三组元全热耦合精馏过程的模拟计算

张红梅，李臻，李金莲，张永军

（1.东北石油大学石油与天然气化工省重点实验室，黑龙江大庆163318；2.大庆化工研究中心，黑龙江大庆163714）

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三组元全热耦合精馏过程的模拟计算

张红梅1，李臻1，李金莲1，张永军2

（1.东北石油大学石油与天然气化工省重点实验室，黑龙江大庆163318；2.大庆化工研究中心，黑龙江大庆163714）

本文利用Aspen软件对三组分进料全热耦合精馏的分离流程进行设计和模拟，建立了相应的具体计算步骤。首先利用三塔模型把热耦合精馏过程简化为3个单独的简单清晰分割塔，通过简捷法设计和模拟得到塔板数和回流比等初值后进行严格法模拟，得到热耦合精馏的数据和操作条件。然后采用Aspen软件中的RadFrac模型，将三塔模型的模拟初值代入全热耦合模块进行严格模拟。结果表明，采用全热耦合精馏分离C4三组分比传统精馏的直接序列和间接序列节能约为20%。

全热耦合塔；精馏模拟；Aspen Plus

近些年来，如何提高精馏过程的能量利用效率一直是化学工业关注的热点。目前，研究工作主要集中在单塔内部的能量集成、精馏换热网络合成以及塔间的能量集成等。其中，塔间能量集成的一种结构在分离三组元进料时节能优势明显，即全热耦合塔。全热耦合塔由2个塔构成：预分馏塔及主分馏塔，称为Petlyuk塔，预分馏塔不设置冷凝器和再沸器而是通过直接从主分馏塔中引出侧线物流作为预分馏塔的汽、液相回流，这种结构提高了精馏过程的可逆程度，可以大幅降低能耗并减小设备的投资[1，2]。

目前，国内外关于热耦合精馏设计的相关报道虽然很多，但实现完整的全热耦合精馏设计优化，并作相关严格模拟和验证工作的仍在少数。本文利用了三塔模型先把热耦合精馏塔拆分成3个清晰分割的简单塔[3]，这样就可以先用简捷法计算确定最小回流比和塔板数等初值，使热耦合精馏计算更加简化。

1 基于三塔模型的热耦合精馏简捷设计

由于热耦合精馏包含的流股较多，自由变量多，直接进行流程模拟计算很难收敛。因此，一般先借助三塔模型（如图1所示）[1]，这样可应用简单塔的设计方法计算各个单元塔的最优回流比、理论板数等设计参数。

图1 热耦合精馏三塔模型Fig.1 Thermal coupling distillation triple tower model

进料为C4三元混合物，包括异丁烷、正丁烯和正丁烷，分别用A、B、C表示。在图1所示的3塔设计流程中，原料先进入预分馏塔，预分馏塔塔顶不设冷凝器，塔底无再沸器，预分馏塔中的汽液相均由主分馏塔物流分割出来的。三塔模型中把主分馏塔拆分成上下两个清晰分割简单塔，在计算时上塔为A/B组分清晰分割，下塔为B/C组分清晰分割[2]。

当回路的顶部和底部封闭时，全塔有5个主要自由度[3]。它们分别是主塔的回流量（LT），塔底蒸出量（VB），侧线采出量（S），此外还有预分馏塔内的汽、液相回流量，这两个变量可以用主分馏塔中的气液相分割比（RL，RV）来表示。其中。本文采用Carlberg&Westerberg[4]提出的两个重要的简化系统设计自由度的方法：（1）将3塔流程中连接两塔的汽、液热耦合物流的产品流率假设为净产品流率。如塔1的塔顶产品的净流率可以表示为D1=V1-L1，回流比表示为R1=L1/D1；（2）将热耦合物流的热状态q（进料中液相流率占总进料流率的比值）视为该净产品流股的热状态。如塔1的塔顶产品的净产品流股热状态为q1=L1/（V1-L1）。

