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2025 , Vol. 52 >Issue 3: 34 - 44

DOI: https://doi.org/10.13543/j.bhxbzr.2025.03.004

化学与化学工程

变压精馏-热泵分离碳酸二甲酯/甲醇共沸物的工艺模拟

  • 蔡洪雨 ,
  • 吴慧雄 ,
  • 樊松林
展开
  • 北京化工大学 化学工程学院，北京 100029
E-mail：

男，2000年生，硕士生

收稿日期: 2025-01-14

  网络出版日期: 2025-05-30

收起

Process simulation of a pressure⁃swing distillation-heat pump for the separation of dimethyl carbonate/methanol azeotropes

  • HongYu CAI ,
  • HuiXiong WU ,
  • SongLin FAN
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  • College of Chemical Engineering，Beijing University of Chemical Technology，Beijing 100029，China

Received date: 2025-01-14

  Online published: 2025-05-30

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摘要

针对传统变压精馏分离碳酸二甲酯/甲醇共沸物存在的高能耗问题，采用Aspen Plus软件对变压精馏工艺的常规热集成工艺、中间再沸器式热泵精馏与常规热集成的耦合工艺、常规热泵精馏、常规热泵精馏与中间再沸器的耦合工艺进行了模拟计算，并以年度总成本（TAC）和二氧化碳排放量为指标评价了不同工艺的改进效果。结果显示，当设备折旧年限为3年时，在第16块塔板增加中间再沸器的热集成耦合工艺最具经济效益，TAC为22.73×106元/a，相比原变压精馏工艺降低了43.06%；当设备折旧年限为5年时，采用二级压缩常规热泵精馏与中间再沸器耦合的工艺具有最佳的经济效益，TAC为21.02×106元/a，相比原变压精馏工艺降低了47.34%，二氧化碳排放量为3.01 t/h，相比原变压精馏工艺降低了76.13%；当设备折旧年限为8年时，二级压缩常规热泵精馏与中间再沸器耦合工艺的TAC最小（17.50×106元/a），相比原变压精馏工艺降低了56.16%。

关键词： 热泵; 变压精馏; 中间再沸器; 二元共沸物; 稳态模拟

本文引用格式

蔡洪雨 , 吴慧雄 , 樊松林 . 变压精馏-热泵分离碳酸二甲酯/甲醇共沸物的工艺模拟[J]. 北京化工大学学报（自然科学版）, 2025 , 52(3) : 34 -44 . DOI: 10.13543/j.bhxbzr.2025.03.004

Abstract

The separation of dimethyl carbonate/methanol azeotropes using traditional pressure⁃swing distillation suffers from the problem of high energy consumption. Aspen Plus software was used to simulate the conventional heat integration process of the pressure⁃swing distillation process， the coupling process of intermediate reboiler heat pump distillation and conventional heat integration， conventional heat pump distillation， and the coupling process of conventional heat pump distillation and intermediate reboiler. The improvements resulting from different processes were evaluated with the total annual cost （TAC） and carbon dioxide emissions as indicators.The results show that when the depreciation period of the equipment is three years， the heat⁃integrated coupling process with an intermediate reboiler added to the 16th plate affords the most economic benefits， and the TAC is 22.73×106 yuan/a， which is 43.06% lower than that of the original pressure⁃swing distillation process.When the depreciation period of the equipment is five years， the coupling of two⁃stage compression conventional heat pump distillation and an intermediate reboiler has the best economic benefit. The TAC is 21.02×106 yuan/a， which is 47.34% lower than that of the original pressure⁃swing distillation process. The carbon dioxide emission is 3.01 t/h， which is 76.13% lower than that of the original pressure‑swing distillation process.When the equipment depreciation period is eight years， the TAC of the coupling of two‑stage compression conventional heat pump distillation and an intermediate reboiler is the smallest （17.50×106 yuan/a）， which is 56.16% lower than that of the original pressure‑swing distillation process.

