第31卷第1l期 计算机与应用化学 V01．31，No．11 and November 2014年11月28日 Chemistry 28，2014 ComputersApplied 醋酸提浓工艺的模拟与优化 秦辉1， 宫丽娜2， 李建隆卜 (1．青岛科技大学化工学院，山东，青岛，266042：2．青岛市排水管理处，山东，青岛，266042) 摘要：醋酸提浓是一个重要的工业过程，醋酸、水的分离难度较大、能耗较高一直是研究热点。本文建立了数学模型，选择 Plus软件RadFrac模块对提浓过程进行模拟，模拟数据与实际生产相符。模拟结果表明提浓 NRTL．HOC物性方法，利用Aspen 塔能耗高，能源利用不理想，因此，利用AspenPlus的Sensitivity模块对参数进行灵敏度分析，依照分析结果对提浓工艺进行 了优化设计。优化后的工艺总塔板数不变；进料位置由第26块板变为第11块板：增加了2个换热器；热公用工程消耗比原工 艺减少16．99％：冷公用工程消耗比原工艺减少18．01％。 关键词：醋酸提浓；流程模拟：优化；节能 中图分类号：TQ211；TQ52；TQ014 文献标识码：A DoI：10．11719／com．app．the 1 引言 醋酸在工业上应用十分广泛[1-3]，使用时常需脱水增边界限制，具有高度的热力学复杂性【l31。另外，共沸工 浓，循环利用；或从废水中回收醋酸以减轻对环境的污 艺过程包括精馏、分相和混合等诸多单元操作，存在十 染【4】，醋酸与水的分离难度很大，故一直备受关注【5】。如 分复杂的组合优化问趔14】，合理组合可使能源利用效率 在工业生产乙烯酮的过程中。以醋酸作为反应物进行高 迈上新的台阶。据统计，化工行业的能耗占工业总能耗 温裂解，一分子醋酸裂解为一分子乙烯酮和一分子水， 的70％，其中约有60％用于精馏过程【l51，而且中国能源 未裂解的醋酸约占投料量的44．9％。由于水的生成致使 消耗大、利用率低。在大力倡导节能减排的今天，研究 未裂解的醋酸浓度降低，需要进行脱水提浓【6】。 醋酸提浓过程的优化集成具有重要意义。 目前，醋酸提浓的方法主要有吸附法、膜分离法、萃 本文利用Aspen 取法、酯化法和精馏法【”。吸附法因醋酸吸附容量较小， 了详细的模拟计算，借助灵敏度分析得出共沸精馏塔最 且后续处理困难，工业上尚未应用【8】；膜分离法存在膜价 佳的进料温度、进料位置等工艺参数。为该优化工艺的 格高、更换费用高、易破裂，大规模工业生产困难的问 工业生产提供了基础数据。 题【9J；萃取法仅适于低浓度醋酸水溶液的分离，欲得到高 2 醋酸提浓的工艺流程 纯醋酸还需经过共沸精馏，工艺能耗加大，该法多停留 在实验室研究阶斟10】；酯化法采用硫酸作催化剂，在生 醋酸提浓工艺采用醋酸丁酯作为共沸剂，醋酸丁酯 产中会产生废硫酸形成二次污染…】。相比而言，精馏法 和水形成低沸点共沸物从共沸塔塔顶排出，浓酸从塔底 更为成熟且生产能力大。现在工业生产中醋酸提浓多采 产出【16】。对某工业过程进行分析，得原料酸的进料组成 用精馏法中的共沸精馏、法【12】。 如下表l所示。 共沸过程中共沸物系涉及气一液一液平衡且存在精馏 表1稀醋酸的进料组成 !!!!!!!生!!鲤!!!里!!丝!璺!!垒丛生竺!皇!兰i璺： 。。嚣竺咖 H：。 czH4。z C2H20 c02 CO c：H4 c出 1t2 质量分数 4．36E．03 1．13E一04 7．68E-03 1．78E．04 1．OlE．05 massfraction／％ 收稿日期：2014．02．21；修回日期：2014-03．08 基金项目：山东省自然科学基金(ZR2011BQ006) 作者简介：秦辉(1990一)。女。山东人，硕士研究生，E-mail： 联系人：李建隆(1953一)，男，山东人，博士，教授，博士生导师，E—mail：．ell 1374 计算机与应用化学 凝后进入回收醋酸储槽。因醋酸丁酯在循环过程中有损 耗，故需在共沸精馏塔进料中补加醋酸丁酯(图中以物料 3表示)。 3 工艺流程的模拟与优化 采用平衡级数学模型对该提浓过程进行模拟，由于 含醋酸体系中存在醋酸分子缔合现象，使得体系表现出 强烈的非理想性，因此，物性方法采用针对缔合体系的 进行模拟【l”。 The ofaceticacidconcentration． Fig．1 process 3．1流程模拟 图1醋酸提浓流程图 对上述实际工艺过程进行分析模拟，得到共沸提浓 现行的工艺流程如图1所示。稀酸醋ACID进入闪蒸 塔的基本操作参数，如表2所示。