(1.福建師范大學(xué)福清分校海洋與生化工程學(xué)院，福建福州，350300；2.福建醫(yī)工設(shè)計(jì)院有限公司，福建福州，350013)

乙酸異丙酯(isopropyl acetate)是一種重要的有機(jī)溶劑，廣泛應(yīng)用于黏合劑、涂料和制藥等行業(yè)[1]，也可作為原料生產(chǎn)其他化學(xué)品，如可通過加氫或酯交換生產(chǎn)異丙醇等[2-4]。在以乙酸異丙酯與甲醇(MeOH)為原料制備異丙醇并副產(chǎn)品乙酸甲酯的反應(yīng)精餾生產(chǎn)工藝中[5]，后續(xù)產(chǎn)品的精制涉及產(chǎn)物與反應(yīng)物的分離。此外，以乙酸異丙酯為溶劑的上述用途中，常添加甲醇作為混合溶劑使用，因此也產(chǎn)生了大量甲醇和乙酸異丙酯的廢液，需要進(jìn)行分離。盡管甲醇(沸點(diǎn)64.7 ℃)與乙酸異丙酯(沸點(diǎn)88.5 ℃)兩者間沸點(diǎn)相差較大，但甲醇與乙酸異丙酯間存在較強(qiáng)的氫鍵，常壓下兩者會(huì)形成均相的最低共沸物，沸點(diǎn)為64.0 ℃，共沸組成中甲醇含71.72%(質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同)[6]，因此，不能通過常規(guī)精餾分離乙酸異丙酯與甲醇混合物，必須通過各種用于共沸混合物分離的技術(shù)，如萃取蒸餾、變壓蒸餾、加鹽萃取精餾、共沸精餾、吸附和膜分離等[7-10]。在消除共沸物的各種分離技術(shù)中，如何選擇合適的分離方法并對(duì)分離方法進(jìn)行優(yōu)化是一項(xiàng)較為復(fù)雜的任務(wù)，每種分離技術(shù)對(duì)于共沸體系的分離均有優(yōu)缺點(diǎn)，其中，吸附和膜分離多用于低含量水分的共沸體系分離過程，共沸精餾需篩選一種共沸劑與待分離的物質(zhì)形成最低非均相共沸物，也常用于含水共沸物的分離，萃取精餾或變壓精餾在含醇和酯共沸體系的工業(yè)上已得到廣泛應(yīng)用。對(duì)指定共沸體系分離的方法，在實(shí)現(xiàn)產(chǎn)品分離要求基礎(chǔ)上，應(yīng)根據(jù)運(yùn)行費(fèi)用和整個(gè)系統(tǒng)的綜合經(jīng)濟(jì)性選擇最合適的分離方法。鑒于鮮有萃取精餾和變壓精餾在甲醇/乙酸異丙酯共沸物分離對(duì)比及節(jié)能的文獻(xiàn)報(bào)道，為了綜合評(píng)價(jià)2種分離工藝，本文作者基于序貫迭代的優(yōu)化算法，以年總費(fèi)用最小作為經(jīng)濟(jì)評(píng)價(jià)指標(biāo)、CO2排放量作為環(huán)境評(píng)價(jià)指標(biāo)，采用Aspen Plus軟件對(duì)某廠含甲醇和乙酸異丙酯混合液進(jìn)行萃取精餾和變壓精餾工藝模擬與優(yōu)化，探索上述2種分離工藝與年總費(fèi)用和CO2排放量的關(guān)系，并進(jìn)行對(duì)比，得到2種工藝的優(yōu)化設(shè)計(jì)參數(shù)，為甲醇和乙酸異丙酯共沸物的分離方法選擇與過程節(jié)能提供依據(jù)。

1 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)與評(píng)價(jià)指標(biāo)

1.1 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)

甲醇/乙酸異丙酯混合物處理量為1200 kg/h，進(jìn)料溫度為25 ℃，甲醇和乙酸異丙酯質(zhì)量分?jǐn)?shù)分別為36%和64%。經(jīng)過分離，甲醇產(chǎn)品純度≥99.5%，乙酸異丙酯產(chǎn)品純度≥99.5%，2種產(chǎn)品的回收率均為99.9%。

