何西濤，干愛華,2*，陳　寧,2

(1.天津大學(xué)化工學(xué)院，天津 300072；2.天津大學(xué)精餾技術(shù)國家工程研究中心，天津 300072)

DWC(Dividing Wall Column)稱為分壁塔，或者隔壁塔，就是在精餾塔中加入1個隔板，使原料在塔內(nèi)分開精餾，相當(dāng)于將預(yù)分離塔與精餾塔在同一個塔內(nèi)完成，屬于兩個塔的完全熱耦合精餾。圖1為DWC的示意圖。

早在20世紀(jì)30年代，Luster就已經(jīng)提出了DWC的概念，并申請了美國專利[1]。Glinos等[2-6]通過研究發(fā)現(xiàn)，分壁塔與常規(guī)精餾塔相比，降低能耗和節(jié)省投資均在30%左右。對于一些特殊的物系分離，節(jié)能可達到50%～60%[1]。目前，該領(lǐng)域的核心技術(shù)主要掌握在BASF公司。當(dāng)其它公司成功的研發(fā)出分離高純度3組分物系的DWC技術(shù)時，由BASF公司建造的第1座DWC裝置運行已經(jīng)超過了10年。Becker和Schultz分別在2001年和2002年報道了有關(guān)DWC技術(shù)在工業(yè)中應(yīng)用的成功案例[7-8]。到2008年為止，全球分壁的塔數(shù)量已經(jīng)達到了80座，其中有70多座填料分壁塔是由BASF公司設(shè)計建造，同時，分壁塔的數(shù)量仍在迅速增加[9]。根據(jù)美國《化學(xué)工程》2004年報道，Uhde公司已經(jīng)把分壁塔與抽提蒸餾組合在一起，采用Morphylane工藝來分離不同原料中的苯和甲苯或者二甲苯。第1套工業(yè)裝置于2004年秋季在德國Gelsenkirchen的Aral芳烴公司投產(chǎn)，可生產(chǎn)甲苯30 000t/d，純度高達99.9%以上。與雙塔方案比較，節(jié)省投資25%，節(jié)能20%。

圖1　DWC示意圖Fig.1　Schematic diagram of dividing wall column

盡管分壁塔在節(jié)能和減少投資上有很大的潛力，然而，苛刻的操控條件卻成為了該技術(shù)在工業(yè)中廣泛應(yīng)用的瓶頸[10]。研究發(fā)現(xiàn)，在所有的精餾塔器中，DWC是最難控制的[11]。Halvorsen等[3]運用簡捷法對DWC的能耗做了研究分析，他們發(fā)現(xiàn)，DWC比普通精餾塔額外的增加了2個自由變量——液相和汽相分流比(liquid and vapor split ratios)，并且這2個變量對于DWC的節(jié)能起到至關(guān)重要的作用。

國內(nèi)在分壁塔方面的應(yīng)用研究較少，尚無工業(yè)實施案例[12]。本研究以某工廠車間中分離苯(Benzene)、甲苯(Toluene)和二甲苯(Xylene)的工況為例使用ChemCAD軟件對分壁塔分離BTX的工藝進行穩(wěn)態(tài)模擬研究，并與工廠中常規(guī)雙塔分離工藝進行比較。表1為原料參數(shù)及分離要求。

表1　進料參數(shù)及分離要求Table 1　Paraments of feed and requirements of separation

1　分壁精餾塔的設(shè)計

分壁精餾塔可以等效成1個預(yù)分離塔(prefractionator)和1個主塔(main column)的雙塔系統(tǒng)[13]。圖2為分壁塔分離模型。通過采用Fenske-Underwood-Gilliland方法得到預(yù)分餾塔塔板數(shù)為30，進料板為15，主塔塔板數(shù)為55，側(cè)線采出為第30塊板。由于進料組分均為烴類并且是常壓分離，因此熱力學(xué)方程采用SRKM模型。

分壁塔的最大特點就是增加了2個變量——液相分流量和汽相分流量。在此自定義分壁塔的液相分流率、汽相分流率、分流比、液相分流比和汽相分流比。

液相分流量——單位時間內(nèi)由隔板頂部液相分流器流入主塔部分的液相流量。在圖2中表示為Ls。

汽相分流量——單位時間內(nèi)由隔板底部汽相分流器流入主塔部分的汽相流量。在圖2中表示為Vs。

圖2　分壁塔分離模型Fig.2　Diveded wall column model

2　化工熱力學(xué)模型

由于原料為芳烴，在模擬中對于芳烴的分離一般推薦使用由混合規(guī)則Panagiotopolous & Reid定義SRK方程的SRKM熱力學(xué)模型[4]。

