同轴式内部热耦合精馏塔的传热性能

方静，赵蕊，李春利，轩碧涵（河北工业大学化工学院，天津 300130）

研究开发

同轴式内部热耦合精馏塔的传热性能

方静，赵蕊，李春利，轩碧涵
（河北工业大学化工学院，天津 300130）

提出了一种以实验物系的物性数据为基础的计算同轴式内部热耦合精馏塔（HIDiC）总传热系数的方法。本文以乙醇-水为实验物系，以自行搭建的中试规模同轴式HIDiC为研究对象，通过在不同压缩比下（1.4～2.6，步长为0.1）的连续操作实验研究，得到塔内的温度分布，通过计算两塔段的相变给热系数来计算该塔的总传热系数和精馏塔段与提馏塔段间的换热量。在同轴式 HIDiC中乙醇-水实验物系总传热系数的计算值在 300～800W/（m2·K），并且随着压缩比的增大而逐渐降低。在操作条件和产品纯度与实验值保持一致的情况下，将精馏塔段与提馏塔段间换热量的计算值带入软件中模拟，得到的全塔温度分布与实验中的温度分布在误差范围内吻合良好，证明本文计算同轴式HIDiC总传热系数的方法切实有效。

蒸馏；塔器；传热；计算机模拟

精馏是一种高能耗低、热力学效率的化工操作单元。有研究表明［1-3］，其能耗占化工行业中液相分离过程总能耗的95%，这一独立的单元操作所需能耗为化工行业整体的60%，并且其典型的热力学效率为5%～20%。所以，降低精馏过程能耗，对其进行热量集成并提高其热力学效率的研究显得尤为重要。内部热耦合精馏塔（HIDiC）通过增强精馏操作过程的可逆性，提高其热力学效率，具有巨大的节能潜力，可节能 30%～60%［4］，受到众多研究者的关注［5-8］。

本文以中试规模的同轴式HIDiC为研究对象，与常规精馏塔的结构不同，同轴式HIDiC即从常规精馏塔的进料处将全塔一分为二，将精馏塔段置于提馏塔段内部，且二者的中轴线在同一直线上，两塔段共用一组再沸器与冷凝器，塔段之间通过压缩机与节流阀相互连通。基于精馏塔段需要多次冷凝放热，提馏塔段需要多次吸热蒸发的原理，利用压缩机来提高进入精馏塔段气体的压力与温度，使两塔段之间存在换热温差，并以精馏塔段的塔壁为换热面，由于两塔段间内部的热量交换降低了冷凝器和再沸器的热负荷从而达到节能的目的。图1为同轴式HIDiC的换热过程示意图。

图1　同轴式HIDiC的换热过程的示意图

1　同轴式HIDiC的传热实验

1.1 实验装置与实验步骤

本研究所选用的主要实验装置为同轴式HIDiC，全塔由内外两塔段组成，内部为精馏塔段，外部为提馏塔段，其内外两塔段均采用304L不锈钢材质。在整个装置中均采用单程管壳式换热器，冷凝水作为塔顶冷凝器的冷源，高压蒸汽作为塔底再沸器与过热装置的热源，该塔的主要参数见表1，主要实验设备规格见表 2。为了研究两塔段间的内部热量交换需对温度进行测量，该塔分别在精馏塔段和提馏塔段各安装了8个温度测量点。精馏塔段从塔顶至塔底分别为1～8测温点，同样地提馏塔段为9～16测温点，利用无纸记录仪来进行所有测量温度的记录，全塔温度测量点的具体分布如图2。

表1　本研究所选用的同轴式HIDiC的主要参数

表2　主要实验设备规格

图2　全塔温度测量点的具体分布

整个装置的流程如下所述，通过进料泵将储存于原料罐中的原料输送至预热槽，经预热后送至提馏塔段的顶部，提馏塔段使用塔底再沸器进行加热，提馏塔段内部的上升蒸汽过热后经压缩机提高温度和压力后送至精馏塔段塔底，精馏塔段内部的上升蒸汽经塔顶冷凝后部分作为产品采出至轻组分罐，部分作为回流再次进入精馏塔段，精馏塔段塔底液相经节流阀送至提馏塔段顶部，提馏塔段底部液相作为产品采出至重组分罐，轻重组分罐中产品可以通过一定比例的调配混合再次作为原料使用。本实验装置流程简图如图3中所示。

