内部热耦合精馏塔的操作性能与模拟

李春利，陈媛，张林，闫磊

（河北工业大学化工学院，天津 300130）

在化工行业中，精馏是应用广泛同时也耗能严重的分离过程，精馏耗能大约占化工生产能耗的30%[1]。如果能够降低精馏过程的能耗，对于能源的可持续发展和经济的促进具有重要意义。研究发现精馏过程耗能的主要原因是其热力学效率太低，仅为5%～20%[2]。近年来，许多学者针对不同的分离物系，选择特殊的精馏方式来实现精馏过程的节能，例如多效精馏、热泵精馏和隔壁精馏等。其中，内部热耦合精馏塔通过提高过程的热力学效率[3-4]，以其巨大的节能潜力受到广泛的关注[5-8]。与常规精馏塔相比，内部热耦合精馏塔可节能30%～60%[9]。

内部热耦合精馏塔是在二次回流和蒸发的基础上发展起来的[10]，图1 给出了内部热耦合精馏塔的结构示意图。如图1 所示，与常规精馏塔不同，内部热耦合精馏塔将精馏段和提馏段分为了两个独立的塔，两塔间的气液传质由压缩机和节流阀来完成，此外，通过压缩机和节流阀的调节，精馏塔段比提馏塔段具有更高的压力和温度。由于两塔段之间有温度差，两塔段之间就可以产生热量的传递，精馏段放出热量，提馏段吸收热量。该传递的热量，可使精馏段中产生下降的液体，提馏段中产生上升的蒸汽，故而降低了冷凝器和再沸器的热负荷，降低了全塔的能耗。理想情况下，冷凝器和再沸器的负荷会降至零，此时可以省去冷凝器和再沸器，塔内的冷热回流完全由两塔段间的热量耦合提供，这种情况称为理想内部热耦合精馏塔[11]。

本文实验装置为中试规模的同轴式内部热耦合精馏塔，精馏段位于提馏段的内部，两塔段均为304L 不锈钢材质。塔顶冷凝器、塔釜再沸器和气体过热器均选用单程管壳式换热器。塔顶用冷却水冷却，塔釜用蒸汽加热。该内部热耦合精馏塔参数如表1。

图1 内部热耦合精馏塔结构示意图

表1 内部热耦合精馏塔的塔参数

1 全回流操作

实验对乙醇-水物系进行分离，全回流操作即没有采出，塔顶产品全部回流到塔内。提馏段压力保持在100kPa，通过调节压缩机的排气压力改变精馏段顶部压力。

1.1 压缩比对回流量、冷凝器和再沸器负荷的影响

精馏段分别采用180kPa、220kPa、260kPa 和300kPa 四种压力，对应的压缩比为1.8∶1、2.2∶1、2.6∶1 和3∶1。在全回流下，测量3 种乙醇-水物系进料体积配比（1∶1、5∶4、3∶2），4 个压缩比下的回流量、冷凝器负荷和再沸器负荷。图2～图4分别为不同体积配比进料下压缩比对回流量、冷凝器负荷和再沸器负荷的影响。

图2 为不同体积配比进料下压缩比对回流量的影响。如图2 所示，在不同体积配比进料下，回流量随压缩比的增大而减小。这主要是由于压缩比增大，精馏段和提馏段之间的压力差和温度差都增大，两塔段之间的传热量增加，从而使精馏段内有更多的气相被冷却下来，内回流量增大，外回流量减少。

图2 不同体积配比进料下压缩比对回流量的影响

图3 不同体积配比进料下压缩比对冷凝器负荷的影响

图4 不同体积配比进料下压缩比对再沸器负荷的影响

图3 为不同体积配比进料下压缩比对冷凝器负荷的影响。如图所示，在不同体积配比进料下，冷凝器负荷随压缩比的增大而减小。当压缩比达到2.6∶1，冷凝器负荷降为零，即不用输入冷凝水，实验设备就可以稳定运行。

图4 为不同体积配比进料下压缩比对再沸器负荷的影响。如图4 所示，在不同体积配比进料下，再沸器负荷随压缩比的增大而减小。这主要是由于压缩比增大，精馏段和提馏段之间的压力差和温度差增大，两塔段之间的传热量增加，蒸汽需求量降低。当压缩比达到3.0∶1 时，再沸器负荷降为零，即不用蒸汽加热就可以实现塔的稳定操作。

1.2 理论板数和等板高度的测定

在全回流稳定操作下，测量塔顶和塔底乙醇的组成，利用芬斯克方程（1）来计算理论板数，通过式（2）计算等板高度。通过计算可得精馏段的理论板数为9.3，等板高度为301mm；提馏段的理论板数为3.8，等板高度为736mm。

式中，Nmin为最小理论板数；xD为塔顶乙醇的摩尔分数；xW为塔釜乙醇的质量分数；α为乙醇-水的平均相对挥发度；HETP 为等板高度；H 为填料高度。

1.3 传热量计算

在进行内部热耦合精馏研究的过程中，精馏段和提馏段之间的传热问题一直是困扰研究者的问 题[12]。本文在全回流操作，进料体积配比为1∶1的条件下，对两塔段间的传热量进行计算。假设没有热量损失，两塔段之间的传热量QT可以用公式（3）进行估算。

