变压精馏及萃取精馏分离乙醇-苯共沸物.docx

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1、变压精馏及萃取精馏分别乙醇-苯共沸物韩祺祺*【摘 要】摘要：使用 Aspen Plus 分别争论变压精馏及萃取精馏分别乙醇-苯二元共沸物的工艺流程。两种分别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。【期刊名称】化工设计【年(卷),期】2023(027)002【总页数】4【关键词】热集成变压精馏 萃取精馏 共沸物 乙醇-苯设 计 技 术在化工生产中，常常遇到欲分别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一般精馏的方法将其分别。常承受的分别共沸物的方法有：萃取精馏、变压精馏

2、、共沸精馏、膜分别、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到达分别要求。对于乙醇 -苯物系，压力变化对共沸组成影响明显 1， 可以承受变压精馏分别。已有文献报道承受变压精馏分别乙醇-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，萃取精馏通过参加萃取剂转变待分别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

3、进展模拟，从设备投资和能耗比照两种分别工艺，并提出了热集成变压精馏工艺。争论结果对进一步的试验争论供给理论参数，对于该类共沸物分别过程的工业设计有肯定意义。1 工艺原理1.1 分别原理对于乙醇-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 1194。据此， 可以使用变压精馏方法分别乙醇苯的混合物。除变压精馏外，萃取精馏也是常用的有效分别二元共沸物的方法。依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

4、。从图 1 中可见，选择二甲基亚砜作为萃取剂是适宜的。1.2 热力学方法模拟承受 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，计算结果与文献中试验数据 4的比照见图 2。对于二甲基亚砜-乙醇及二甲基亚砜-苯体系，尚未有文献供给完整的汽液平衡数据。文献中仅供给了恒温条件下，汽液平衡时系统压力与液相组成的关系，计算结 果与文献中试验数据 6，7的比照见图 3 和图 4。由图 24 可见， Aspen Plus 的计算值和试验值根本全都。1.3 原料和产品规格拟分别的物料参数：进料量 600 kmol/h，温度 35，压力 1.5bar。原

5、料和产品规格见表 1。2 变压精馏模拟2.1 工艺流程分别乙醇-苯的工艺流程见图 5。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，一局部作为回流， 一局部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，一局部作为回流，一局部经减压后，作为循环物流进低压塔。2.2 双塔压力的选取本模拟中，低压塔承受常压塔，高压塔承受加压塔。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

6、小，能耗及设备投资削减；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，加压塔塔底温度亦上升。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别乙醇 -苯混合物，此方法需供给真空，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，最终一块板为再沸器。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

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别乙醇-苯的工艺流程，见图 8。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，分别效果越佳。溶剂比过大时，分别效果变化不明显，且增大溶剂回收塔的负荷及萃取精馏塔的能耗，经济上

8、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别乙醇-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。塔板序号自上而下，其中 1 板为冷凝器，2、3 板为再沸器。14 板为溶剂回收段，从溶剂参加板至塔顶，二甲基亚砜的液相浓度快速降至零。该段对乙醇和苯没有明显的分别作用。415 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，可以承受热集成变压精馏分别工艺，即

9、利用高压塔塔顶气相作为低压塔再沸器热源。理论上，承受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一样，但精馏操作所需的热量及冷凝器所需的冷量可以大幅削减。5 模拟结果与争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别出的产品规格根本全都。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。依据文献 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根本全都。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削减约 34

10、%，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削减约 17.2%，与传统变压精馏相比削减约 45%，且热集成变压精馏工艺所需的热源温度较低。6 结语(1) 本文争论乙醇 -苯共沸物的分别，承受变压精馏工艺以及萃取精馏工艺均可以实现乙醇-苯共沸物的分别。萃取精馏工艺承受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本钱方面具有显著优势，也更节能。(3) 与萃取精馏工艺相比，热集成变压精馏工艺分别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。参 考 文 献：1 Perry

11、 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别工艺模拟计算J. 南京工业大学学报：自然科学版, 2023, 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, 2023, 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,

12、 刘家祺. 化工分别过程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 sul

13、phoxide-benzene systemJ. Suom Kemistil B, 1960, 33, 189-192.8 WILLIAM L. LUYBEN. Distillation Design and Control Using AspenTM SimulationM. 2nd Edition. Hoboken, New Jersey: John Wiley & Sons, Inc., 2023:84.*韩祺祺：助理工程师。2023 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 ： (0531)55656254 ， E-mail ： hanqiqi_126 。