本研究以乙醇-水作为实验待分离物系，首先采用全回流操作待稳定后测量两塔段塔顶塔底的产品组成，利用图解法计算同轴式HIDiC的理论板数，然后在全回流稳定操作的基础上进行连续进料与采出，连续操作的具体实验参数见表 3。通过调节压缩机的排气跟踪来控制实验过程中的压缩比，并记录相关实验数据。

图3　本实验装置流程简图

表3　连续操作参数

1.2同轴式HIDiC的传热计算

目前的研究通常利用换热量平均分配和热温匹配两种分配方式来进行。换热量平均分配方式就是将全塔的总换热量 QT平均分配到每对塔板上，使每对塔板之间的换热量Qi都相等，即给定Qi值。热温匹配方式则是根据每对塔板之间换热温差的不同来对总换热量进行分配，就是说每对塔板之间的换热量大小取决于该对塔板之间的温差大小，即在换热面积一定的情况下，每对塔板之间的总传热系数K也是定值。由于在同轴式HIDiC中沿塔高从上至下每对测温点之间的温差变化很大，所以全塔的总传热系数不可能为常数，并且每对塔板之间的换热量也不可能都相同，所以本研究致力于通过计算的方式确定每对测量点之间的K值，并用于后续两塔段之间换热量的计算。

1.2.1总传热系数K的计算

对于同轴式HIDiC而言，影响两塔段之间总换热量的参数有总传热系数、换热面积和换热温差，其中后两者对于既定的HIDiC是可以通过实验来进行测量的，只有总传热系数需要通过分别计算精馏塔段和提馏塔段的对流传热系数来得到。因为精馏塔段和提馏塔段内的气相和液相均处于饱和状态，精馏塔段供给提馏塔段热量这一换热行为会使两塔段内的流体发生相变，从而精馏塔段与提馏塔段之间的对流传热系数为相变给热系数，分别用式（1）～式（3）来计算相变给热系数中的冷凝传热系数和沸腾传热系数。

（1）CHIRIAC等［9］提出的冷凝对流传热系数经验公式如式（1）、式（2）。

（2）ROHSENOW等［10］提出的沸腾对流传热系数经验公式如式（3）。

本研究的定性温度为连续实验操作状态下两塔段对应位置的温度差。由式（1）～式（3）可知需利用各物质的物性参数来计算相变给热系数，分别计算了在定性温度下各纯物质和混合物的气液两相的物性参数。

（1）液相纯物质

式中，T为定性温度，K；R为气体常数，取8.314；A1～A4为公式中系数（表4）。

表4　液相等压热容系数

②液相密度Lρ如式（6）、式（7）［11-12］。

式中，T为定性温度，K；Tc为临界温度，K；t为定性温度，℃；A～E、n为公式中系数（表5）。

表5　液相密度系数

③液相黏度 μL如式（8）［13］。

式中，T为定性温度，K；A～C为公式中系数（表6）。

④液相热导率λL如式（9）、式（10）［11-12］。

式中，T为定性温度，K；A～C为公式中系数（表7）。

表6　液相黏度系数

表7　液相热导率系数

（2）液相纯物质的混合

式中，x为液相质量分率；i、j为待分离物系中不同组成；a、a0、a1、b、b0、b1为相关系数，a0=8.45923，a1=-0.0219210，b0=-16.2416，b1=0.0444150。

（3）气相纯物质

①气相等压热容如式（17）。

式中，T为定性温度，K；R为气体常数，取8.314；A～E为公式中系数（表8）。

②气相密度vρ如式（18）～式（21）。

表8　气相等压热容系数

式中，Pc为临界压力，Pa；Tc为临界温度，K；Tr为对比温度；ω为偏心因子；T为定性温度，K；R为气体常数，取8.314；B、B0、B1为公式中系数（表9）。

表9　气相密度系数

③气相黏度Vμ如式（22）［16］。

式中，T为定性温度，K；A～D为公式中系数（表10）。

表10　气相黏度系数

④气相热导率Vλ如式（23）。）

式中，T为定性温度，K；A～C为公式中系数千（表11）。

表11　气相热导率系数

（4）气相纯物质的混合

式中，y为气相质量分率；M为分子相对质量；i，j为待分离物系中不同组成。

综合上述公式与混合规则，可计算在定性温度下精馏塔段与提馏塔段间对应位置上混合物的气液相物性参数，可利用式（1）～式（3）计算两塔段间的冷凝对流给热系数和沸腾对流给热系数。由于两塔段间的换热是通过精馏塔段的塔壁进行的，所以考虑塔壁的热传导不可忽略，那么精馏塔段与提馏塔段间的总传热系数可利用式（29）来计算，计算结果如图 4所示，同轴式 HIDiC的总传热系数在 300～800W/（m2·K）的范围内。同轴式HIDiC两塔段之间换热过程的热阻主要为：精馏塔段塔壁内侧冷凝液膜的热阻、外侧蒸发液膜的热阻和塔壁自身的热传导热阻。

