变压精馏及萃取精馏分离乙醇-苯共沸物

韩祺祺

中海油山东化学工程有限责任公司 济南 250101

设 计 技 术

变压精馏及萃取精馏分离乙醇-苯共沸物

韩祺祺*

中海油山东化学工程有限责任公司 济南 250101

使用Aspen Plus分别研究变压精馏及萃取精馏分离乙醇-苯二元共沸物的工艺流程。两种分离流程的塔设备费用相近，萃取精馏工艺较传统变压精馏工艺节能显著，再沸器节能约34%；热集成变压精馏工艺较萃取精馏工艺节能约17.2%，且所需蒸汽品位更低。

热集成变压精馏 萃取精馏 共沸物 乙醇-苯

在化工生产中，经常遇到欲分离组分之间形成共沸物的系统。对于形成共沸物的系统难以用普通精馏的方法将其分离。常采用的分离共沸物的方法有：萃取精馏、变压精馏、共沸精馏、膜分离、吸附等。

乙醇(沸点78℃)和苯(沸点80℃)混合物在常压下形成二元最低共沸物，其共沸点温度为68.24℃, 共沸组成中含有44.8 mol%的乙醇[1]。因此，一般的精馏方法不能达到分离要求。对于乙醇-苯物系，压力变化对共沸组成影响明显[1]，可以采用变压精馏分离。已有文献报道采用变压精馏分离乙醇-苯共沸物的方法[2-3]。此方法中，乙醇-苯共沸物分别从高压塔及低压塔塔顶蒸出，能耗较大。与变压精馏相比，萃取精馏通过加入萃取剂改变待分离组分间的相对挥发度，且萃取剂不需要从塔顶蒸出，能耗较少。笔者使用Aspen Plus模拟软件分别对乙醇-苯共沸物的变压精馏工艺及萃取精馏工艺进行模拟，从设备投资和能耗对比两种分离工艺，并提出了热集成变压精馏工艺。研究结果对进一步的实验研究提供理论参数，对于该类共沸物分离过程的工业设计有一定意义。

1 工艺原理

1.1 分离原理

对于乙醇-苯共沸物，当压力从101.3 kPa增至507 kPa时，共沸物组成中乙醇的摩尔分数由44.8% 变为60%，共沸点温度由68℃上升到119℃[4]。据此，可以使用变压精馏方法分离乙醇苯的混合物。

除变压精馏外，萃取精馏也是常用的有效分离二元共沸物的方法。根据萃取剂的选取原则[5]，对于乙醇-苯共沸物选用二甲基亚砜(DMSO)作为萃取剂。利用Aspen Plus软件可以作出该体系的剩余曲线见图1。

图1 乙醇/苯/二甲基亚砜体系剩余曲线

从图1中可见，选择二甲基亚砜作为萃取剂是合适的。

1.2 热力学方法

模拟采用UNIQUAC方程作为热力学方法。使用Aspen Plus求得乙醇-苯在不同压力下的汽液平衡数据，计算结果与文献中实验数据[4]的对比见图2。对于二甲基亚砜-乙醇及二甲基亚砜-苯体系，尚未有文献提供完整的汽液平衡数据。文献中仅提供了恒温条件下，汽液平衡时系统压力与液相组成的关系，计算结果与文献中实验数据[6，7]的对比见图3和图4。由图2～4可见，Aspen Plus的计算值和实验值基本一致。

图2 乙醇-苯汽液平衡数据

图3 乙醇-二甲基亚砜汽液平衡数据

图4 苯-二甲基亚砜汽液平衡数据

1.3 原料和产品规格

拟分离的物料参数：进料量600 kmol/h，温度35℃，压力1.5bar。原料和产品规格见表1。

表1 原料和产品规格 (mol%)

2 变压精馏模拟

2.1 工艺流程

分离乙醇-苯的工艺流程见图5。

图5 变压精馏分离乙醇-苯工艺流程

工艺流程中主要由两个不同操作压力的塔组成，低压塔(C1)和高压塔(C2)。乙醇-苯混合物以及从高压塔塔顶循环回来的液相混合后进低压塔。低压塔塔底得到乙醇产品；低压塔塔顶所得乙醇和苯的共沸物经冷凝后，一部分作为回流，一部分由增压泵升压后进高压塔，高压塔塔底得到苯产品。同样，高压塔塔顶所得乙醇和苯的共沸物经冷凝后，一部分作为回流，一部分经减压后，作为循环物流进低压塔。

2.2 双塔压力的选取

本模拟中，低压塔采用常压塔，高压塔采用加压塔。经模拟分析可知，增大加压塔的压力，乙醇-苯的共沸组成变化增大，循环物流量减小，能耗及设备投资减少；但压力增加，两组分相对挥发度减小，加压塔的理论板及回流比均增加，加压塔塔底温度亦升高。经初步优化，两塔压力选定为101.3 kPa和507 kPa。已有文献报道[2-3]使用减压塔及常压塔分离乙醇-苯混合物，此方法需提供真空，消耗额外的动力，对设备要求高，投资增加。

2.3 模拟结果

低压塔和高压塔内的液相摩尔浓度分布分别见图6和图7。塔板序号自上而下，其中第一块板为冷凝器，最后一块板为再沸器。低压塔和高压塔塔顶组成接近塔顶压力对应的共沸组成，塔底得到满足要求的产品。高压塔塔顶物料中乙醇摩尔分数为59%，原料中乙醇的摩尔分数为65%，两者与低压塔中第7块理论板上乙醇浓度接近，因此将高压塔塔顶产品与原料混合后从第7块理论板进低压塔是合理的。