其中幼为稀酸的进料温 器S01除去不凝气，经过泵POI力H压进入共沸塔T01，在共 度，一为稀酸进料量，坼为理论塔板数，w口为稀酸进料 沸塔内水和醋酸丁酯NBA形成低沸点共沸物自塔顶产出， 中醋酸的质量分数，mw／mfffcd精馏塔塔釜流出物与进料量 经换热器H01冷却后进入酯水分相器S02，分相后醋酸丁 的质量比，如为回流酯的温度。 酯循环使用，水进入污水处理厂；浓酸自塔底产出经冷 表2共沸塔的操作参数 !尘!!!!些P苎苎磐l旦塑211112唑塑兰，旦：!： Feed 鲫／℃ Fl／(kg·h‘1) 坼 stage Wa mJmf 纠℃ 比较模拟结果与实际运行中共沸提浓塔的测量数 塔底馏出物的温度，F为醋酸丁酯的补加量。由表3可知模 据，结果见表3。其中w。为共沸精馏塔塔顶馏出物中醋酸 拟结果和实际运行共沸塔的实测结果非常吻合，证明所 的质量分数，w2为共沸精馏塔塔釜馏出物中醋酸的质量 选模型正确，模拟结果可靠。 分数，tl为共沸精馏塔塔顶馏出物的温度，t2为共沸精馏塔 表3共沸塔模拟值与实测值的比较 !!!!!i￡竺翌221i垒2登211型!堂翌∑!坐!翌垒垫塑业：!生!鱼!竺兰2业P!堂!生!!坐!璺： Wl／％ w2／％tfC t2／C，t，(蚝‘h‘1) 3．2流程优化 为93．78℃，两者温差为78．28℃。巨大的温差不仅增加 验证模型可靠性后，借助AspenPlusffJSensitivity模 了共沸塔塔釜的能耗，还破坏进料位置处塔的平衡，减 块优化流程。 少有效塔板的数量。 3．2．1现有装置的耗能情况及存在问题 (2)共沸塔塔顶蒸出的93．78℃的共沸蒸汽直接用冷 分析整个系统的用能可知，系统的热量消耗主要位于 却水冷却，不仅增加了冷却水的负荷还浪费了大量蒸汽 共沸塔再沸器处：再沸器把进塔15．5℃的醋酸丁酯和 余热。 14．37℃的稀醋酸加热至110℃左右；系统的冷公用工程消 3．2．2优化方案 耗于塔顶出料的冷凝、冷却上：为了将酯、水彻底分离， 基于上述问题，提出以下改进措施：(1)增加醋酸预 把出塔的93℃蒸汽直接冷至15℃。整个系统热公用工程 热器；(2)增加回流醋酸丁酯的预热器。物料经预热器预 kW。 消耗量为711．43kW，消耗的冷公用工程为675．64 热后，可降低进料和设备处的温差，避免破坏装置内的 系统在能源利用方面存在以下不足： 温度平衡和物料平衡。预热器的热源采用共沸塔塔顶排 (1)进料和进料板位置温差大。稀酸的来料温度为 出的93．8℃共沸蒸汽，这样可降低冷却水的用量，节约 14．37℃，进料板处的温度为103．89℃，两者存在近90℃ 电耗与水资源。下面是改进后的醋酸提浓流程图。 的温差：醋酸丁酯回流温度为15．5℃，酯进料口处温度 秦辉，等：醋酸提浓工艺的模拟与优化 1375 从上图可以看出，在稀醋酸和醋酸丁酯进料温度较 低时，废水出口处醋酸质量分数也很低，当稀醋酸进料 温度达到92℃，醋酸丁酯迸料温度达到38℃以后，废水 中酸含量急剧增加。在保证排出废水中醋酸含量不超标 的前提下，预热进料，稀醋酸可加热到92℃，醋酸丁酯 可加热到45℃。 进料温度会对进料位置产生影响，故需利用 Sensitivity模块对进料位置进行灵敏度分析，探讨新进料 情况下的最优进料位置。图5是稀酸迸料位置对废水中 酸含量的影响，从图中可以看出废水中酸含量随着进料 板位置的增大呈现增加趋势，模拟表明最低的进料板位 置为1l。 Thesimulationafter Fig．2 optimized 图2优化后的流程 对整个共沸精馏过程分析可知进料温度的提升不是 没有限度的，原过冷进料相当于在塔内存在局部冷凝器， 进料温度越低，气液接触越充分，塔顶醋酸含量就越低。 进料温度提高到一定程度后，塔顶带出的醋酸量非常大， 醋酸损失严重，排出废水中酸含量超标，增加了后续处 理的难度。利用AspenPlus的Sensitivity模块对进料温度 与排出废水中的醋酸含量进行灵敏度分析。稀酸进料温 度及醋酸丁酯回流温度对排出废水中醋酸含量关系分别 见图3图4。 mass in The betweenthe fractionofaceticacidwaste Fig．5 relationship waterandtheaceticacidfeed stage． 图5废水中醋酸含量与稀醋酸进料位置的关系 4 优化结果 通过灵敏度分析得到更优的进料温度及进料位置。 Plus软件对醋酸提浓塔进行了 带入新的参数，利用Aspen 模拟，模拟结果如表4所示。 表4优化后共沸塔的主要输入、输出参数 4 The after ．．．．．—．Table parametersofazeotropetowersoptimization．．．．．．．． Feed t／l／C Fl／fkg‘h‘1) Nr stage between ofaceticacidinwaste The them$．