Key words： heat pump; pressure-swing distillation; intermediate reboiler; binary azeotrope; steady⁃state simulation

引 言

碳酸二苯酯通常由酯交换法合成［1］，原料碳酸二甲酯（DMC）与副产物甲醇（MeOH）在常压下会形成共沸物，其组成为70%（质量分数，下同）甲醇和30%碳酸二甲酯，沸点为64.0 ℃［2］。采用常规的精馏方法难以实现共沸物的分离，目前工业上主要使用萃取精馏和变压精馏技术分离共沸物［3］。其中，变压精馏技术是利用压力变化改变共沸物组分间的挥发度以实现共沸物分离的方法，与萃取精馏法相比，变压精馏法无需引入第三组分，省去了第三组分分离回收的步骤。但是变压精馏中高压塔塔釜的温度较高，能源消耗大，生产成本高，对变压精馏工艺进行节能优化具有较为重要的实际意义。
为了降低生产能耗，人们采用各种方法对变压精馏工艺进行了改进。卫红梅等［4］采用变压精馏分离DMC-MeOH共沸物体系，优化了高压和低压精馏塔的操作条件，并对高压塔的塔顶冷凝器与低压塔的塔釜再沸器进行了能量集成，与常规变压精馏相比，能耗降低了约46%。高海见等［5］搭建了变压精馏分离DMC-MeOH共沸物的工艺，对高压和低压精馏塔进行了参数优化，并提出了高低压精馏热耦合工艺以降低能耗，与原工艺相比，采用热耦合技术后冷却水消耗量减少了77.2 t/h，低压蒸汽消耗量减少了1.5 t/h。此外，研究者还利用热泵技术改进了变压精馏工艺。热泵是一种采用机械功作为动力，使低品位热变为高品位热的装置，在这种逆循环过程中，低温低压蒸汽经过压缩机压缩后升温升压，达到所需条件，最终通过换热器释放热量。热泵技术可以有效提高变压精馏系统的能量利用效率［6］，降低能耗。杨祉聪等［7］提出了一种热泵辅助变压精馏分离二氯甲烷-甲醇共沸体系的节能方案，并探讨了热泵配置的技术可行性和经济效益，结果显示，与传统变压精馏工艺相比，热泵辅助变压精馏工艺的能耗降低了29.96%，年度总成本（TAC）减少了40.45%。林子昕等［8］提出了基于热泵辅助的改进变压精馏工艺用于分离DMC-MeOH共沸物，并探讨了不同热泵方案的可行性和经济性，结果表明，基于中间再沸器的蒸汽再压缩式热泵的节能效果及经济性最好，与传统热集成变压精馏相比，热泵辅助变压精馏的过程能耗降低了24.31%，年度总成本降低了12.58%。
目前，对DMC-MeOH共沸体系变压精馏的节能研究工作主要集中于两塔操作条件的优化、DMC回收塔冷凝器与MeOH回收塔再沸器的热集成以及低压塔的热泵精馏等方案，而对于耗能更大、塔釜温度更高的高压塔节能优化以及热泵精馏中间再沸器换热位置的研究较少。为此，本文探究了热泵精馏在DMC-MeOH共沸体系变压精馏系统中应用的可行性和经济效益，构建了热泵精馏应用于高压塔的节能优化方案，提出DMC回收塔塔顶蒸汽在不同压缩比下的热泵精馏方案，并使用Aspen Plus软件对不同热泵精馏方案进行了稳态模拟与能耗比较。

1 变压精馏分离DMC-MeOH共沸物的工艺流程

以苯酚与碳酸二甲酯为原料，使用酯交换法合成碳酸二苯酯，副产物为甲醇，化学反应如式（1）和（2）所示。
C H 3 O C O O C H 3 + C 6 H 5 O H → C H 3 O C O O C 6 H 5 + C H 3 O H
C H 3 O C O O C 6 H 5 + C 6 H 5 O H →
C 6 H 5 O C O O C 6 H 5 + C H 3 O H
上述反应中，副产物甲醇和原料碳酸二甲酯在0.18 MPa的压力下产生甲醇质量分数为72.54%的共沸物，DMC-MeOH的共沸温度为80 ℃。共沸物在反应精馏塔中经过初步分离后从塔顶进入高低压精馏系统中进行分离。变压精馏分离DMC-MeOH共沸物的工艺流程如图1所示，其中Q 1~Q 5表示换热器负荷。
图1 变压精馏分离DMC-MeOH共沸物的工艺流程图

Fig. 1 Flow chart of the pressure‑swing distillation process for the separation of the DMC-MeOH azeotrope