過程模擬結(jié)果的準(zhǔn)確性在很大程度上取決于液相活度系數(shù)模型的適合情況及其二元相互參數(shù)的可靠性。變壓精餾分離方法只有甲醇和乙酸異丙酯2個(gè)組分，而萃取精餾分離方法則存在3個(gè)組分，即多了1種萃取劑，后續(xù)的萃取精餾可行性分析中選用苯酚為萃取劑。甲醇和乙酸異丙酯屬于高度非理想體系，基于此選擇NRTL活度系數(shù)模型計(jì)算液相活度系數(shù)進(jìn)行液相非理想性修正，其表達(dá)式見式(1)，選擇RK 方程進(jìn)行汽相非理想性修正。利用RESA等[6]和HU等[11]提出的方法分別測定的常壓下甲醇/乙酸異丙酯、甲醇/苯酚2 組汽液相平衡實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)，擬合得到NRTL活度系數(shù)模型的二元相互參數(shù)，保證2 個(gè)工藝模擬的準(zhǔn)確性。此外，乙酸異丙酯-苯酚的二元相互參數(shù)直接采用Aspen軟件里的默認(rèn)值，如表1所示。

式中：i和j為待分離的組分；xj為組分j的摩爾分?jǐn)?shù)；γi為組分i的活度系數(shù)；N為組分?jǐn)?shù)；k為序數(shù)，k=1～N；Gij= exp(-cijτij)；τij=bij/T；τii= 0；Gii= 1；bij和cij為NRTL 模型中相互作用參數(shù)；T為體系溫度。

表1 NRTL模型參數(shù)Table1 NRTL model parameters

為了驗(yàn)證NRTL 模型及其擬合的參數(shù)可靠性，對(duì)比汽液相平衡實(shí)驗(yàn)值與模型的計(jì)算值。對(duì)于常壓下甲醇/乙酸異丙酯和甲醇/苯酚2 個(gè)體系，已知體系壓力與液相組成2 個(gè)變量，利用擬合的NRTL模型參數(shù)分別計(jì)算汽相組成和體系的溫度，對(duì)比結(jié)果顯示，甲醇/乙酸異丙酯體系汽相中，甲醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)的平均相對(duì)誤差為1.19%，體系溫度的平均相對(duì)誤差為0.05%；甲醇/苯酚體系汽相中，甲醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)的平均相對(duì)誤差為1.62%，體系溫度的平均相對(duì)誤差為0.19%，這表明利用NRTL 模型及其擬合的參數(shù)能夠較好地進(jìn)行汽液相平衡預(yù)測，所選的NRTL模型適合該分離體系，所擬合的模型參數(shù)準(zhǔn)確、可信，為甲醇/乙酸異丙酯的分離模擬提供了可靠的理論依據(jù)。

1.2 經(jīng)濟(jì)評(píng)價(jià)指標(biāo)

為了綜合評(píng)價(jià)萃取精餾和變壓精餾2種分離工藝，采用綜合經(jīng)濟(jì)效益即年總費(fèi)用(TAC)最小作為評(píng)價(jià)指標(biāo)，進(jìn)行分離工藝優(yōu)化與對(duì)比。TAC由年設(shè)備折舊費(fèi)用(TE)和年操作費(fèi)用(TO)構(gòu)成，年設(shè)備折舊費(fèi)TE包括精餾塔及其內(nèi)件和換熱器的折舊費(fèi)用，忽略諸如回流罐、泵、閥門和管道等成本較小的設(shè)備[12]，精餾塔和換熱器的設(shè)備費(fèi)用采用LUYBEN[13]提出的計(jì)算式進(jìn)行計(jì)算；年操作費(fèi)用TO包括各塔再沸器蒸汽費(fèi)用和冷凝器循環(huán)水費(fèi)用。年操作時(shí)間設(shè)為7 200 h，年總費(fèi)用的計(jì)算過程如下：

式中：TAC為年總費(fèi)用，元/a；TE為年設(shè)備折舊費(fèi)用，元/a，設(shè)備折舊年限設(shè)為10 a；TO為年操作費(fèi)用，元/a；D，H和NT分別為精餾塔徑、塔高和理論板數(shù)，塔高計(jì)算式為H=(NT- 2)× 0.61+ 6；A為換熱器的面積，m2；冷凝器總傳熱系數(shù)K取0.852 kW/(K·m2)，其他換熱器K取0.568 kW/(K·m2)；CW為循環(huán)水價(jià)格，取0.4 元/t；QW為冷凝器熱量，kW；cp為水的比定容熱容，4.18 kJ/(kg·℃)；冷卻水進(jìn)出口溫度分別取32 ℃和40 ℃；CS為蒸汽價(jià)格，取180 元/t；QS為再沸器熱量，kW；r為飽和水蒸汽的汽化潛熱，2 036 J/g(壓力為1.0 MPa)；a，b，c，d和e為各設(shè)備的造價(jià)系數(shù)，根據(jù)文獻(xiàn)[12]分別取123 480，1.066，0.802，51 072和0.65。