式中，LD和VD分别为塔顶液相和气相的质量流率；LB和VB分别为塔釜液相和气相的质量流率；HLD和HVD分别为塔顶液相和气相焓值；HLB和HVB分别为塔釜液相和气相的焓值；WC为压缩机做功。全回流操作时塔顶液相和气相的质量流率相等，塔釜液相和气相的质量流率相等，故式（3）可表示成式（4）。

又

故有

式中，QR为再沸器热负荷；QC为冷凝器热负荷。

根据实验数据，通过计算，全回流操作下，进料压缩比为2.2 时，再沸器负荷为10.83kW，冷凝器负荷为-3.61kW，压缩机做功为2.76kW。故两塔段之间的传热量为9.98kW。

在进行后续内部热耦合精馏塔的稳态和动态模拟时，需要输入精馏段和提馏段对应塔板之间的传热量，所以要对得到的传热量进行分布，一般采用两种分布方式，换热量平均分布式和热温匹配分布式。图5 为该塔内温差分布图，横坐标为该塔从塔顶到塔底对应测温点对数。

图5 塔内温差分布图

通过图5 可以看出，从塔顶到塔底，两塔段之间的温差越来越小，故采用热温匹配分布换热量比较准确。精馏段有9 块理论板，根据温差分布换热量，可计算得到每块理论板上放出的热量如表2。提馏段有4 块理论板，根据温差分布换热量，可计算得到每块理论板上吸收的热量如表3。

表2 精馏段塔板换热量

表3 提馏段塔板换热量

2 连续进料操作

在压缩比为2.2∶1 时，采用连续进料方式来分离乙醇-水物系，操作条件见表4。

2.1 温度分布

该内部热耦合精馏塔装置共安装了16 个测温点，精馏段和提馏段各有8 个测温点，当压缩比为2.2∶1 时，全塔的温度分布曲线如图6。由图6 可以看出，精馏段温度总体高于提馏段，而且精馏段的温度分布比较均匀，而提馏段温度变化较大，由此可以找到该塔的灵敏位置在第13 个测温点处，该灵敏位置为动态模拟中的温度控制点提供了参 考值。

表4 内部热耦合精馏塔的操作条件

图6 压缩比为2.2∶1 时的温度分布曲线

2.2 节能效果分析

利用Aspen Plus 软件，根据实验数据对乙醇-水物系进行单塔和内部热耦合精馏塔的模拟，使单塔模拟和内部热耦合精馏塔模拟的进料条件、塔顶塔釜采出率、塔顶塔釜的质量组成均与实验数据保持一致，进行节能效果的分析。表5 给出压缩比为2.2∶1 时的冷凝器负荷、再沸器负荷和压缩机负荷。

由表5 模拟数据可以看出，内部热耦合精馏塔比常规精馏塔节约冷量可达到46.09%，输入的再沸器和压缩机总热负荷可节约31.15%，通过实验数据可得，内部热耦合精馏塔比常规精馏塔节约冷量为52.3%，输入的再沸器和压缩机总负荷，内部热耦合精馏塔比常规精馏塔节约20.34%。模拟结果与实验结果存在一定偏差，原因主要是：在实验中设备虽做了保温处理，但还是会与环境之间产生热量交换，致使冷凝器负荷绝对值比模拟绝对值低，再沸器负荷比模拟值高。针对该塔，将塔身与环境之间的换热量进行计算，经过测量塔身散热面积为7.56m2，塔身与环境的温度差为20℃，通过计算该塔向环境中散热3.02kW，如果将这部分热量也计算入内，实验计算得到的内部热耦合精馏塔可节能30%，与模拟得到的31.15%仅相差1.15%，而这个微小偏差是由于其他管道设备也存在热损失。

表5 能量分布

图7 进料量F±20%干扰下动态响应曲线

3 控制结构

基于压缩比为2.2∶1时的连续操作的进料条件和得到的实验数据，对该内部热耦合精馏塔进行动态研究，以便更好地对该塔进行控制。由图6 的温度分布图可知，精馏段的温度变化平稳，所以塔顶采用直接组分控制，操纵变量为回流量。而提馏段的温度波动较大，故塔底采用温度控制或者温度组分串级控制。由上文确定第13 个测温点为灵敏位置，以此点观察全塔的操作稳定性。第13 个测温点 对应到稳态模拟中为第13 块理论板，即第13 块理论板为温度灵敏板，故以13 块板为温度控制点。

图8 进料组成XF±10%干扰下动态响应曲线

下面将塔底温度控制作为方案一，串级控制作为方案二，进行定值响应的对比，选出较优的一个控制结构。通过中继反馈检测，可得到温度控制的最终增益为11.11，最终周期为4.2，而串级控制的最终增益为4.39，最终周期为10.8。可看到温度控制具有较大的增益和较小的周期，故初步判断温度控制比串级控制更加紧凑，通过定值响应对这一猜想进行进一步的验证。图7 和图8 分别为进料量F±20%和进料组分XF±10%干扰作用下的动态响应曲线。

