塔壓力由塔頂溫度決定，塔頂溫度預設為70 ℃，此時塔頂壓力為50.7 kPa。當共沸塔塔頂壓力為81 kPa時，理論最低共沸劑用量為93.39 kmol/h，由此確定減壓共沸精餾2塔的塔頂壓力。工藝流程如下，原料從脫水塔(C1)進料，于脫水塔塔釜采出水，塔頂采出共沸物進入共沸塔(C2)。在共沸塔塔釜采出正丙醇，塔頂采出非均相三元共沸物進入分相器，有機相作為共沸塔塔頂回流液，無機相回流至脫水塔。

以年度總費用(TAC)最小作為目標函數(shù)，采用序貫迭代搜索法進行流程優(yōu)化。年度總費用的計算方法見公式(1)～(3)[19]，設備折舊期選為3年。優(yōu)化過程中需要不斷調(diào)整的工藝參數(shù)包括：C1理論板數(shù)NC1、C2理論板數(shù)NC2、C2回流比RC2、C2原料進料塔板數(shù)NFeed、C1水相回流液進料塔板數(shù)NR1、C2有機相回流液進料塔板數(shù)NR2。優(yōu)化結果如表1所示，圖1為最優(yōu)工藝流程圖和相關操作條件。

年度總費用=(設備費用/設備折舊期)+年度操作費用

(1)

設備費用=塔體費用+塔盤費用+換熱器費用

(2)

年度操作費用=熱蒸汽費用+冷卻水費用

(3)

表1 減壓共沸精餾序貫迭代優(yōu)化法優(yōu)化結果Table 1 Optimization results of sequential iterative optimization method of azeotropic distillation under reduced pressure

1.2 共沸精餾隔壁塔(ADWC)

共沸精餾隔壁塔分離流程如圖2所示，其對應的熱力學等價流程如下。原料從主塔(C3)加入，于主塔塔釜采出水，于副塔(C4)塔釜采出正丙醇產(chǎn)品，主塔和副塔塔頂氣相采出進入共沸塔塔釜，共沸塔(C5)塔頂采出正丙醇-水-乙酸乙酯三元非均相共沸物進入分相器分相，有機相作為共沸塔塔頂回流液，無機相進入主塔。共沸塔塔釜液相采出經(jīng)分相器分別進入主塔和副塔塔頂，液相分配比(βL)經(jīng)優(yōu)化分析后設定為0.1。

圖1 減壓共沸精餾最優(yōu)流程Fig.1 Optimal process flow diagram of azeotropic distillation at reduced pressure1—Bottom rate of dehydrating column; 2—Bottom rate of azeotropic distillation column; 3—Distillation rate of azeotropic distillation column; 4—Liquid phase to azeotropic distillation column; 5—Liquid phase to dehydrating column; 6—Distillation rate of dehydrating column; 7—Feed; 8—EAC Makeup

以年度總費用最小作為目標函數(shù)，采用序貫迭代搜索法對ADWC進行穩(wěn)態(tài)流程優(yōu)化，所得最優(yōu)工藝流程如圖3所示。表2提供了ADRP和ADWC的經(jīng)濟性比較，其中，ADWC比ADRP的設備費節(jié)省約25.49%，年操作費用降低約25.88%，TAC減少約25.65%。

圖2 共沸精餾隔壁塔流程圖Fig.2 Zeotropic dividing-wall column process

2 動態(tài)控制

2.1 ADRP控制結構CS1

非均相共沸精餾控制的關鍵在于分相器與再沸器熱負荷的控制。William[20]提出了用塔釜液位控制再沸器熱負荷(正作用)及靈敏板溫度控制塔釜采出量的思路。但非均相共沸精餾塔內(nèi)部溫度分布較為復雜，靈敏板溫度控制結構響應不佳。因此，采用比例控制方案代替溫度控制方案，使C2塔底出料量與C1塔頂餾出量成比例，控制共沸塔C2的塔釜流量。脫水塔C1的塔頂回流量則由分相器有機相液位控制(反作用)。有機相液位由共沸劑補充流量控制(正作用)。塔釜液位控制熱負荷的CS1控制結構圖及其控制面板如圖4所示。

圖5為當t=1 h時向流量、組成添加±20%擾動后CS1的動態(tài)響應圖。可以看出，在t=4 h后，C2塔釜流量迅速穩(wěn)定。此后塔釜液位完全由再沸器熱負荷控制，因此最遲在t=7 h后，C2塔釜正丙醇含量開始升高，并在t=10 h時達到目標純度。除了響應快以外，CS1控制方案余差最高峰值也未超過0.2%?？梢员砻鰿S1控制方案能夠有效處理ADRP進料流量和組成發(fā)生±20%擾動。

圖3 共沸精餾隔壁塔最優(yōu)流程Fig.3 Optimal process of azeotropic dividing-wall column1—Organic phase; 2—Aqueous phase； 3—Liquid phase to splitter; 4—Vapor phase from dehydrating column; 5—Vapor phase from azeotropic distillation column; 6—Liquid phase to dehydrating column; 7—Liquid phase to azeotropic distillation column; 8—Fresh feed; 9—EAC makeup; 10—Water; 11—Product