1.3 環(huán)境評(píng)價(jià)指標(biāo)

CO2排放量是環(huán)境評(píng)價(jià)的一個(gè)重要目標(biāo)函數(shù)，對(duì)于精餾分離過程，主要是與再沸器所需的蒸汽有關(guān)，其計(jì)算公式采用GADALLA等[14]提出的一種用于計(jì)算精餾系統(tǒng)二氧化碳排放量的簡化模型，具體如下：

式中：FCO2為單位時(shí)間二氧化碳的排放量，kg/h；Qfuel為燃料燃燒量，kW；NHV和ωC分別為重質(zhì)燃料油的凈熱值和碳含量，取3 9771 J/g 和86.5 g/g。α為CO2與C 的摩爾質(zhì)量比，即3.67；r和hS分別為加熱蒸汽的汽化潛熱和焓，J/g；T0為氣溫，取298.15 K；TF和TS分別為鍋爐煙氣和煙囪的溫度，取2 073.15和433.15 K。

2 萃取精餾工藝

2.1 萃取劑選擇

萃取精餾的缺點(diǎn)是需要引入第三組分即萃取劑到分離系統(tǒng)中，因此，相對(duì)于變壓精餾工藝，萃取精餾應(yīng)具有明顯的經(jīng)濟(jì)優(yōu)勢，使其成為共沸物分離選擇的工藝。鑒于萃取劑是萃取精餾的核心，萃取劑的添加顯著改變待分離共沸物之間的相對(duì)揮發(fā)度，起到消除共沸實(shí)現(xiàn)共沸物分離的目的[15]。萃取劑的選擇依據(jù)為：在萃取劑無限稀釋下2 種關(guān)鍵組分的活度系數(shù)之比(即無限稀釋相對(duì)揮發(fā)度，其定義見式(7))，該值越大，表明該萃取劑添加后的共沸物分離難度越小。

式中：和分別為在萃取劑無限稀釋下的組分i與j的活度系數(shù)。

鑒于甲醇和乙酸異丙酯間存在較強(qiáng)的氫鍵而存在共沸，消除共沸需要斷裂分子間氫鍵，萃取劑可從沸點(diǎn)較高、含孤對(duì)電子對(duì)的含氧、含氮或或含硫等化合物中篩選。本文選用6種較常用的溶劑開展篩選：苯酚(PhOH)、苯胺(PhNH2)、糠醛(FD)、N，N-二甲基甲酰胺(DMF)、環(huán)丁砜(TS)和N-甲基吡咯烷酮(NMP)。首先，通過NRTL活度系數(shù)模型分別計(jì)算64 ℃下甲醇和乙酸異丙酯在萃取劑無限稀釋下的活度系數(shù)，然后，通過式(7)計(jì)算出甲醇和乙酸異丙酯在上述6種萃取劑中的無限稀釋相對(duì)揮發(fā)度，其計(jì)算結(jié)果見表2。從表2可知：4種萃取劑的加入使甲醇和乙酸異丙酯的無限稀釋相對(duì)揮發(fā)度大于1，這表明這4 種萃取劑已破壞并消除了甲醇和乙酸異丙酯二元體系的共沸，而苯酚的引入使得甲醇和乙酸異丙酯的無限稀釋相對(duì)揮發(fā)度最大，并且苯酚沸點(diǎn)較高且熱穩(wěn)定性好，因此，在萃取精餾工藝中選擇苯酚作為萃取劑。

表2 甲醇(1)-乙酸異丙酯(2)體系萃取劑的篩選Table2 Extractant selection for methanol(1)-isopropyl acetate(2)system