DMC-MeOH共沸物首先进入高压DMC回收塔，在0.98 MPa的高压下共沸物中DMC的质量分数由27.46%变为14.35%，共沸物中析出的DMC经DMC回收塔精制后，在塔釜得到DMC产品。DMC回收塔塔顶的共沸物进入减压塔（甲醇回收塔）中，在42 kPa的压力下共沸物中DMC的质量分数由14.35%变为37.45%，析出的甲醇经过精制后由塔釜采出，塔顶的共沸物与DMC回收塔塔顶的采出物料进行流股间换热，然后回流至DMC回收塔中继续进行分离。

2 评价指标

采用年度总成本TAC［9］作为经济评价指标，二氧化碳排放量作为环境评价指标，以TAC最小为目标对不同工艺的操作条件进行优化，以实现经济效益最大化。

2.1 年度总成本

TAC由操作费用及新增年均设备费用两部分组成，如式（3）所示。
C T A C = C O C + C C C / β
式中： C O C为操作费用，包括高低压蒸汽费用、循环冷凝水费用及压缩机电费，年总运行时间取8 000 h； C C C为设备费用；β为设备折旧年限，取5年。
操作费用中各能源费用根据文献［9］进行计算，美元与人民币的汇率按照1美元=7.190人民币换算；设备费用［10］仅包括由工艺改进所带来的新增换热器及压缩机的费用，对于原工艺中已有的塔器以及其他不需要更换的换热器不进行设备费用的计算。操作费用及设备费用的具体计算方式见表1。
表1 费用计算方法

Table 1 Cost calculation

项目 数值或公式
高压蒸汽（4.2 MPa，254 ℃）费用/（美元·GJ-1） 9.88
低压蒸汽（0.6 MPa，160 ℃）费用/（美元·GJ-1） 7.78
循环冷却水费用/（美元·GJ-1） 0.354
电费/（美元·GJ-1） 16.9
新增换热器费用/美元 7 296×A 0.65
新增压缩机费用/美元 7 429×P C 0.82

A为换热器换热面积，m2；P C为压缩机功率，kW。

2.2 二氧化碳排放量

本工艺中采用的各公用工程的二氧化碳排放因子如表2所示。其中，电的碳排放因子根据《关于发布2022年电力二氧化碳排放因子的公告》［11］确定，蒸汽及循环水的碳排放因子来自文献［12］。
表2 能源碳排放因子

Table 2 Energy carbon emission factors

项目 二氧化碳排放因子 单位
电 0.832 5 kg/（kW·h）
低压蒸汽 0.247 1 t/t
高压蒸汽 0.329 4 t/t
循环水 0.000 2 t/t

3 变压精馏节能改造工艺及评价结果

3.1 常规热集成工艺

通过对常规变压精馏工艺（图1）的分析可以发现，DMC回收塔塔顶蒸汽温度与甲醇回收塔塔釜温度相差82 ℃，二者可以进行热量交换。在Aspen流程模拟中采用NRTL模型［13］模拟共沸物体系，高压塔参数采用文献［13］中的二元交互作用参数，低压塔参数采用Aspen内置的二元交互作用参数，具体如表3所示。
表3 DMC-MeOH二元交互作用参数

Table 3 DMC-MeOH binary interaction parameters

参数 数值或名称
高压塔 低压塔
组分i MeOH MeOH
组分j DMC DMC
Aij 0 1.719 36
Aji 0 -2.674 18
Bij 703.789 -201.566
Bji -191.836 1 035.67
Cij 0.3 0.5
热流股与冷流股间的最小换热温差为10 ℃，Aspen模拟的变压精馏热集成工艺如图2所示。由于DMC回收塔塔顶的蒸汽热量较大，因此将其分为3股：一股27.00 t/h的蒸汽去到甲醇回收塔塔釜作为甲醇回收塔的低压蒸汽，换热冷凝到134 ℃后回流至回流罐；另一股2.70 t/h的塔顶蒸汽与新鲜原料以及回流共沸物的混合物进行换热，将进料预热至124 ℃，塔顶蒸汽冷凝至134 ℃；最后剩余的蒸汽进入塔顶冷凝器冷却至134 ℃后进入回流罐中。
图2 变压精馏分离DMC-MeOH共沸物的热集成工艺流程图

Fig. 2 Flow chart of heat‑integrated process for the separation of the DMC-MeOH azeotrope using pressure‑swing distillation

