正丙醇脱水共沸精馏节能设计与动态控制

王晓红， 李明高， 李文魁， 张远鹏

(青岛科技大学 化工学院，山东 青岛 266042)

正丙醇(nPA)是一种重要化工原料，其制备的关键步骤为正丙醇脱水。由于正丙醇和水在常压下会形成最低共沸物，其中正丙醇的摩尔分数为43.2%，共沸温度为87.7 ℃[1]，因此常用共沸精馏方法分离正丙醇-水共沸物。由于特殊精馏引入质量分离剂使得能耗偏高，因此特殊精馏的节能降耗一直是研究重点。

隔壁塔是一种完全热耦合塔，可以应用于多种精馏过程中[2-6]。对比常规双塔特殊精馏过程，特殊精馏隔壁塔通常有10%～40%的节能效果[7-10]。但是隔壁塔内部结构复杂，在进料发生扰动后难以控制，一直是制约其工业应用的重要原因。Hao等[11]模拟了隔壁塔分离苯-甲苯-邻二甲苯三元混合物，提出通过液相分配比控制预分离塔塔顶重组分杂质含量的控制结构，并阐述了控制液相分配比的理论基础与必要性。Wang等[12]使用萃取精馏隔壁塔等多种方法分离乙腈-正丙醇共沸物系，在动态控制中利用灵敏板杂质纯度控制气相分配比，减少精馏塔中部正丙醇含量，得到了良好的控制效果。张英等[13]应用V-min图分析了单一产品杂质纯度控制塔釜热负荷控制结构所存在问题，并改进为多产品杂质纯度共同控制塔釜热负荷控制结构，改善了难分离物质产品纯度偏低的问题。

减压特殊精馏同样是特殊精馏常见节能措施[14-16]之一，为了对比不同节能方案的节能效果与控制结构，笔者设计了减压共沸精馏(ADRP)与共沸隔壁塔(ADWC)2种工艺流程，并以年度总费用(TAC)最小为优化目标求解2种流程的最优工艺参数。在此基础上，分别建立不同动态控制结构，对比研究了2种工艺的差异性。

实验数据表明，溶液理论中非随机双液相模型方程(NRTL)物性方法可以精确地估算正丙醇-水二元共沸系统的气-液相平衡温度[17]，因此使用NRTL模型进行计算，并选取乙酸乙酯(EAC)作为共沸剂[18]。近共沸组成进料可以更好地对比不同节能方案的效果，因此设置进料中正丙醇与水的摩尔比为2/3，流量为100 kmol/h，温度为40 ℃。

1 稳态流程模拟优化

1.1 减压共沸精馏(ADRP)

降低压力可以降低塔釜温度，减少气化潜热，增大再沸器换热温差，从而降低能耗与设备投资。减压共沸精馏流程由1个减压共沸塔、1个减压脱水塔构成。脱水塔压力由塔顶温度决定，塔顶温度预设为70 ℃，此时塔顶压力为50.7 kPa。当共沸塔塔顶压力为81 kPa时，理论最低共沸剂用量为93.39 kmol/h，由此确定减压共沸精馏2塔的塔顶压力。工艺流程如下，原料从脱水塔(C1)进料，于脱水塔塔釜采出水，塔顶采出共沸物进入共沸塔(C2)。在共沸塔塔釜采出正丙醇，塔顶采出非均相三元共沸物进入分相器，有机相作为共沸塔塔顶回流液，无机相回流至脱水塔。

以年度总费用(TAC)最小作为目标函数，采用序贯迭代搜索法进行流程优化。年度总费用的计算方法见公式(1)～(3)[19]，设备折旧期选为3年。优化过程中需要不断调整的工艺参数包括：C1理论板数NC1、C2理论板数NC2、C2回流比RC2、C2原料进料塔板数NFeed、C1水相回流液进料塔板数NR1、C2有机相回流液进料塔板数NR2。优化结果如表1所示，图1为最优工艺流程图和相关操作条件。

年度总费用=(设备费用/设备折旧期)+年度操作费用

(1)

设备费用=塔体费用+塔盘费用+换热器费用

(2)

年度操作费用=热蒸汽费用+冷却水费用

(3)

表1 减压共沸精馏序贯迭代优化法优化结果Table 1 Optimization results of sequential iterative optimization method of azeotropic distillation under reduced pressure

1.2 共沸精馏隔壁塔(ADWC)

共沸精馏隔壁塔分离流程如图2所示，其对应的热力学等价流程如下。原料从主塔(C3)加入，于主塔塔釜采出水，于副塔(C4)塔釜采出正丙醇产品，主塔和副塔塔顶气相采出进入共沸塔塔釜，共沸塔(C5)塔顶采出正丙醇-水-乙酸乙酯三元非均相共沸物进入分相器分相，有机相作为共沸塔塔顶回流液，无机相进入主塔。共沸塔塔釜液相采出经分相器分别进入主塔和副塔塔顶，液相分配比(βL)经优化分析后设定为0.1。

图1 减压共沸精馏最优流程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

以年度总费用最小作为目标函数，采用序贯迭代搜索法对ADWC进行稳态流程优化，所得最优工艺流程如图3所示。表2提供了ADRP和ADWC的经济性比较，其中，ADWC比ADRP的设备费节省约25.49%，年操作费用降低约25.88%，TAC减少约25.65%。