2.2 萃取精餾流程

圖1所示為萃取精餾分離甲醇與乙酸異丙酯的工藝流程，由萃取精餾塔(T1)與萃取劑回收塔(T2)構(gòu)成，待分離的原料經(jīng)預(yù)熱后從T1 下部進(jìn)入，萃取劑PhOH 從T1 上部進(jìn)入，經(jīng)萃取精餾分離塔頂?shù)玫胶细竦募状籍a(chǎn)品。PhOH與乙酸異丙酯的混合物進(jìn)入T2 進(jìn)行PhOH 回收，經(jīng)分離塔頂?shù)玫揭宜岙惐ギa(chǎn)品。塔釜PhOH經(jīng)冷卻后循環(huán)使用。操作壓力是精餾塔中一個(gè)重要的參數(shù)，在確定萃取精餾塔的操作壓力時(shí)，要考慮塔頂可使用冷卻水作冷卻介質(zhì)，同時(shí)塔釜盡量避免使用高壓蒸汽作為熱源，此外操作壓力的變化對(duì)分離效果、萃取劑的用量也有一定的影響[16-17]。

兼顧塔頂蒸汽物料冷凝過程避免采用低溫水和塔釜避免使用高壓蒸汽，在萃取精餾塔壓力(p1)優(yōu)化過程中選擇60～101 kPa，塔頂為甲醇產(chǎn)品，頂溫為51.8～64.7 ℃；在萃取劑回收塔壓力(p2)優(yōu)化過程中選擇30～70 kPa，塔頂為乙酸異丙酯產(chǎn)品，頂溫為54.4～77.3 ℃，釜溫為142.5～168.9 ℃。在該體系兩塔的壓力優(yōu)化過程中，固定初始模擬參數(shù)：萃取精餾塔理論板數(shù)為25，原料進(jìn)料位置在第18塊，萃取劑進(jìn)料位置在第4 塊，萃取比(萃取劑和原料質(zhì)量比)為1.0；萃取劑回收塔理論板數(shù)為25，進(jìn)料位置在第12 塊，萃取劑回收塔塔釜物料與萃取精餾塔原料換熱，經(jīng)換熱后萃取劑回收塔塔釜物料冷卻至80 ℃。使用Aspen Plus 的設(shè)計(jì)規(guī)定研究操作壓力對(duì)年總費(fèi)用的影響，調(diào)節(jié)兩塔塔頂采出量(D1和D2)和回流比(R1和R2)以滿足兩塔頂部產(chǎn)品純度和回收率，結(jié)果如圖2所示。從圖2可以看出：在所研究的操作壓力范圍內(nèi)，較佳的操作壓力分別是p1= 101kPa，p2= 30 kPa，此時(shí)的年總費(fèi)用最小，這是由于：對(duì)于甲醇與乙酸異丙酯共沸體系分離，隨著操作壓力增大，萃取精餾塔分離能力提高，達(dá)到同樣分離要求所需的回流比減小，使該塔塔徑與再沸器能耗均降低，這與文獻(xiàn)報(bào)道結(jié)果一致[16,18]，而該結(jié)果與常規(guī)的精餾理論結(jié)果相反。按理，操作壓力越低越有利于精餾塔各組分的分離，該理論的前提是塔的進(jìn)料中各個(gè)組分均為液相。而在此工藝中，經(jīng)過預(yù)熱后的進(jìn)料為汽液混合物，而提高精餾塔的操作壓力后，由于體系中甲醇組分沸點(diǎn)隨之升高，進(jìn)料中液相分率提高，提高了精餾分離效果。而萃取劑回收塔為普通精餾，壓力降低，二元組分間相對(duì)揮發(fā)度變大，分離能力提升。采用后續(xù)的其他工藝優(yōu)化時(shí)，兩塔操作壓力分別為101和30 kPa。

圖1 萃取精餾分離流程圖Fig.1 Flowsheet of extractive distillation

2.3 萃取精餾優(yōu)化

圖2 萃取精餾工藝操作壓力對(duì)年總費(fèi)用的影響Fig.2 Effects of operating pressure of extractive distillation process on the total annual cost