式中，αR为精馏塔段的传热系数，W/（m2·K）；αS为提馏塔段的给热系数，W/（m2·K）；δ为精馏塔段塔壁的厚度，m；λ为精馏塔段塔壁材质的传热系数，W/（m·K）。

从图4中可以看出，在同一精馏塔段和提馏塔段对应测温点的总传热系数随着压缩比的增大而减小，呈现负影响的关系。据推测，主要是因为随着两塔段间压缩比的增大，两塔段间对应位置的温差增大（图5），本文主要通过待分离物系的物性数据来计算该塔的总传热系数，而物性数据又都是温度的函数。还由于两塔段间的换热驱动力增大，精馏塔段会向提馏塔段提供更多的热量从而增大了精馏塔段塔壁内侧的冷凝液膜厚度，使这一侧的热阻增大，又由于精馏塔段的液膜热阻为影响总传热系数的关键，所以随着压缩比的增大，总传热系数降低了。

1.2.2两塔段对应位置间换热量的计算

两塔段间的换热量可利用式（30）来计算，计算结果如图6所示。

图4　不同压缩比下的总传热系数

式中，Qi为精馏塔段与提馏塔段对应测温点间的换热量，W；K为总传热系数，W/（m2·K）；A为换热面积，m2；ΔT为精馏塔段与提馏塔段对应测温点间的温差，℃。

图6显示了压缩比的变化对精馏塔段与提馏塔段之间换热量的影响，从中不难看出，随着压缩比的增大，两塔段之间的换热量也增大了。据推测，主要是因为随着压缩比的增大，两塔段对应位置之间的温差即换热驱动力逐渐增加，使精馏塔段塔壁内侧的上升蒸汽在塔壁上发生部分冷凝，放出的相变热通过塔壁的热传导使塔壁外侧的下降液膜表面发生部分气化，所以两塔段之间的换热量是随着压缩比的增大而逐渐增加的。从图6中还可以看出，在同一压缩比下沿塔高从上至下，两塔段之间的换热量有轻微的减小趋势，但塔底附近的3个测温点对应位置间的换热量无明显规律。推测原因是：塔釜采用蒸汽直接加热导致附近温度不稳定，而塔顶部分的温度相对稳定，能更好地反映同轴式HIDiC两塔段间的换热规律。

2　同轴式HIDiC的模拟

将计算得到的精馏塔段与提馏塔段对应测温点间的换热量带入Aspen plus软件进行模拟，流程图如图7所示，模拟主要参数与连续实验操作参数保持一致并采用Wilson热力学模型。将模拟得到的温度与试验温度进行对比，结果如图8所示。从图中可以看出，模拟得到的温度与实验值计算值在误差允许范围内吻合良好，推测误差原因是环形壁流现象以及液膜自上而下厚度变化的影响。拟合结果表明本文所提出的同轴式HIDiC总传热系数的计算方法在一定范围内切实可行。

图5　不同压缩比下的温差

图6　不同压缩比下两塔段之间的换热量

图7　模拟流程图

图8　模拟与实验温度对比图

3　结　论

本文以中试规模的同轴式 HIDiC为研究对象，以乙醇-水为实验物系，通过在不同压缩比下的实验研究了该塔的温度分布，提出了一种计算该塔总传热系数和精馏塔段与提馏塔段间换热量的方法，计算得到同轴式HIDiC的总传热系数随压缩比的增大而减小，数值在300～800W/（m2·K）的范围内，并利用Aspen plus软件对计算得到的值进行了模拟验证。结果表明在一定误差范围内，两者吻合良好，所以本文提出的总传热系数的计算方法切实可行。