SRKM狀態(tài)方程與SRK方程一致可以表示成：

(1)

(2)

b=0.086 64RTC/pC

(3)

在SRKM方程中，

α(T)=TrC3(C2-1)exp[C1×(1-Tr)]

(4)

式中，Tr為對比溫度；C1C2C3為由純組分的性質(zhì)決定。

SRKM狀態(tài)方程適用的混合規(guī)則：

am=∑∑xixjaij

(5)

bm=∑xibi

(6)

式中，

(7)

Kij=Kaij+Kbij/T+Kcij/T2

(8)

Kji=Kaji+Kbji/T+Kcji/T2

(9)

3　分壁塔的工藝參數(shù)分析

在分壁塔分離BTX工藝中，主要研究進料位置、側(cè)線采出位置、回流比和分流比對塔的能耗及分離效果的影響。

3.1　進料位置的影響

其它條件不變，改變分壁塔的進料位置，觀察分壁塔的能耗及分離效果的改變。圖3為進料位置與能耗及各組分純度的關(guān)系圖。

圖3　不同進料位置對能耗和分離效果的影響Fig.3　Effect of different feed stages on energy consumption and separation

通過進料位置由第18塊板改變到第38塊板，我們發(fā)現(xiàn)，進料位置在23～30塊板時分離效果達到最佳。進料位置低于第23塊板或高于第30塊板都會使能耗增加，同時側(cè)線甲苯的純度也明顯下降，這主要是由于進料位置過高或過低都會引起預(yù)分餾塔內(nèi)的液體返混。根據(jù)能耗，最終確定分壁塔的最適宜進料位置為第28塊板。

3.2　側(cè)線采出位置的影響

側(cè)線采出位置直接影響側(cè)線組分甲苯的純度，具體見圖4。

通過圖4，我們可以發(fā)現(xiàn)，第24～30塊板為側(cè)線的最適宜采出位置，組分的純度最高。由24到30塊板之間，能耗逐漸下降，因此，第30塊板為最佳的側(cè)線采出位置。同時，當(dāng)側(cè)線在34塊板以下時，塔底組分二甲苯的純度開始迅速下降，而側(cè)線采出位置對塔頂組分的影響并不大。因為三者的相對揮發(fā)度為αB：αT：αX=7.544 : 3.680 : 1.000，苯的相對揮發(fā)度最大，在塔頂易分離，因此側(cè)線位置對苯的純度影響不明顯。而當(dāng)側(cè)線位置過于偏于分壁塔下部(第34塊板以下)時，會導(dǎo)致大量未分離的甲苯進入塔底與塔底的二甲苯混合，從而導(dǎo)致塔底二甲苯的純度下降[13]。

3.3　回流比的影響

回流比的影響見圖5。

由圖5可以看出，當(dāng)進料位置與側(cè)線采出均處于最適宜位置時，隨著回流比的增大，再沸器的能耗逐漸增大，塔底的二甲苯的純度也不斷增大，塔頂苯的純度是先升高，當(dāng)回流比達到3.5以后趨于恒定。然而，側(cè)線采出中的甲苯的純度卻是逐漸減小。這是由于回流比的增大導(dǎo)致了回流量的增大，進而增大了分壁塔側(cè)線采出所在的隔板一側(cè)的返混，使得甲苯的純度降低?？紤]3組分純度的綜合因素，3.5～4.5為回流比的最適宜范圍。低于3.5時，苯和二甲苯的純度會明顯降低，高于4.5會使再沸器能耗增大，側(cè)線甲苯純度降低。經(jīng)過確切的計算可知，3.508 2為最適宜的回流比。

3.4　分流比的影響

液相和汽相分流是分壁塔的最大特點。由于液相比汽相更容易收集和分布，因此在這2個變量中液相分流相對于汽相分流更容易控制。液體在上端精餾段(圖2中的Ⅰ)被收集后通過液相分流器在隔板頂部兩側(cè)(圖2中的Ⅱ和Ⅲ頂端塔板)按比例進行分配。汽相在塔底下端提餾段(圖2中的Ⅳ)被收集后通過汽相分流器在隔板底部兩側(cè)(圖2中的Ⅱ和Ⅲ的底端塔板)按比例重新分配。汽液相的分流直接影響到能耗和組分的分離效果，它也是分壁塔控制的重要變量。圖6顯示了在不同汽液分流比下能耗和各組分的分離純度。

圖4　不同側(cè)線采出位置對能耗和分離效果的影響Fig.4　Effect of different side-draw stage on energy consumption and separation