表1 基础数据Tab.1 The basic data

2 热耦合精馏模拟步骤

2.1 简单塔简捷法模拟

首先，用简捷法模拟塔1，塔1为A/C清晰分割塔。设定进料状况，以A、C为轻、重关键组分，设定塔顶轻关键组分的回收率为99.9%，塔底重关键组分的回收率为99.9%，回流比为最小回流比的1.2倍，以及冷凝器、再沸器的压力。通过模拟计算，得到了塔顶、塔釜产品量及其组成。塔2的进料为塔1塔顶的出料，塔3的进料为塔1的塔底出料。塔2以A、B为轻、重关键组分，塔3以B、C为轻重关键组分。为了使三塔的物流相互衔接，调整实际回流比与最小回流比的比值，使塔2提馏段的塔底汽化量和组成与塔3精馏段的塔顶蒸汽量和组成尽可能一致（误差范围在±0.02），塔2提馏段的液相量与塔3精馏段液相量的差值尽可能为进料中的中间组分的摩尔流量，即（400±2）kmol·h-1。

图2 3塔模型分解成3个独立简单塔Fig.2 Three independent simple tower

2.2 简单塔的严格精馏模拟

对塔1进行严格精馏模拟，发现此时塔顶A的回收率达不到设定要求。通过分析后，采用调节设计规定，对A的纯度进行限定。塔2和塔3主要通过调节回流比使塔2提馏段的塔底汽化量与塔3精馏段的塔顶蒸汽量流量和组成尽可能一致。

2.3 带侧线抽出的单塔模拟

为了便于单塔与全热耦合精馏塔的衔接，需要将冷凝器设置成虚拟结构，设置方法如下：在塔1的塔顶给出一个液相回流，在未经冷凝器之前，采出一个气相量。同样，塔底的再沸器也被汽液相物流取代。L1、V2需要假定一下，L1、V2分别为无侧线抽出时塔1的塔顶回流量、塔底汽相量。

塔2的进料为塔1塔顶出来的饱和蒸汽V1，进料板处抽出为塔1塔顶出来的饱和液相L1，侧线抽出M，初步设定在最后倒数第二块理论板。塔2的塔底再沸器为虚拟的，需要两股物流提供汽液相量。塔2的塔底进料L3、V3分别为无侧线抽出时塔2的塔底液相量、塔底汽相量。塔3的进料为塔1塔底出来的饱和液相L2，进料板处抽出为塔1塔顶出来的饱和蒸汽V2，塔3的塔底再沸器成为虚拟的，需要两股物流提供汽液相量。塔顶L3、V3分别为无侧线抽出时塔3的塔顶液相量、塔顶汽相量。采用逆时针调节连接物流流量与组成使3个塔连接物流的流量与组成尽可能一致。

2.4 全热耦合精馏中的主塔的模拟

把塔2、塔3串联成主塔进行模拟，设定温度、压力，此时再次调节物流与组成使流程收敛。

2.5 全热耦合精馏模拟

预分塔的塔板数为塔1的理论板数，并在预分塔某一块塔板上进料，主塔所有设计参数为表2中塔的设计参数。另外，可以调节侧线采出位置，使在中间组分浓度最大的理论塔板上采出。使塔顶轻组分A的纯度达到98%，塔底重组分C纯度也达到98%，侧线抽出中间组分B的纯度达到97%。

3 热耦合精馏节能特性研究

按照上述步骤对C4混合物进行全热耦合精馏计算，结果见表2。

表2 热耦合精馏Tab.2 Data of fully thermally coupled distillation columns

在相同进料状态和设计要求下利用Aspen软件对常规精馏的直接和间接顺序模拟，得到的计算结果见表3。

将表2与表3中直接精馏和间接精馏计算结果进行对比可以看出：对于本文的C4三组分进料常规精馏序列的直接顺序和间接顺序耗能情况相差不大，间接序列略优于直接序列，而热耦合精馏塔相比常规精馏节能约为20%。全热耦合塔比常规精馏塔节能的主要原因是：在常规的精馏序列中，由再沸器引进的能量大部分损失在塔压降和换热器温差上，用于产品分离的能量很少；而全热耦合精馏塔接近于可逆操作，因此，它的热力学效率比较高。热耦合精馏塔与常规的精馏塔不同，它由一个预分馏塔和一个主塔组成，两塔用流向互逆的热耦合汽液流股连接，并有一个中间产品直接从主塔的某个塔板采出，这使得系统只用到一个冷凝器和一个再沸器。在预分馏塔中三组分中的最轻组分和最重组分先分离一下，这样在三组元全热耦精馏塔的主塔分离过程中，有效避免了中间返混现象的发生，减少了能量消耗[5，6]。