符号说明

A′—— 换热面积，m2

A～E —— 相关公式系数

a、a0、a1、b、b0、b1—— 相关系数

Csf—— 组合常数

cL—— 冷凝液的等压热容，J/（kg·K）

pm

Ga—— 量纲为1

g —— 重力加速度，m/s2

i，j—— 待分离物系中不同组成

K—— 总传热系数（具体值见章节3.2.3），W/（m2·K）

K''—— 量纲为1

L—— 换热面的长度，m

M —— 分子相对质量

n—— 相关公式系数

Pr—— 冷凝液的普朗特数

Pc—— 临界压力，Pa

Qi—— 精馏塔段与提馏塔段对应测温点间的换热量，W

R—— 气体常数，取8.314

r—— 冷凝潜热，kJ/kg

T—— 定性温度，K

Tc—— 临界温度，K

Tr—— 对比温度

ΔT—— 精馏塔段与提馏塔段对应测温点间的温差，℃

Δt—— 精馏段与提馏段对应位置上的温度差，℃

x—— 液相质量分率

y—— 气相质量分率

α —— 定性温度下的冷凝对流给热系数，W/（m2·K）

αR—— 精馏塔段的给热系数，W/（m2·K）

αS—— 提馏塔段的给热系数，W/（m2·K）

δ—— 精馏塔段塔壁的厚度，m

λ—— 精馏塔段塔壁材质的导热系数，W/（m·K）

σ—— 气-液界面的表面张力，N/m

ω—— 偏心因子

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·产品信息·

浙江力普石墨粉碎球化生产线再次出口日本

日前，来自世界500强企业列前100位的一家日本株式会社第二次专程来到浙江力普粉碎设备有限公司订购石墨粉碎球化生产线。经现场带料试验，结果表明由该生产线加工的石墨微粉精度更好，振实密度高，球形度理想，产品成品率高，粒度集中，耗能降低 20%左右。日商对此十分满意，连连称此生产线达到了国际领先水平，当场下单订购，并将浙江力普公司作为长期战略合作伙伴。

这次出口的石墨粉碎球化成套设备，只需将石墨原料进行多次粉碎、分级、打散，就能实现石墨的球形化。其中系统产生的尾料和成品可通过风网系统和集料系统进行统一的收集。此方案在石墨加工行业已取得卓越成果，成为石墨粉碎球化领域中的佼佼者。整个系统的出料点少，配以高度自动化的电气控制系统，实现较高程度的自动化生产，节约人力资源并有效地控制车间内的粉尘污染问题。电气控制也可采用领先的PLC自动化设计，实现粉碎过程的无人化连续操作和整条生产线的电脑控制操作。各系统中设备的排放可根据实际要求进行灵活调整，通过改变软管的连接能够方便的调整同组中各种规格主机的数量组合。

目前，浙江力普公司的石墨粉碎球化生产线已远销日本、巴西等国家；同时在我国的黑龙江、内蒙古、山东、吉林、湖北、湖南等石墨产地得以广泛使用，深受好评。

浙江力普咨询热线：13806745288，13606577969传真：0575-83152666网址：www.zjleap.com E-mail：zjleap@163.com

Heat transfer property of concentric internally heat integrated distillation column

FANG Jing，ZHAO Rui，LI Chunli，XUAN Bihan
（School of Chemical Engineering，Hebei University of Technology，Tianjin 300130，China）

A calculation method of the overall heat transfer coefficient of concentric internally heat integrated distillation column（HIDiC）is proposed in this study. The method is based on the physical property data of experimental system. The ethanol-water mixture is used as a case to study the self-made pilot-plant concentric HIDiC under different pressure ratio experimentally（1.4—2.6，step is 0.1）. The phase transformation to the coefficient of heat is calculated by measured temperature distribution. The overall heat transfer coefficient and heat exchange amount between the two columns sections are computed through experimental temperature in this column. The calculated value of the overall heat transfer coefficient decreases with the increase of the pressure ratio and is shown to be between 300W/（m2·K） and 800W/（m2·K）. In the case of operating conditions and product purity consistent with the experimental value，the heat transfer calculation value between rectifying and stripping sections is substituted into software to simulate. The temperature distribution simulated by the calculated value in simulation software is correlated with the experimental temperature. The method of calculating the overall heat transfer coefficient of HIDiC is proved to be practical and effective.

distillation；column；heat transfer；computer simulation

TQ 028

A

1000-6613（2016）08-2342-08

10.16085/j.issn.1000-6613.2016.08.06

2015-11-23；修改稿日期：2016-01-07。

教育部博士点基金项目（20131317120014）。

方静（1977—），女，博士，教授，主要从事分离与纯化研究。联系人：李春利，男，博士，教授，主要从事分离与纯化研究。E-mail ctstfj@163.com。