原变压精馏工艺与热集成工艺的参数及评价指标如表4所示。与原变压精馏工艺相比，热集成工艺的二氧化碳排放量降低了3.14 t/h，低压蒸汽（MeOH塔热负荷）节能22.63 GJ/h，冷负荷节能24.48 GJ/h，TAC降低了约28.48%。
表4 原变压精馏工艺与热集成工艺的参数及评价指标比较

Table 4 Comparison of parameters and evaluation indicators for the original pressure⁃swing distillation process and the heat integration process

项目 数值
原变压精馏工艺 热集成工艺
DMC塔冷负荷/（GJ·h-1） 46.75 22.19
DMC塔热负荷/（GJ·h-1） 49.82 48.02
MeOH塔冷负荷/（GJ·h-1） 26.11 26.19
MeOH塔热负荷/（GJ·h-1） 22.63 0.00
高压蒸汽费用/（106元·a-1） 28.31 27.29
低压蒸汽费用/（106元·a-1） 10.13 0.00
冷却水费用/（106元·a-1） 1.48 0.99
新增换热器面积/m2 0.00 116.1
新增换热器费用/（106元·a-1） 0.00 0.27
二氧化碳排放量/（t·h-1） 12.61 9.47
TAC/（106元·a-1） 39.92 28.55

3.2 中间再沸器与热集成耦合工艺

虽然热泵精馏在高低压精馏系统中具有广阔的发展前景，但是热泵精馏的应用仍然受到限制，例如精馏塔塔顶与塔釜的温差应小于36 ℃，如果温差过大，热泵的应用并不会带来经济效益。因此，将热泵精馏应用于DMC-MeOH共沸体系的变压精馏工艺是否具有经济性，还需要进一步研究。Pleşu等［14］提出使用性能系数（COP）来评价热泵系统应用的经济性，其计算如式（4）所示。
C C O P = Q W = 1 η = T c T r - T c
式中：Q为精馏塔塔釜所需的热量，GJ/h；W为热泵压缩机所做的机械功，GJ/h；η为卡诺效率；T c为精馏塔塔顶冷凝器的温度，K；T r为精馏塔塔釜再沸器的温度，K。
Pleşu等［14］考虑到火力发电厂的效率和配电损耗，认为电能的成本是热能的5倍以上，并将卡诺循环的实际效率合理估计为理论效率的1/2。通过以上分析可知：只有当COP>10时，热泵精馏才有明确的经济效益；当5<COP<10时，需要对热泵精馏系统进行进一步分析，以确定其经济性；当COP<5时，热泵精馏在该系统中没有经济效益。根据此评价系统，本工艺中甲醇回收塔冷凝器与再沸器的温差为12 ℃，COP达到26.1，因此甲醇回收塔非常适合使用热泵精馏技术；而对于DMC回收塔，冷凝器与再沸器的温差为50 ℃，COP仅为8.1，因此热泵精馏技术在DMC回收塔中应用的经济效益还需要进一步评估。
根据热泵精馏技术在变压精馏工艺中应用的不同表现，本文除了考虑在DMC回收塔中直接采用塔顶蒸汽压缩加热塔釜的热泵精馏方案外，还考虑采用中间再沸器工艺，即塔顶蒸汽不再直接与塔釜换热，而是与塔中部侧采的一股物流进行换热。中间再沸器的应用可以显著降低冷凝器与再沸器的温差，提升COP值，从而达到节能降耗的目的。
DMC回收塔内的温度分布如图3所示。可以看出，塔内在第16、17、18块塔板上温度明显升高，塔内换热量较大且对COP值的影响较大。这3块塔板对应的COP值分别为58.2、21.2、10.9，因此考虑在这3块塔板上分别增加中间再沸器的DMC回收塔热泵精馏方案。其中，DMC回收塔的第16、17、18块理论塔板的温度分别为141.0、153.2、171.4 ℃。考虑到流股间换热温差，将压缩比分别设置为1.50、2.10、3.00。
图3 DMC回收塔内温度分布