图2 共沸精馏隔壁塔流程图Fig.2 Zeotropic dividing-wall column process

2 动态控制

2.1 ADRP控制结构CS1

非均相共沸精馏控制的关键在于分相器与再沸器热负荷的控制。William[20]提出了用塔釜液位控制再沸器热负荷(正作用)及灵敏板温度控制塔釜采出量的思路。但非均相共沸精馏塔内部温度分布较为复杂，灵敏板温度控制结构响应不佳。因此，采用比例控制方案代替温度控制方案，使C2塔底出料量与C1塔顶馏出量成比例，控制共沸塔C2的塔釜流量。脱水塔C1的塔顶回流量则由分相器有机相液位控制(反作用)。有机相液位由共沸剂补充流量控制(正作用)。塔釜液位控制热负荷的CS1控制结构图及其控制面板如图4所示。

图5为当t=1 h时向流量、组成添加±20%扰动后CS1的动态响应图。可以看出，在t=4 h后，C2塔釜流量迅速稳定。此后塔釜液位完全由再沸器热负荷控制，因此最迟在t=7 h后，C2塔釜正丙醇含量开始升高，并在t=10 h时达到目标纯度。除了响应快以外，CS1控制方案余差最高峰值也未超过0.2%。可以表明CS1控制方案能够有效处理ADRP进料流量和组成发生±20%扰动。

图3 共沸精馏隔壁塔最优流程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 减压共沸精馏(ADRP)与共沸精馏隔壁塔(ADWC)经济性对比Table 2 Results comparison of the economic optimization of azeotropic distillation under reducedpressure (ADRP) and azeotropic dividing-wall column (ADWC)

2.2 ADWC控制结构CS2

液相分配比是隔壁塔控制的关键因素，共沸塔C5的所有液相均来自于分相器有机相回流液，所以CS2控制方案将来自分相器的有机相回流液流量与液相分配比相关联。引入组成-液位串级(CC-LC)控制方案，在副塔C4塔釜的正丙醇纯度改变时，改变分相器有机相液位(正作用)。并通过C4的塔顶回流量控制主塔C5的塔釜液位(正作用)，以此改变液相分配比。CS2控制方案及其控制面板如图6所示。

图7为CS2在进料流量和nPA组成扰动±10%后的动态响应图。可以发现，在流量扰动±10%条件下，C3塔釜产品纯度在10 h内恢复稳定，并且产品纯度维持在0.999以上的。C2的塔釜产品正丙醇纯度虽然在较长时间内恢复稳定，但波动范围并不大，纯度始终控制在0.9996以上。C4塔釜正丙醇组成的纯度恢复较慢，是因为正丙醇的组成由 CC-LC 组成液位串级进行控制，中间经过C5、C4塔板的气-液相传质，所以响应速率较慢，但纯度能维持在较高的范围。当正丙醇组成扰动时，C3的塔釜产品组成能很快稳定，波动范围较小，且纯度保持在0.999以上，但C4塔釜产品纯度恢复稳定时间较长。可以认为，组成控制器有助于非均相共沸精馏塔内温度稳定，但是存在回稳较慢的问题。

图4 减压共沸精馏控制结构CS1Fig.4 Azeotropic distillation under reduced pressure control structure CS1

图5 减压共沸精馏控制结构CS1在进料流量(FFeed)和进料组成(x(nPA))扰动±20%后的动态响应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

图6 共沸精馏隔壁塔控制结构CS2Fig.6 Azeotropic dividing-wall column control structure CS2

图7 共沸精馏隔壁塔控制结构CS2在进料流量(FFeed)和进料组成(x(nPA))扰动±10%后的动态响应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 结 论

(1)针对正丙醇脱水共沸精馏工艺的节能降耗，模拟优化了ADRP与ADWC 2种工艺流程。ADWC具有更大的节能优势，其TAC比ADRP低约25.65%。

(2)对ADRP使用塔釜液位控制再沸器热负荷，塔釜采出量与进料量成比例的CS1控制结构，可以实现再沸器热负荷对进料情况变化的迅速响应，能够有效处理进料流量与NPA组成±20%的扰动。

(3)对ADWC使用组成-液位串级且液相分配比不固定CS2控制方案，可以有效处理进料流量与NPA组成±10%的扰动。但是相比于ADRP的CS1控制方案，还存在响应时间较长、可控扰动范围小、控制结构复杂等缺点。

符号说明：

B1、B2、B3、B4——塔釜产品；

C1——减压精馏脱水塔；

C2——减压精馏共沸塔；

C3——共沸精馏隔壁塔的主塔；

C4——共沸精馏隔壁塔的副塔；

C5——共沸精馏隔壁塔的共沸塔；

CC——组成控制单元；

CS1——减压共沸精馏控制方案；

CS2——共沸精馏隔壁塔控制方案；

DC——分相器；

Dead——死时间单元；

EAC——乙酸乙酯；

FB——塔釜摩尔流量，kmol/h；

FFeed——进料摩尔流量，kmol/h；

FC——流量控制单元；

LC——液位控制单元；

M——倍数器；

Makeup——补充共沸剂；

N——塔板数；

NFeed——系统进料塔板数；

NR——回流液进料塔板数；

PC——压力控制单元；

Q/F——塔釜热负荷与流量成比例的前馈控制单元；

R——回流比；

SP——分流器；

T——温度， ℃；

TAC——年度总费用，USD/a；

TC——温度控制单元；

t——时间，h；

p——压力，kPa；

x——摩尔分数；

x(nPA)——产物正丙醇的摩尔分数；

x(Water)——产物水的摩尔分数；

βL——液相分配比。