以年總費(fèi)用最小作為經(jīng)濟(jì)評(píng)價(jià)指標(biāo)，采用序貫迭代法分別對(duì)兩塔進(jìn)行優(yōu)化，以確定最佳的操作變量，優(yōu)化流程如圖3所示[19-20]。首先，對(duì)于萃取精餾塔，選擇原料進(jìn)料位置(NF1)與萃取劑進(jìn)料位置(NFE)作為內(nèi)部迭代循環(huán)評(píng)價(jià)指標(biāo)，選擇萃取劑流量(S)與理論板數(shù)(NT1)作為外部迭代循環(huán)評(píng)價(jià)指標(biāo)，在優(yōu)化過程中調(diào)整塔頂采出量(D1)和回流比(R1)使頂部甲醇純度與回收率達(dá)到設(shè)計(jì)規(guī)定。以再沸器能耗最小(QR1)作為內(nèi)部迭代循環(huán)評(píng)價(jià)指標(biāo)，以年總費(fèi)用最小為外部迭代循環(huán)評(píng)價(jià)指標(biāo)，經(jīng)Aspen Plus優(yōu)化獲取萃取精餾塔最優(yōu)分離工藝；其次，對(duì)于萃取劑回收塔，以原料進(jìn)料位置(NF2)作為內(nèi)部迭代循環(huán)評(píng)價(jià)指標(biāo)，以理論板數(shù)(NT2)作為外部迭代循環(huán)評(píng)價(jià)指標(biāo)，調(diào)節(jié)塔頂采出量(D2)和回流比(R2)使頂部乙酸異丙酯純度和回收率達(dá)到設(shè)計(jì)規(guī)定，內(nèi)部和外部迭代循環(huán)的評(píng)價(jià)指標(biāo)與萃取精餾塔的相同，經(jīng)優(yōu)化獲取萃取劑回收塔最優(yōu)工藝，上述初始模擬參數(shù)與2.2節(jié)中的相同。工藝優(yōu)化結(jié)果見圖1。由圖1可知：萃取劑的最優(yōu)用量為960 kg/h，兩塔頂部分別得到合格的產(chǎn)品，且萃取精餾工藝的最佳年總費(fèi)用為1 217 372 元/a，此外，萃取劑苯酚由于沸點(diǎn)較高(181.9 ℃)，損耗較小，其補(bǔ)充量為0.02 kg/h，年損耗0.144 t，因此，萃取劑損耗造成的費(fèi)用未計(jì)入年總費(fèi)用中。

圖3 萃取精餾的序貫迭代優(yōu)化流程Fig.3 Sequential iterative optimization procedure for extractive distillation

3 變壓精餾工藝

3.1 變壓精餾可行性

相對(duì)于萃取精餾，變壓精餾是利用共沸物組成隨操作壓力變化而發(fā)生顯著變化的特點(diǎn)進(jìn)行共沸物分離，它可以避免添加第三方組分而引入額外雜質(zhì)的問題[21]，其分離工藝是串聯(lián)2個(gè)不同操作壓力的精餾塔。使用表1回歸得到的甲醇與乙酸異丙酯NRTL 模型相互參數(shù)，經(jīng)Aspen Plus V11 畫出不同壓力下甲醇與乙酸異丙酯的汽液相圖，并計(jì)算不同壓力下該二元共沸物的溫度與組成，如圖4與表3所示，圖4中x1和y1分別為液相和汽相中甲醇所占的質(zhì)量分?jǐn)?shù)。

由圖4和表3可知：常壓下甲醇和乙酸異丙酯共沸組成的計(jì)算值與文獻(xiàn)[6]中的值較吻合，這表明汽液相平衡實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)回歸的二元交互參數(shù)準(zhǔn)確可信。二元共沸物中甲醇的含量隨著壓力增大而上升，圖4中共沸點(diǎn)隨著壓力上升向右偏移，但當(dāng)壓力大于800 kPa 時(shí)，共沸組成基本沒有明顯變化。鑒于甲醇和乙酸異丙酯形成最低非均相二元共沸物且共沸組成對(duì)壓力變化靈敏，可使用兩塔變壓精餾工藝分離甲醇與乙酸異丙酯，兩塔頂部得到相應(yīng)壓力下的共沸混合物、塔釜得到相應(yīng)產(chǎn)品。