由塔顶压力动态响应曲线可以看出，两种方案均能在2h 内回到稳定状态，但是串级控制具有较大的超调量。由灵敏板温度动态响应曲线可以看出，利用温度控制方案，系统2h 就可以达到最初的稳定状态，没有稳态误差，而串级控制有很大的稳态误差。由塔顶产品组成动态响应曲线可以看出，串级控制得到的响应曲线有较大的超调量和轻微的震荡，而温度控制能够很平稳地达到稳定状态。所以塔釜采用温度控制能够使系统更好地趋于稳定。图9 为内部热耦合精馏塔的控制结构流程图，通过该控制方案的指导，该内部热耦合精馏塔在2h 后就达到了稳定操作状态。

图9 内部热耦合精馏塔的控制结构流程图

4 结 论

本文对内部热耦合精馏塔进行了操作性能和节能效果的研究，并基于实验数据对其进行了动态模拟，可以得到如下结论。

（1）全回流操作下，压缩比对回流量、冷凝器负荷和再沸器负荷均有影响；通过芬斯克方程计算得到该内部热耦合精馏塔的理论板数；另外对该内部热耦合精馏塔进行了传热量的计算，得到压缩比为2.2∶1 时精馏段和提馏段间的传热量，并将该换热量通过热温匹配形式分布到各塔板上。

（2）连续操作下，得到内部热耦合精馏塔内的温度分布，找到了该塔的温度灵敏位置。另外对内部热耦合精馏塔进行了节能效果分析，由分析结果可得：内部热耦合精馏塔比常规精馏塔可节约52.3%的冷量，输入的再沸器和压缩机总负荷可节约20.34%，并对模拟与实验的偏差原因进行了 分析。

（3）通过对内部热耦合精馏塔进行动态模拟，使用传统的控制方案对其进行控制可以得到很好的效果，系统可以在2h 后达到稳定状态。

符 号 说 明

H——填料高度，mm

HETP——等板高度，mm

HLB——塔底液相焓值，J/kg

HLD——塔顶液相焓值，J/kg

HVB——塔底气相焓值，J/kg

HVD——塔顶气相焓值，J/kg

LB——塔底液相质量流率，kg/s

LD——塔顶液相质量流率，kg/s

Nmin——最小理论板数，量纲为1

QC——冷凝器负荷，kW

QR——再沸器负荷，kW

QT——精馏段与提馏段之间传热量，kW

VB——塔底气相质量流率，kg/s

VD——塔顶气相质量流率，kg/s

WC——压缩机做功，kW

[1] Linnhoff B，Dunford H，Smith R. Heat integration of distillation columns into overall processes[J]. Chemical Engineering Science，1983，38（8）：1175-1188.

[2] Jana A K. Heat integrated distillation operation[J]. Applied Energy，2010，87（5）：1477-1494.

[3] Nakaiwa M，Huang K，Endo A，et al. Internally heat-integrated distillation columns：A review[J]. Chemical Engineering Research & Design，2003，81（A1）：162-177.

[4] Olujic Z，Fakhri F，de Rijke A，et al. Internal heat integration—The key to an energy-conserving distillation column[J]. Journal ofChemical Technology and Biotechnology，2003，78（2-3）：241-248.

[5] Gadalla M，Jimenez L，Olujic Z，et al. A thermo-hydraulic approach to conceptual design of an internally heat-integrated distillation column（i-HIDiC）[J]. Computers and Chemical Engineering，2007，31（10）：1346-1354.

[6] Horiuchi K，Yanagimoto K，Kataoka K，et al. Energy saving characteristics of the internally heat integrated distillation column（HIDiC） pilot plant for multicomponent petroleum distillation[J]. Journal of Chemical Engineering of Japan，2008，41（8）：771-778.

[7] Matsuda K，Iwakabe K，Yamaki T，et al. Effect of heat transfer characteristics on the compression process for an internally heat-integrated distillation column[J]. Kagaku Kogaku Ronbunshu，2011，37（2）：100-103.

[8] Wu G，Huang K，Chen H，et al. Simplified design and control of an ideal heat-integrated distillation column(ideal HIDiC)[J]. Asia-Pacific Journal of Chemical Engineering，2012，7（6）：912-927.

[9] Takamatsu T，Lueprasitsakul V，Nakaiwa M. Modeling and design method for internal heat-integrated packed distillation column[J]. Journal of Chemical Engineering of Japan，1988，21（6）：595-601.

[10] Mah R S H，Nicholas Jr J J，Wodnik R B. Distillation with secondary reflux and vaporization：A comparative evaluation[J]. AIChE Journal，1977，23（5）：651-657.

[11] Takamatsu T，Nakaiwa M，Nakanishi T. The concept of an ideal ieat integrated distillation column(HIDiC) and its fundamental properties[J]. Kagaku Kogaku Ronbunshu，1996，22（5）：985-985.

[12] Xu L，Chen D，Yan B，et al. Experimental investigation on heat exchange and separation performance of an annular structured internal heat-integrated distillation column[J]. Chinese Journal of Chemical Engineering，2014，22（10）：1087-1091.