分壁精馏塔分离苯-甲苯二甲苯模拟工艺研究

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化学工业与工CHEMICALINDUSTRYAND

第29卷第2Vol. No.文章：1004-9533(2012)02-0051-分壁精熘塔分离苯／甲苯／二甲苯的模拟工艺研何，干爱华I,2*，(I.化工学院， ;2.精熘技术国家工程，：分壁精熘塔（简称分壁塔）在节能和节约投资方面都有很大的优势和潜力，因此近几年来人们对它的深入研究也越来越多。以等比例的苯、甲苯和二甲苯为原料，通过模拟工艺流程，研究分析了分壁塔的进料位置、隔板位置、回流比、侧线采出位置以及液汽相分流比与能耗、组分纯度的关系。研究结论显示，分壁塔的最适宜液相分流比和汽相分流比分别为0.65和0.45，与常规精熘塔相比，分壁塔分离所得的苯、甲苯和二甲苯的纯度高，冷凝负荷和热负荷分别比常规精熘塔降低0669%和34.1675%：分壁精熘塔；常规精饰塔；完全热耦合精熘；汽液分号 文献标志码SimulationofSeparatingBenzene/Toluene/XylenewithDividingWallColumnHEXi-tao1,GANAi-hua1'2,CHEN:Dividingwallcolumnhasalotofadvantagesandpotentialinenergysavingandinvestmentsav-ing,therearemoreandmoreresearchesondividingwallcolumninrecentyears.Withequalproportionofbenzene,tolueneandxyleneasrawmaterialsandprocesssimulation,therelationshipsbetweenfeedstage,wallposition,refluxratio,side-drawpositionsplitratiosofliquidandvapor,andenergyconsump-tion,components'puritywereyzed.Resultsshowthat,thebestliquidsplitratioandthebestvaporsplitratioare0.65and0.45respectively.Comparedwithconventionaldistillationtowers,benzene,tolu-eneandxyleneobtainedfromdividingwallcolumnaremorepurer,andthecondenserdutyandreboilerdutyofdividingwallcolumnarereducedby31.0669%and34.1675%,respectively.Keywords:dividingwallcolumn;conventionaldistillationtower;compleythermalcouplingdistil-lation;splitratiosofliquidandvaporWC(ividingWalColmn)隔壁塔，就是在精熘塔中加入1个隔板，使原料在塔内分开精熘，相当千将预分离塔与精熘塔在同一个塔内完成，属千两个塔的完全热耦合精熘。图1为

DWC的示意图DWC的概念，并申请了专利(I]。Glinos等(2]通过研究发现，分壁塔与常规精熘塔相比，降低收稿日期：201111- ：（022)27404701,E-mail:ganaihua@.en。 化学工业与工 2012年3组分组分组分

)、甲苯(To)和二甲苯Xn)的工况为例使用ChemAD对分壁塔分离BTX的工艺进行稳态模拟研究，并与工厂中常规双塔分离工艺进行比较。表1为原料参数及分离要求。表1进料参数及分离要原料参分离要组分流率原料参分离要组分流率塔顶X"'"""';;.99.99'7.侧线XToluene>99塔底甲温度37.压力图 DWC示意Fig. Schematicdiagramofdividingwall耗和节省投资均在30％左右。对千一些特殊的物系分离，节能可达到50%-60%[)。目前，该领域的技术主要掌握在BASF公司。当其它公司成功的研发出分离高纯度3组分物系的DC技术时，由BASF公司建造的第1座DWC装置运行已经超过了10年。Becker和Shtz分别在2001年和2002年了有关DWC技术在工业中应用的成功7-]。到2008年为止，全球分壁的塔数量已经达到了0座，其中有0多座填料分壁塔是由BASF公司设计建造，同时，分壁塔的数量仍在迅速增加[9]。根据《化学工程》2004年，Ude公司已经把分壁塔与抽提蒸熘组合在一起，采用Mor-e工艺来分离不同原料中的苯和甲苯或者二甲苯。第1套工业装置千2004年秋季在德国Gelsenkirchen的Aral芳经公司投产，可生产甲苯30OOOt/d，纯度高达99.9%以上。与双塔方案比较，节省投资5%，节能%。尽管分壁塔在节能和减少投资上有很大的潜力，然而，苛刻的操控条件却成为了该技术在工业中广泛应用的瓶颈[)。研究发现，在所有的精熘塔器中，DWC是最难控制的[)。Havorsen等(]运用简捷法对DWC的能耗做了研究分析，他们发现，普通精熘塔额外的增加了变量一一液相和汽相分流比(liquidandvaporspliti-OS)，并且这2个变扯对于DWC的节能起要的作用