表3 常规精馏的直接和间接顺序模拟结果Tab3 Comparison of the direct distillation sequence and indirect distillation sequence results

4 结论

（1）用Aspen plus软件对含有三组分的C4混合物进行了全热耦合精馏模拟计算，建立了相应的具体计算步骤，首先用三塔模型的简捷法进行模拟计算得到了三塔分开时的基础数据如最小回流比塔板数等；再连接热耦合流股，对热耦合精馏主塔塔板数赋予初值，并在此基础上对三组分C4混合物的热耦合精馏进行了严格的模拟计算，最后将三塔完全合并。

（2）在对热耦合精馏模拟时发现：如果直接采用热耦合精馏模块进行模拟则很难确定侧线采出的位置以及采出量，手动调节采出位置或者加减采出量往往会改变全塔的数据造成结果难于收敛，并且缺乏理论支持。而采用三塔模型可以把复杂的热耦合精馏流程简化为3个简单清晰分割塔来确定塔板数回流比等初值，塔2和塔3塔板数相加即是全热耦合的主塔塔板数而三塔模型中塔2和塔3之间的联结流股即是侧线采出流股，这样可以方便地确定侧线采出位置和流量，并且结果也更易收敛。

（3）热耦合精馏比直接精馏相比可节能25.5%，与间接精馏相比可节能23.9%，说明对于相对挥发度较小的C4混合物具有较高的节能效果。节能的原因是全热耦合有效地减少了中间组分返混现象的发生。

［1］Halvorsen IJ,Skogestad S.Energy efficientdistillation［J］.Journalof Natural Gas Science and Engineering,2011,3（4）:571-580.

［2］龚超.完全能量耦合精馏塔的设计、模拟与优化［J］.化工学报, 2012,63:177-184.

［3］Halvorsen IJ,Skogestad S.Controlstructure selection forthree-product Petlyuk（dividing-wall）column［J］.Chemical Engineering and Processing,2013,64:57-67.

［4］Westerberg A W.A retrospective on design and process synthesis［J］.Computers&ChemicalEngineering,2004,28（4）:447-458.

［5］Halvorsen IJ,Skogestad S.Minimum Energy consumption in multicomponent Distillation,a:Vmin Diagram for a two-product column［J］.IInd.Eng.Chem.Res.,2003,42:596-604.

［6］冯霄.化工节能原理与技术［M］.化学工业出版社,2004.99-101.

Simulation and calculation of the fully thermally coupled distillation columns for ternary mixture separation

ZHANG Hong-mei1，LI Zhen1，LI Jin-lian1，ZHANG Yong-jun2
（1.Provincial Key Laboratory of Oil&Gas Chemical Technology,College of Chemistry&Chemical Engineering,Northeast Petroleum University,Daqing 163318,China；2.Daqing Petrochemical Research Center,Daqing 163714,China）

With the application of Aspen Plus software,a design and simulation were performed to the fully thermally coupled distillation columns for ternary C4hydrocarbon mixture separation,and established the corresponding calculation steps.The design procedure was given:First fully thermally coupled distillation columns is simplified into three simple clear separation tower by using of three-tower model.In this step,the plate number and reflux ratio were obtained by simple method of design and simulation.After the initial value and operating conditions were obtaind,using RadFrac model of Aspen software to complete a rigorous simulation.As rigorous simulation was employed.The results show that the fully thermally coupled distillation columns can reduce about 20%energy consumption and capital investment comparing to conventional distillation consequences for separation of ternary-components C4hydrocarbon mixture.

fully thermally coupled distillation columns;simulation of distillation;Aspen Plus

TQ028.1

A

1002-1124（2014）03-0018-03

2013-11-27

张红梅（1961-），女，教授，主要从事化学工程、油气加工过程化学方面的研究。