3.2 變壓精餾流程

圖5所示為變壓精餾分離甲醇與乙酸異丙酯的工藝流程，由高壓塔(T1)和低壓塔(T2)構(gòu)成。高壓塔與低壓塔之間的壓差選擇對(duì)設(shè)備投資與操作費(fèi)用的影響很大，兩塔壓差越大，共沸組成差別越大，經(jīng)物料衡算，低壓塔循環(huán)至高壓塔的物料越少，兩塔達(dá)到分離要求所需的回流比也越小，同時(shí)兼顧能量集成、公用工程費(fèi)用最低原則(避免塔頂采用低溫水和塔釜使用高壓蒸汽)，低壓塔優(yōu)化過程中壓力選擇60 kPa，塔釜為甲醇產(chǎn)品，釜溫為51.8 ℃，頂溫為51.3 ℃；高壓塔優(yōu)化過程中壓力選擇800 kPa，塔釜為乙酸異丙酯產(chǎn)品，釜溫為167.2 ℃，頂溫為該壓力下的共沸點(diǎn)128.2 ℃，高壓塔頂溫與低壓塔釜溫相差76.4 ℃?？衫酶邏核斘锪险羝淠裏崃孔鳛榈蛪核俜衅鞯臒嵩?，實(shí)現(xiàn)能量集成、節(jié)能降耗。同時(shí)，低壓塔頂溫為51.3 ℃，可直接使用循環(huán)水進(jìn)行冷凝，避免使用昂貴的冷凍水；而高壓塔塔釜溫度為167.2 ℃，可使用1.0 MPa 蒸汽作為熱源，避免使用高壓蒸汽。待處理的混合原料經(jīng)預(yù)熱后與來自T2頂部的物料進(jìn)入T1，高壓塔塔釜物料經(jīng)冷卻后即為合格的乙酸異丙酯產(chǎn)品；高壓塔頂部蒸汽給低壓塔再沸器供熱，冷凝后的液體部分回流，部分作為低壓塔進(jìn)料(注意，當(dāng)兩塔熱量不匹配時(shí)，高壓塔額外設(shè)置冷凝器或低壓塔額外設(shè)置再沸器)；低壓塔頂部物料冷凝后部分回流，部分循環(huán)至T1，塔釜得到合格的甲醇產(chǎn)品。

圖4 甲醇(1)與乙酸異丙酯(2)不同壓力下的汽液相平衡圖Fig.4 Vapor-liquid equilibrium diagrams of methanol(1)and isopropyl acetate(2)at different pressures

表3 甲醇與乙酸異丙酯不同壓力下共沸組成的計(jì)算值Table3 Calculated azeotropic composition of methanol and isopropyl acetate at different pressures

3.3 熱集成變壓精餾優(yōu)化

基于序貫迭代優(yōu)化算法[22]，選擇高壓塔的原料進(jìn)料位置(NF1)、循環(huán)物料進(jìn)料位置(NFR)與回流比(R1)、低壓塔的進(jìn)料位置(NF2)與回流比(R2)作為內(nèi)部迭代循環(huán)評(píng)價(jià)指標(biāo)，以高壓塔的理論板數(shù)(NT1)和低壓塔的理論板數(shù)(NT2)作為外部迭代循環(huán)評(píng)價(jià)指標(biāo)，通過調(diào)整高壓塔的塔頂采出量(D1)和低壓塔的塔頂采出量(D2)以滿足兩塔底部產(chǎn)品的純度，即達(dá)到99.5%，具體優(yōu)化流程見圖6。初始模擬參數(shù)如下：高壓塔操作壓力為800 kPa，塔頂采出為717.5 kg/h；低壓塔操作壓力為60 kPa，頂部流量為285.9 kg/h。兩塔的理論板數(shù)(NT1和NT2)均設(shè)置為40；進(jìn)料板位置(NF1，NFR和NF2)均設(shè)置在第20 塊位置；回流比(R1和R2)均設(shè)置為6。

以年總費(fèi)用最小作為經(jīng)濟(jì)評(píng)價(jià)指標(biāo)，使用Aspen Plus V11對(duì)熱集成變壓精餾工藝進(jìn)行優(yōu)化與節(jié)能研究，工藝優(yōu)化結(jié)果見圖5。由圖5可知：與常規(guī)變壓精餾相比，熱集成變壓精餾工藝可部分節(jié)省低壓塔蒸汽消耗，節(jié)省蒸汽42.5%，實(shí)現(xiàn)能量的綜合利用；當(dāng)循環(huán)流股流量為637.5 kg/h時(shí)，兩塔塔釜分別得到相應(yīng)的產(chǎn)品，且熱集成變壓精餾工藝的最優(yōu)年總費(fèi)用為3 144 515元/a。從圖5還可知：高壓塔(T1)用于操作壓力下甲醇/乙酸異丙酯共沸物與乙酸異丙酯的分離，而低壓塔(T2)用于操作壓力下甲醇/乙酸異丙酯共沸物與甲醇的分離，高壓塔(T1)所需的回流比是低壓塔(T2)的一半，這是由于操作壓力下甲醇/乙酸異丙酯共沸物與甲醇的相對(duì)揮發(fā)度較小，導(dǎo)致需要較大的回流比。從圖4所示的汽液相平衡圖進(jìn)一步驗(yàn)證了該結(jié)果。