qs向action Fig．3 relationship waterandtheaceticacidfeed temperature． 图3废水中醋酸含量与稀醋酸进料温度的关系 0 8 O 6 新工艺中共沸塔塔顶出来的93．07℃的共沸蒸汽先 0 4 0 2 和14．93℃的稀酸进料换热，稀酸升温至92℃，共沸蒸 0 0 汽被冷却到84．18℃；84．18℃的共沸物再和15．5℃的回 0 8 0 6 流酯进行换热，酯升温至45℃，共沸物被冷却到 0 4 81．12℃，至此，工艺物流间的换热完成。 0 2 0 0 整个工段还需要冷公用工程553．99kW，热公用工程 2 0ⅢⅢⅢ呲咖咖瞄瞄呲咖呲 590．53 kW。原工艺系统消耗的冷、热公用工程分别为： 675．64 kW和711．43kW。优化后的流程中冷、热公用工 between in 程消耗分别比原工艺节省18．01％和16．99％。由于对进 The themassfractionofaceticacidwaste Fig．4 relationship waterandtllen-ouWI∞etateICed texture． 塔的物料进行了预热，降低了进料和设备处的温差，减 图4废水中醋酸含量与醋酸丁酯进料温度的关系 轻了迸料对装置内物料平衡的破坏，这不仅降低了能耗， 1376 计算机与应用化学 2014，3 1(10) Ketene Acetic of 还提高了系统的稳定性，增大了处理能力。 byCrackingAcid．Beijing：ThesisBeijing ofChemical University Technology,2000． 13 LiJianlong，LouXiaoyan，LiuYing，Wang 5 and ofMTo 结论 optimizationproductseparationprocess．Computers and AppliedChemistry，2013，30(5)：527．530． 14 Xiuhui，Yuan 本文对实际生产中的醋酸提浓工段进行了模拟核 XingJiangliang，Huang Weikang．Process simulationof aceticacid industrial via dehydrationsyrstem 算，发现实际运行中的醋酸提浓塔因能量运用不合理存 distillation．CIESCJournal，2012． heterogeneousazeotropic 在蒸汽和冷却水的浪费，还存在进料温度设置不合理导 63(9)：2681．2687． 15 and WangLijan，LiXi，ZhangHongjian．Thermodynamicanalysis 致的塔平衡破坏有效塔板数降低的问题，以上这些问题 for distillationsimulationaceticacid—water-b azeotropic utyl acetate Journal，2005，56(7)：1260—1265． Plus软件对醋酸提 system．CIESC 使得操作成本较高。本文借助Aspen 16 ‰Hui．Guan and ofacetic Guofeng．Simulationoptimization 浓塔进行了模拟，得到了合适的操作条件，通过体系内 acid．water distillation systemcomplicated process．Chemical 能量的集成，实现了醋酸提浓过程的节能。模拟所得到 Engineering，200l，32f5)：5．9． 17 J L．SeibertA Humphrey F．Separationtechnologies：an 的数据对流程的实际应用具有指导意义。 for 992，88(3)： opportunityenergysaving．ChemEngProg，1 32-41． References： l Wu and of 中文参考文献 Shaojan．Simulation Chaoteng．Li optimization ofthesolvent coluinn． distillation azeotropic dehydration and 1 吴超腾，李邵军．溶剂脱水塔共沸精馏过程模拟与优化m．计算 ComputersAppliedChemistry,2009，26f1)：109一113． 2 Jiao．wu andLiu Qinglin．The 机与应用化学，2009，26(1)：109．113． Geng Youting 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