圖5　不同回流比對分離效果的影響Fig.5　Effect of different reflux ratio on separation

通過圖6c)、圖6d)、圖6e)和圖6f)中不同分流比下各組分純度的投影，我們可以看出，在液相分流比為0.65～0.90，汽相分流為0.40～0.45范圍內(nèi)，3組分的純度分別為XB≥99.99%，XT≥99.90%，XX≥99.90%，均可達到分離要求，即XB≥99.99%，XT≥99.90%，XX≥99.90%，XBottom-T≤0.10%。由所能達到分離要求的分流比區(qū)域可以看出，汽相分流比控制范圍較窄，這也正是分壁塔不易操作和廣泛推廣的主要原因。根據(jù)圖6a)和圖6b)，我們可以確定最適宜液相分流比為0.65，汽相分流比為0.45，再沸器的能耗為212.7 Mcal/h(1 cal=4.18 J)。由于汽相相對于液相比較難收集和再分布，因此，在實際操作中，一般固定汽相分流，通過調(diào)控液相分流來達到分離要求。

錢春健等[14]通過試驗研究分壁塔分離苯、甲苯和二甲苯三組分混合物時發(fā)現(xiàn)，進料點分別沿進料段由上而下變化時，塔頂?shù)漠a(chǎn)品苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)依次提高，而側(cè)線產(chǎn)品甲苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)先增大后減小，最終確定進料位置在中間部位。并且還得出了最適宜側(cè)線采出點也處在側(cè)線中部。然而，本次模擬結(jié)果顯示，塔頂苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)隨進料位置由上到下先增大后減小。因為錢春健等在試驗中只取了3個點作為參考，無法全面考察各工藝條件的變化對產(chǎn)品質(zhì)量分?jǐn)?shù)的影響。但是，總體來說本次模擬結(jié)果與錢春健等的試驗結(jié)果基本吻合。

4　分壁精餾塔與常規(guī)精餾的比較

常規(guī)的雙塔精餾工藝，可以分為2種分離工藝，即優(yōu)先分離苯和優(yōu)先分離二甲苯。由于苯、甲苯和二甲苯之間的相對揮發(fā)度為αB∶αT∶αX=7.544∶3.680∶1.000，所以選用優(yōu)先分離出苯的雙塔工藝。

圖7為常規(guī)3組分分離方案的示意圖。常規(guī)精餾工藝同樣采用SRKM熱力學(xué)模型。分壁精餾塔和常規(guī)精餾塔分離BTX的工藝比較如表2所示。

圖6　不同汽液分流比下能耗和各組分的分離純度Fig.6　Effect of split ratios

通過比較發(fā)現(xiàn)，在產(chǎn)品純度基本相當(dāng)?shù)那闆r下，分壁塔的冷凝負(fù)荷和熱負(fù)荷分別比常規(guī)精餾塔減少31.066 9%和34.167 5%。由此可見，分壁精餾塔在節(jié)能方面占有很大的優(yōu)勢。

5　結(jié)論

通過模擬分壁精餾塔分離等比例的苯、甲苯和二甲苯三組分物系工藝，以及與常規(guī)精餾塔模擬結(jié)果的比較，得出以下結(jié)論。

圖7　常規(guī)精餾塔分離BTX模型Fig.7　Conventional model of separating BTX

分壁塔常規(guī)精餾塔T101T102比較值/%塔板數(shù)55303083333進料板151515塔頂壓力/kPa137931013793101379310回流比350823357419729377150冷負(fù)荷/(Mcal·h-1)-1491540-1405813-757937310669熱負(fù)荷/(Mcal·h-1)212700020683911162535341675XBenzene/%999950999899920XToluene/%99920399．9899920XXylene/%99950099．8999830．0203X塔底甲苯/%0．050000．10000050．0000

注：比較值=1-分壁塔數(shù)值/常規(guī)精餾塔數(shù)值；1 cal=4.18 J。

1)塔頂苯和側(cè)線甲苯的純度隨著進料板位置由塔頂部到底部的不斷下移純度先升高后下降，在中間部位純度達到最大。同樣，隔板和側(cè)線的最適宜位置也位于塔的中間部位。

2)最適宜進料位置為第28塊板。隔板上部精餾段和下部提留段的塔板數(shù)均為13塊。側(cè)線最適宜采出位置為第30塊塔板。

3)對于等比例的苯、甲苯和二甲苯混合物系，最適宜液相分流比和汽相分流比分別為0.65和0.45。

4)常規(guī)精餾塔分離結(jié)果比較，在苯、甲苯和二甲苯的組成比例相同時，分壁精餾塔在冷負(fù)荷和熱負(fù)荷方面分別節(jié)能31.066 9%和34.167 5%，并且塔底甲苯含量減少50%。

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