Fig. 3 Temperature distribution in the DMC recovery column

由于在第16、17块塔板上添加中间换热器时，中间换热器的换热量较小，无法将塔顶蒸汽全部消耗，因此DMC回收塔塔顶的剩余气相物料中一部分对DMC回收塔进料进行预热，将进料预热至124 ℃，另一部分用于加热甲醇回收塔塔釜。但在第18块理论塔板上添加中间再沸器时，塔顶蒸汽用于加热甲醇回收塔塔釜后，剩余物料不足以对进料进行预热，因此将热泵出口物料通过中间再沸器换热冷凝与节流阀减压后，经过进料预热器对进料进行加热，再经过塔顶冷凝器冷却至回流温度。DMC回收塔中间再沸器不同添加位置的工艺参数及评价指标的模拟结果如表5所示。可以看出，与原工艺和热集成工艺相比，在第16块理论塔板添加中间再沸器的热集成耦合工艺的二氧化碳排放量分别降低了6.35 t/h和3.21 t/h，TAC分别降低了46.74%和25.53%。在第16块塔板添加中间再沸器的工艺流程如图4所示。
表5 中间再沸器不同添加位置的工艺参数及评价指标

Table 5 Process parameters and evaluation indicators for different addition locations of the intermediate reboiler

项目 数值

第16块

塔板

第17块

塔板

第18块

塔板
抽出量/（t·h-1） 80 100 120
气化率 0.32 0.37 0.43
中间再沸器负荷/（GJ·h-1） 17.19 20.80 21.80
DMC塔冷负荷/（GJ·h-1） 5.63 3.49 4.04
DMC塔热负荷/（GJ·h-1） 30.30 26.69 25.33
蒸汽压缩量/（t·h-1） 22.0 25.7 28.9
压缩比 1.50 2.10 3.00
压缩机功率/kW 341.4 748.9 1 278.7
MeOH塔冷负荷/（GJ·h-1） 26.19 26.19 26.19
MeOH塔热负荷/（GJ·h-1） 0.00 0.00 0.00
高压蒸汽费用/（106元·a-1） 17.22 15.17 14.39
低压蒸汽费用/（106元·a-1） 0.00 0.00 0.00
冷却水费用/（106元·a-1） 0.65 0.60 0.62
电费/（106元·a-1） 1.19 2.62 4.47
新增换热器面积/m2 595.6 534.6 525.6
新增换热器费用/（106元·a-1） 0.92 0.86 0.84
新增压缩机费用/（106元·a-1） 1.28 2.43 3.77
二氧化碳排放量/（t·h-1） 6.26 5.90 6.08
TAC/（106元·a-1） 21.26 21.68 24.09
图4 中间再沸器与热集成耦合工艺流程图

Fig. 4 Flow chart of the intermediate reboiler coupled with heat integration

3.3 常规热泵与中间再沸器耦合工艺

常规热泵精馏将塔顶蒸汽直接加压升温至所需温度，从而对塔釜进行加热。考虑到冷热流股间的最小换热温差以及换热过程中的温降，将塔顶蒸汽加压升温至195 ℃，此时压缩机的压缩比为3.7。常规热泵精馏工艺的热耦合流程如图5所示。由图5可以看出，常规热泵精馏流程中DMC回收塔的热泵精馏存在压缩机功率大、塔釜需要额外再沸器等问题，因此本文考虑将常规热泵精馏与中间再沸器进行热耦合，并对以下两种热耦合方案进行模拟计算。
图5 常规热泵精馏工艺流程图

Fig. 5 Flow chart of the conventional heat pump distillation process

一种热耦合方案是DMC回收塔采用一级压缩，压缩机出口蒸汽首先与塔釜进行换热，然后进入中间再沸器进行热量回收，最后经过节流阀与甲醇塔釜再沸器冷凝至134 ℃后回到回流罐中，工艺流程如图6所示。一级压缩的常规热泵精馏实现了能量的完全利用，塔顶一股流股对DMC回收塔的进料进行预热，其余物料经过压缩机压缩后成为195 ℃的饱和蒸汽，在塔釜换热后成为193 ℃的饱和液体。饱和液体再经过中间再沸器降温至162 ℃，以保证高压塔塔釜不再需要其余热量，最后经过节流阀与甲醇塔塔釜再沸器回流至回流罐。
图6 一级压缩常规热泵与中间再沸器热耦合工艺流程图

Fig. 6 Flow chart of a one‑stage compression conventional heat pump coupled with an intermediate reboiler