分壁精熘塔的分壁精熘塔可以等效成1个预分离塔(pefrac-onor)和1个主塔(mncolumn)的双塔系统13)。图2为分壁塔分离模型。通过采用Fenske-Under-wood-Gliland方法得到预分熘塔塔板数为30，进料板为15，主塔塔板数为55，侧线采出为第30块板。由千进料组分均为经类并且是常压分离，因此热力学方程采用SK模型。．分壁塔的最大特点就是增加了2个变最一一液相分流量和汽相分流量。在此自定义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。汽相分流量一单位时间内由隔板底部汽分流器流入主塔部分的汽相流量。在图2分流比 流入主分熘塔的分流流入预分熘塔和主塔的总流＝分流器中的总流＝液相分流比 进入主分熘塔的液相流流人预分熘塔和主塔的总液相流 液相分流液相分流器中的总流汽相分流比 进入主分熘塔的汽相流流入预分熘塔和主塔的总汽相流汽相分流＝汽相分流器中的总流第29卷第2 ，等：分壁梢熘塔分离苯／甲苯／二甲苯的模拟工艺研 苯甲苯二甲苯苯进图2分壁塔分离模Fig.2Divededwallcolumn化工热力学模由于原料为芳径，在模拟中对千芳经的分离一般使用由混合规则Panagiotopolous&Reid定义K方程的SM]。SRKM状态方程与SRK方程一致可以表示成p V- V(V+其中，a(T)=0.42748R2冗／Pcx b=0.086 在SRKM方程中a(T)=T尸<c,-I)exp[C,x(1-仇）］（4)SRKM状态方程适用的混合规则am=LLx,xja,l bm=Lx,b; a,}＝（a;a)0·5[1-Kij+(Kji-K,}）（｀厂

k,l=K.,l+Kb,lIT+ Kj,=K.j,+Kbj/T+ 分壁塔的工艺参数分在分壁塔分离TX主艺中，主要研究进料位置侧线采出位置、回流比和分流比对塔的能耗及分离效果的影响。l其它条件不变，改变分壁塔的进料位置，观察分壁塔的能耗及分离效果的改变。图3为进料位置与能耗及各组分纯度的关系图。通过进料位置由第块板改变到第块板，发现，进料位置在2330块板时分离效果达到最佳。进料位置低千第块板都会使能耗增加，同时侧线甲苯的纯度也明显下降，这主要是由于进料位置过高或过低都会引起预分熘塔内的液体返混。根据能耗，最终确定分壁塔的最适宜进料位置为第块板。 侧线采出位置通过图，可以发现，第24~30块板为侧线的最适宜采出位置，组分的纯度最高。由24到30块板之间，能耗逐渐下降，因此，第30块板为最佳的侧线采出位置。同时，当侧线在4块板以下时，塔底组分二甲苯的纯度开始迅速下降，而侧线采出位置对塔顶组分的影响并不大。因为三者的相对挥发度为知：'.r:x=7.544:.680:.000,苯的相对挥发度最大，在塔顶易分离，因此侧线位置对苯的纯度影响不明显。而当侧线位置过千偏于分壁塔下部（第34块板以下）时，会导致大最未分离的甲苯进入塔底与塔底的二甲苯混合，从而导致塔底二甲苯的纯度下降[1]。3.3回流比的影响见图5由图5可以看出，当进料位置与侧线采出均处千最适宜位置时，随着回流比的增大，再沸器的能耗逐渐增大，塔底的二甲苯的纯度也不断增大，塔顶苯的纯度是先升高，当回流比达到3.5恒定。然而，侧线采出中的甲苯的纯度却是逐渐减小。这是由千回流比的增大导致了回流量的增大，进而增大了分壁塔侧线采出所在的隔板一侧的返 混，使得甲苯的纯度降低。考虑3组分纯度的综 化学工业

与工 2012年3qq-83)-茹--

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因素，3.54.5为回流比的最适宜范围。低于) 时，苯和二甲苯的纯度会明显降低，高于4.5会使再沸器能耗增大，侧线甲苯纯度降低。经过确切的计算可知，.508为最适宜的回流比。3.4液相和汽相分流是分壁塔的最大特点 液相比汽相更容易收集和分布，因此在这2个变 中液相分流相对于汽相分流更容易控制。液((-qlR3- 挥忌

182023252830333538-进料板／／／＾／＾八人人

上端精熘段（图2中的I)被收集后通过液相分流器在隔板顶部两侧（图2中的II和皿顶端塔板）按比例进行分配。汽相在塔端提熘段（图2中的)被收集后通过汽相分流器在隔板底部两侧（图中的II和皿的底端塔板）按比例重新分配。汽液相的分流直接影响到能耗和组分的分离效果，它也是分壁塔控制的重要变量。图6显示了在不同汽液分流比下能耗和各组分的分离纯度蒜