3 萃取精馏模拟

3.1工艺流程

用二甲基亚砜作萃取剂萃取精馏分离乙醇-苯的工艺流程，见图8。

图6 低压塔内液相摩尔浓度分布

图7 高压塔内液相摩尔浓度分布

图8 萃取精馏分离乙醇-苯工艺流程

二甲基亚砜从萃取精馏塔(C3)的上部入塔，乙醇和苯从萃取精馏塔的中下部入塔，在萃取剂作用下将乙醇脱除，苯从塔顶采出；萃取精馏塔塔底物料进溶剂回收塔(C4)，塔顶得到乙醇产品，塔底物料为萃取剂二甲基亚砜，经换热冷却后循环返回萃取精馏塔。

3.2 溶剂比的选取

溶剂比越大，各塔板上溶剂浓度越大，共沸物中轻重相对挥发度越大，分离效果越佳。溶剂比过大时，分离效果变化不明显，且增大溶剂回收塔的负荷及萃取精馏塔的能耗，经济上不合理。经初步优化，本模拟中选取溶剂比为1.67。

3.3 模拟结果

以二甲基亚砜作萃取剂分离乙醇-苯的萃取精馏塔内液相摩尔浓度分布见图9。溶剂回收塔内液相摩尔浓度分布见图10。

图9 萃取精馏塔内液相摩尔浓度分布

图10 溶剂回收塔内液相摩尔浓度分布

塔板序号自上而下，其中1板为冷凝器，2、3板为再沸器。1～4板为溶剂回收段，从溶剂加入板至塔顶，二甲基亚砜的液相浓度迅速降至零。该段对乙醇和苯没有明显的分离作用。4～15板为精馏段，二甲基亚砜的浓度近似恒定。由于在16板有液相进料，提馏段二甲基亚砜液相浓度明显降低。再沸器处二甲基亚砜浓度发生跃升。

4 热集成变压精馏模拟

对于变压精馏工艺，高压塔塔顶温度明显高于低压塔塔底温度，可以采用热集成变压精馏分离工艺，即利用高压塔塔顶气相作为低压塔再沸器热源。

理论上，采用热集成变压精馏工艺，高压塔与低压塔的操作参数与变压精馏工艺相同，但精馏操作所需的热量及冷凝器所需的冷量可以大幅减少。

5 模拟结果与讨论

通过调整塔的工艺参数，使变压精馏及萃取精馏两种工艺分离出的产品规格基本一致。变压精馏及萃取精馏各塔的较优操作条件见表2。变压精馏、萃取精馏和热集成变压精馏能耗比较见表3。

表2 变压精馏和萃取精馏比较

表3 变压精馏、萃取精馏和热集成变压精馏能耗比较

根据文献8中的公式，塔设备投资与(D)1.066(L)0.802成正比，可知变压精馏和萃取精馏两种工艺所使用的塔设备投资基本一致。

从模拟结果可见，热集成变压精馏工艺能耗最小，其次为萃取精馏。萃取精馏所需的热量与变压精馏相比减少约34%，但萃取精馏所需的热源温度较高。热集成变压精馏所需热量与萃取精馏相比减少约17.2%，与传统变压精馏相比减少约45%，且热集成变压精馏工艺所需的热源温度较低。

6 结语

(1)本文研究乙醇-苯共沸物的分离，采用变压精馏工艺以及萃取精馏工艺均可以实现乙醇-苯共沸物的分离。萃取精馏工艺采用二甲基亚砜作为萃取剂。

(2)经过比较，萃取精馏方法相对传统变压精馏方法在操作成本方面具有显著优势，也更节能。

(3)与萃取精馏工艺相比，热集成变压精馏工艺分离的产品中未引入其他杂质，所需蒸汽品位更低。对于乙醇-苯共沸物，热集成变压精馏工艺优于传统变压精馏工艺及萃取精馏工艺。

1 Perry R H Perry. 化学工程手册[M].6版 第13篇. 北京: 化学工业出版社, 1992: 92-94.

2 张宗飞, 马正飞, 姚虎卿. 变压精馏乙醇苯混合物分离工艺模拟计算[J]. 南京工业大学学报：自然科学版, 2006, 28(04):48-51.

3 彭昌荣, 刘期凤. 乙醇-苯混合物变压精馏的稳态模拟及优化[J]. 化学工程师, 2006, 10 (10):15-17.

4 Wang Q; Chen G; Han S. Rantiae Hwaxue Xuebae - Journal of Fuel Chemistry and Technology, 1990, 18, 2.

5 陈洪钫, 刘家祺. 化工分离过程[M]. 北京: 化学工业出版社, 1995:73-76.

6 Bittrich H J; Eckert R Z. Vapor/liquid phase equilibrium of binary mixtures with methanol or ethanol as one of the components [J]. Phys Chem (Munich), 1992, 175, 217-234.

7 Kenttamaa J; Lindberg J J; Nissema A. Vapour pressures and activities in the dimethyl sulphoxide-benzene system[J]. Suom Kemistil B, 1960, 33, 189-192.

8 WILLIAM L. LUYBEN. Distillation Design and Control Using AspenTM Simulation[M]. 2nd Edition. Hoboken, New Jersey: John Wiley & Sons, Inc., 2013:84.

2016-09-19)

*韩祺祺：助理工程师。2014年毕业于天津大学化工学院化学工程专业获工学硕士。从事化工工艺设计工作。 联系电话：(0531)55656254，E-mail：hanqiqi_@126.com。