表2 減壓共沸精餾(ADRP)與共沸精餾隔壁塔(ADWC)經(jīng)濟性對比Table 2 Results comparison of the economic optimization of azeotropic distillation under reducedpressure (ADRP) and azeotropic dividing-wall column (ADWC)

2.2 ADWC控制結構CS2

液相分配比是隔壁塔控制的關鍵因素，共沸塔C5的所有液相均來自于分相器有機相回流液，所以CS2控制方案將來自分相器的有機相回流液流量與液相分配比相關聯(lián)。引入組成-液位串級(CC-LC)控制方案，在副塔C4塔釜的正丙醇純度改變時，改變分相器有機相液位(正作用)。并通過C4的塔頂回流量控制主塔C5的塔釜液位(正作用)，以此改變液相分配比。CS2控制方案及其控制面板如圖6所示。

圖7為CS2在進料流量和nPA組成擾動±10%后的動態(tài)響應圖?？梢园l(fā)現(xiàn)，在流量擾動±10%條件下，C3塔釜產(chǎn)品純度在10 h內(nèi)恢復穩(wěn)定，并且產(chǎn)品純度維持在0.999以上的。C2的塔釜產(chǎn)品正丙醇純度雖然在較長時間內(nèi)恢復穩(wěn)定，但波動范圍并不大，純度始終控制在0.9996以上。C4塔釜正丙醇組成的純度恢復較慢，是因為正丙醇的組成由 CC-LC 組成液位串級進行控制，中間經(jīng)過C5、C4塔板的氣-液相傳質，所以響應速率較慢，但純度能維持在較高的范圍。當正丙醇組成擾動時，C3的塔釜產(chǎn)品組成能很快穩(wěn)定，波動范圍較小，且純度保持在0.999以上，但C4塔釜產(chǎn)品純度恢復穩(wěn)定時間較長?？梢哉J為，組成控制器有助于非均相共沸精餾塔內(nèi)溫度穩(wěn)定，但是存在回穩(wěn)較慢的問題。

圖4 減壓共沸精餾控制結構CS1Fig.4 Azeotropic distillation under reduced pressure control structure CS1

圖5 減壓共沸精餾控制結構CS1在進料流量(FFeed)和進料組成(x(nPA))擾動±20%后的動態(tài)響應Fig.5 Dynamic responses of ±20% flow rate (FFeed) and composition (x(nPA)) in feed fluctuation forthe azeotropic distillation under reduced pressure control structure CS1(a), (b), (c), (d) ±20% FFeed disturbances; (e), (f), (g), (h) ±20% x(nPA) in feed disturbances

圖6 共沸精餾隔壁塔控制結構CS2Fig.6 Azeotropic dividing-wall column control structure CS2

圖7 共沸精餾隔壁塔控制結構CS2在進料流量(FFeed)和進料組成(x(nPA))擾動±10%后的動態(tài)響應Fig.7 Dynamic responses of ±10% flow rate (FFeed) and composition (x(nPA)) infeed fluctuation for the azeotropic dividing-wall column control structure CS2(a), (b), (c), (d) ±10% FFeed disturbances; (e), (f), (g), (h) ±10% x(nPA) in feed disturbances

3 結 論

(1)針對正丙醇脫水共沸精餾工藝的節(jié)能降耗，模擬優(yōu)化了ADRP與ADWC 2種工藝流程。ADWC具有更大的節(jié)能優(yōu)勢，其TAC比ADRP低約25.65%。

(2)對ADRP使用塔釜液位控制再沸器熱負荷，塔釜采出量與進料量成比例的CS1控制結構，可以實現(xiàn)再沸器熱負荷對進料情況變化的迅速響應，能夠有效處理進料流量與NPA組成±20%的擾動。

(3)對ADWC使用組成-液位串級且液相分配比不固定CS2控制方案，可以有效處理進料流量與NPA組成±10%的擾動。但是相比于ADRP的CS1控制方案，還存在響應時間較長、可控擾動范圍小、控制結構復雜等缺點。

符號說明：

B1、B2、B3、B4——塔釜產(chǎn)品；

C1——減壓精餾脫水塔；

C2——減壓精餾共沸塔；

C3——共沸精餾隔壁塔的主塔；

C4——共沸精餾隔壁塔的副塔；

C5——共沸精餾隔壁塔的共沸塔；

CC——組成控制單元；

CS1——減壓共沸精餾控制方案；

CS2——共沸精餾隔壁塔控制方案；

DC——分相器；

Dead——死時間單元；

EAC——乙酸乙酯；

FB——塔釜摩爾流量，kmol/h；

FFeed——進料摩爾流量，kmol/h；

FC——流量控制單元；

LC——液位控制單元；

M——倍數(shù)器；

Makeup——補充共沸劑；

N——塔板數(shù)；

NFeed——系統(tǒng)進料塔板數(shù)；

NR——回流液進料塔板數(shù)；

PC——壓力控制單元；

Q/F——塔釜熱負荷與流量成比例的前饋控制單元；

R——回流比；

SP——分流器；

T——溫度， ℃；

TAC——年度總費用，USD/a；

TC——溫度控制單元；

t——時間，h；

p——壓力，kPa；

x——摩爾分數(shù)；

x(nPA)——產(chǎn)物正丙醇的摩爾分數(shù)；

x(Water)——產(chǎn)物水的摩爾分數(shù)；

βL——液相分配比。