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j 通过图6c)、图6d)、图6e)和图6f)中不同分比下各组分纯度的投影，可以看出，在液相15182023252830333538 流比为0.65-0.90，汽相分流为0.40-0.45范进料板／ 内，3组分的纯度分别为 99.99%,l99.90%,Xx99.90%，均可达到分离要l艺 总首艺 1518202J252830进料板／

3538

99.99%,XT99.90%,XX99.90%,XBottom-0.10%。由所能达到分离要求的分流比区域可以看出，汽相分流比控制范围较窄，这也正是分壁塔不易操作和广泛推广的主要原因。根据图6a)6b)，可以确定最适宜液相分流比为0.65，汽相分流比为0.45,再沸器的能耗为212.7lh(Ical=4.18J)。由于汽相相对于液相比较难流，通过调控液相分流来达到分离要求。等[I“通过试验研究分壁塔分离苯、甲苯和二甲苯三组分混合物时发现，进料点分别沿进料段由上而下变化时，塔顶的产品苯的质最分数依次提高，而侧线产品甲苯的质量分数先增大后减小，最终确定进料位置在中间部位。并且 巳5182023252830333538进料板／

得出了最适宜侧线采出点也处在侧线中部。然而，本次模拟结果显示，塔顶苯的质量分数随进料位置由上到下先增大后减小。因为等在试验中只取了3个点作为参考，无法全面各工艺条件的变化对产品质扭分数的影响。但是，总体来说本次模拟结果与等的试验结果基图

不同进料位置对能耗和分离Effectofdifferentfeedstagesonenergyconsumptionandseparation

吻合第29卷第2 ，等：分壁精熘塔分离苯／甲苯／二甲苯的模拟工艺研 -(q(q.I83_)陨！！

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图5不同回流比对分离效Fig.5Effectofdifferentrefluxratioon冢\\\\

77

分壁精熘塔与常规精熘的比常规的双塔精熘工艺，可以分为2种分离工艺二甲苯之间的相对挥发度为a8:a1:ax=7.544: 2830333538侧线板／租4不同侧线采出位置对能耗和分离效果的影响Fig.4Effectofdifferentside-drawstageonenergyconsumptionandseparation

3.680:1.000，所以选用优先分离出苯的双塔工艺。熘工艺同样采用SRKM热力学模型。分 化学工业与工 2012年32l3I2l3II4I45l l初170l初170沿凡a

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I.OOOE-e)不同分流比的二甲苯的纯 图 不同汽液分流比下能耗和各组分的分寓纯Fig.6Effectorsplit通过比较发现，在产品纯度基本相当下，分壁塔的冷凝负荷和热负荷分别比常规精熘塔减少31.0669％和34.1675%熘塔在节能方面占有很大的优势。

s通过模拟分壁精熘塔分离等比例的苯、甲苯和二甲苯三组分物系工艺，以及与常规精熘塔模拟结s第29卷第2 ，等：分壁精熘塔分离苯／甲苯／二甲苯的模拟T艺研 )常规精熘塔分离结果比较，在苯、甲苯和二朵 甲苯的组成比例相同时，分壁精熘塔在冷负荷和热负荷方面分别节能31.066 9％和34.1675%进 塔底甲苯含最减少50%甲苯 参考文献孕＿二图 常规精熘塔分离BTX模Fig.7Conventionalmodelofseparating表 分壁塔与常规精熘塔模拟结Table2ResultsofsimulationofDWCandconventionaldistillationcolumn

[ 刚，匡国柱．用分隔壁精溜塔对苯类混合物离的上艺分析［Jl.炼油与化工，2008,(4):17-[2lGLINOSKA,MALONEMF.Optimalityregionsforcomplexcolumnalternativesindistillationsystems[J].ChemicalEngineeringResearchandDesign,1988,66(3):229-[3]HALVORSENIJ,SKOGESTADS.ShortcutysisofoptimaloperationofPetlyukdistillation[J].IndustrialandEngineeringChemistryResearch,2004,43(14):3994-3[4]HERNAADEZS,JIMENEZA.ControllabilityysisofthennallycoupleddistillationsystemsJ].IndustrialandEn-即neeringChemistryResearch,1999,38(10):3957-3963分壁 常规精熘 比较值／％ [5 LUYBENWL.Derivationoftransferfunctionsfor进料塔顶压力

8.333 137.9310137.9310137.9313.508 3.357 1.972 37.715-149.1540-140.5813-75.793 31.066

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99.899

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