另一种热耦合方案是采用二级压缩，其中一级压缩的压缩比为1.50，从一级压缩机出口采出的一股物料进入中间再沸器进行换热，剩余物料进入二级压缩机，二级压缩的压缩比为2.52，出口物料进入塔釜再沸器进行换热，工艺流程如图7所示。在二级压缩的常规热泵精馏工艺中，塔顶蒸汽经过一级压缩后以21.3 t/h的流量进入中间再沸器进行换热，剩余物料经过二级压缩压缩成195 ℃的饱和蒸汽与塔釜进行换热，二级压缩机进口为152 ℃的饱和蒸汽物料，二级压缩机的COP值为10.02。二级压缩机的出口流股经过换热后仍具有较高温度，再对DMC回收塔的进料进行预热，将进料预热至塔板温度136 ℃左右，然后与中间再沸器出口流股混合，在甲醇回收塔塔釜换热至134 ℃后回流至回流罐中。在二级压缩工艺中，热泵精馏对塔釜的热量供给不足，仍需要高压蒸汽提供4.31 GJ/h的热量。
图7 二级压缩常规热泵与中间再沸器热耦合工艺流程图

Fig. 7 Flow chart of a two‑stage compression conventional heat pump coupled with an intermediate reboiler

常规热泵精馏以及一级、二级压缩的常规热泵与中间再沸器耦合工艺的参数及评价指标如表6所示。由表6可知，一级压缩与二级压缩工艺流程的TAC分别为21.89×106元/a和21.02×106元/a，相比常规热泵精馏分别降低了13.10%和16.55%；二氧化碳排放量分别为2.72 t/h和3.01 t/h，相比常规热泵精馏分别降低了1.23 t/h和0.94 t/h，相比原变压精馏工艺分别降低了9.89 t/h和9.60 t/h。
表6 常规热泵以及常规热泵与中间再沸器耦合工艺的参数及评价指标

Table 6 Parameters and evaluation indicators of a conventional heat pump and a conventional heat pump coupled with an intermediate reboiler

项目 数值
常规热泵精馏 一级压缩+中间再沸器 二级压缩+中间再沸器
MeOH塔压缩机功率/kW 206.4 369.4 319.9
DMC塔压缩机1的功率/kW 2 997.6 2 826.5 863.4
DMC塔压缩机2的功率/kW 1 360.7
DMC塔压缩机1的压缩比 3.70 3.70 1.50
DMC塔压缩机2的压缩比 2.52
中间再沸器负荷/（GJ·h-1） 8.93 17.20
DMC塔冷负荷/（GJ·h-1） 0.00 0.00 0.00
DMC塔热负荷/（GJ·h-1） 6.22 0.00 4.31
MeOH塔冷负荷/（GJ·h-1） 18.08 11.82 13.78
MeOH塔热负荷/（GJ·h-1） 0.00 0.00 0.00
低压蒸汽费用/（106元·a-1） 0.00 0.00 0.00
高压蒸汽费用/（106元·a-1） 3.53 0.00 2.45
冷却水费用/（106元·a-1） 0.37 0.24 0.28
电费/（106元·a-1） 11.21 11.18 8.90
新增换热器面积/m2 1 404.0 1 607.2 1 548.4
新增换热器费用/（106元·a-1） 1.65 1.88 1.48
新增压缩机费用/（106元·a-1） 8.42 8.58 7.91
二氧化碳排放量/（t·h-1） 3.95 2.72 3.01
TAC/（106元·a-1） 25.19 21.89 21.02

3.4 不同变压精馏节能改造工艺效果比较

表7为不同变压精馏节能改造工艺效果比较。可以看出，在不同的变压精馏改进工艺中，二级压缩常规热泵与中间再沸器耦合工艺的经济效益最好（TAC=21.02×106元/a），其次是16块塔板添加中间再沸器与热集成耦合工艺（TAC=21.26×106元/a）。一级压缩常规热泵与中间再沸器耦合工艺的二氧化碳排放量最少（2.72 t/h），其次是二级压缩常规热泵与中间再沸器耦合工艺（3.01 t/h）。总体来看，二级压缩常规热泵与中间再沸器耦合工艺的综合性能表现最佳，相比原变压精馏工艺和传统热集成工艺，TAC分别降低了47.34%和26.37%，二氧化碳排放量分别降低了76.13%和68.22%，结果表明该改进工艺的节能效果明显。
表7 不同变压精馏节能改造工艺效果比较

Table 7 Comparison of the effects of different pressure⁃swing distillation energy⁃saving transformation processes