圖5 熱集成變壓精餾分離流程圖Fig.5 Flowsheet of heat-integrated pressure swing distillation

圖6 變壓精餾的序貫迭代優(yōu)化流程Fig.6 Sequential iterative optimization procedure for pressure swing distillation

4 分離工藝對(duì)比

通過工藝優(yōu)化得到萃取精餾和變化精餾的最優(yōu)工藝。表4所示為2種工藝經(jīng)濟(jì)分析的優(yōu)化設(shè)計(jì)參數(shù)，包括能耗、年總費(fèi)用和二氧化碳排放量等，變壓精餾工藝還給出未熱集成即常規(guī)變壓精餾的工藝參數(shù)。由表4可以看出：對(duì)于甲醇與乙酸異丙酯混合物，當(dāng)達(dá)到同樣的處理量和分離要求時(shí)，熱集成變壓精餾分離工藝由于熱集成使得年總費(fèi)用比常規(guī)變壓精餾工藝的年總費(fèi)用降低了47.2%，二氧化碳排放量減少了42.5%，這主要是由于熱量集成使再沸器能耗降低、操作費(fèi)用節(jié)省。而與熱集成變壓精餾分離工藝相比，萃取精餾分離工藝的總設(shè)備折舊費(fèi)和總操作費(fèi)用均顯著降低，萃取精餾工藝的年總費(fèi)用降低了61.3%，且二氧化碳排放量減少了68.1%，這是因?yàn)樵摴卜畜w系的變壓精餾工藝中，要達(dá)到分離要求，兩塔需要較大的回流比，導(dǎo)致兩塔塔徑增大且塔內(nèi)汽化量高，另外，甲醇本身汽化潛熱較大，致使變壓精餾的總設(shè)備折舊費(fèi)和總操作費(fèi)用均比萃取精餾高較多，綜上可見，對(duì)于甲醇與乙酸異丙酯共沸物的分離，變壓精餾工藝能耗高，年總費(fèi)用大以及CO2排放量大，故萃取精餾工藝更適合該體系的分離，但此工藝因有萃取劑進(jìn)入系統(tǒng)，產(chǎn)品難免攜帶微量第三組分，也存在不足。

表4 2種分離工藝的經(jīng)濟(jì)分析Table4 Economic analysis of two separation processes

5 結(jié)論

1)利用甲醇與乙酸異丙酯、甲醇與苯酚2組二元汽液相平衡實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)，回歸得到NRTL模型相互作用參數(shù)。甲醇與乙酸異丙酯共沸組成的實(shí)驗(yàn)值與模型計(jì)算值較吻合，保證了模擬優(yōu)化結(jié)果的準(zhǔn)確性。

2)通過萃取劑的篩選，甲醇與乙酸異丙酯在苯酚中的無限稀釋相對(duì)揮發(fā)度最大，適合用作萃取劑，通過萃取精餾分離甲醇與乙酸異丙酯共沸物；根據(jù)甲醇與乙酸異丙酯的共沸組成隨壓力變化較為靈敏的性質(zhì)，可采用雙塔變壓精餾工藝進(jìn)行共沸物提純分離。

3)以年總費(fèi)用最小作為經(jīng)濟(jì)評(píng)價(jià)指標(biāo)，采用序貫迭代法，經(jīng)Aspen Plus對(duì)萃取精餾和變壓精餾工藝模擬優(yōu)化節(jié)及節(jié)能研究，確定了最佳的操作工藝。熱集成變壓精餾分離工藝由于熱集成使得年總費(fèi)用比常規(guī)變壓精餾工藝的年總費(fèi)用降低47.2%，二氧化碳排放量減少42.5%，這主要是由于熱量集成使再沸器能耗降低、操作費(fèi)用節(jié)省。

4)與熱集成變壓精餾分離工藝相比，萃取精餾分離工藝的總設(shè)備折舊費(fèi)和總操作費(fèi)用均顯著降低，萃取精餾工藝的年總費(fèi)用降低61.3%，且二氧化碳排放量減少68.1%，因此，萃取精餾工藝更適合甲醇和乙酸異丙酯的分離，為該共沸體系分離的優(yōu)化設(shè)計(jì)與節(jié)能提供了依據(jù)。