工艺类型

操作费用/

（106元·a-1）

新增设备费用/

（106元·a-1）

 二氧化碳排放量/（t·h-1）

TAC/

（106元·a-1）
原工艺 39.92 0.00 12.61 39.92
热集成 28.28 0.27 9.47 28.55
16块塔板添加中间再沸器+热集成 19.06 2.20 6.26 21.26
17块塔板添加中间再沸器+热集成 18.39 3.29 5.90 21.68
18块塔板添加中间再沸器+热集成 19.48 4.61 6.08 24.09
常规热泵 15.11 10.07 3.95 25.18
一级压缩常规热泵+中间再沸器 11.42 10.46 2.72 21.88
二级压缩常规热泵+中间再沸器 11.63 9.39 3.01 21.02

4 设备折旧年限敏感性分析

根据表7的数据可以看出，在中间再沸器工艺中新增设备费用占比很小，但是在常规热泵与中间再沸器的耦合工艺中新增设备费用接近TAC的50%，因此设备折旧年限的选取对工艺评价有很大影响。为了更加全面地反映不同投资回报周期下的工艺经济性，分别在设备折旧年限为3年、5年和8年的情况下计算了不同工艺的新增设备费用和TAC，结果如表8所示。当设备折旧年限为3年时，在第16块塔板增加中间再沸器的热集成耦合工艺的TAC最小（22.73×106元/a），相比原变压精馏工艺和传统热集成工艺，TAC分别降低了43.06%和20.88%。当设备折旧年限为5年和8年时，采用二级压缩常规热泵精馏与中间再沸器耦合的工艺具有最佳的经济效益，TAC分别为21.02×106元/a和17.50×106元/a，其中设备折旧年限为8年时该耦合工艺的TAC相比原变压精馏工艺和传统热集成工艺分别降低了56.16%和38.49%。
表8 不同设备折旧年限下各工艺的新增设备费用和TAC

Table 8 New equipment cost and TAC of each process for different equipment depreciation years

工艺类型 3年设备折旧年限 5年设备折旧年限 8年设备折旧年限
新增换热器费用/（106元·a-1） 新增压缩机费用/（106元·a-1）

TAC/

（106元·a-1）

 新增换热器费用/（106元·a-1）

新增压

缩机费用/（106元·a-1）

TAC/

（106元·a-1）

 新增换热器费用/（106元·a-1） 新增压缩机费用/（106元·a-1）

TAC/

（106元·a-1）
原工艺 0.00 0.00 39.92 0.00 0.00 39.92 0.00 0.00 39.92
热集成 0.45 0.00 28.73 0.27 0.00 28.55 0.17 0.00 28.45
16块塔板添加中间再沸器+热集成 1.53 2.13 22.73 0.92 1.28 21.26 0.58 0.80 20.44
17块塔板添加中间再沸器+热集成 1.43 4.05 23.87 0.86 2.43 21.68 0.54 1.52 20.45
18块塔板添加中间再沸器+热集成 1.41 6.28 27.16 0.84 3.77 24.09 0.53 2.36 22.36
常规热泵 2.75 14.03 31.90 1.65 8.42 25.19 1.03 5.26 21.41
一级压缩常规热泵+中间再沸器 3.13 14.30 28.86 1.88 8.58 21.89 1.18 5.36 17.97
二级压缩常规热泵+中间再沸器 2.47 13.18 27.28 1.48 7.91 21.02 0.93 4.94 17.50

5 结论

（1）针对传统变压精馏工艺分离DMC-MeOH共沸物的高能耗问题，提出了不同的改进工艺，并对其进行了评价。结果显示，当设备折旧年限为5年时，二级压缩常规热泵与中间再沸器耦合工艺最具经济效益，TAC为21.02×106元/a，相比原变压精馏工艺与传统热集成工艺，TAC分别降低了47.34%和26.37%，二氧化碳排放量分别降低了76.13%和68.22%。
（2）当设备折旧年限为3年时，采用在第16块板增加中间再沸器的热集成耦合工艺的TAC最低，为22.73×106元/a，相比原变压精馏工艺和传统热集成工艺，TAC分别降低了43.06%和20.88%；当设备折旧年限延长为8年时，采用二级压缩常规热泵精馏与中间再沸器耦合的工艺最具经济效益，TAC为17.50×106元/a，相比原变压精馏工艺和传统热集成工艺，TAC分别降低了56.16%和38.49%。结果表明设备折旧年限的选取对工艺评价有很大影响。

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