图 1 各型式双效精馏流程示意图

一般来说，多效精馏的节能效果由其效数决定。随着效数的增加，总能耗降低，但单个设备的节能效果降低；控制参数变多，会使得精馏系统更加复杂，难以控制；同时，为了维持相邻塔间的传热温差，效数越多则要求更高的热源温度或更低的系统真空度。综合考虑这些因素，当前双效精馏在多效精馏中应用最为广泛，其次是三效精馏，而四效及五效精馏则极少应用 ^[2]。本文以 5000 kg/h、40%wt 的甲醇水溶液为研究对象，建立了双效、三效及不同型式的精馏模型，通过模拟研究分析了各型式精馏模型的节能效果。

针对甲醇 - 水混合体系，建立常规精馏模型，并采用单因素变量法对其设计参数进行灵敏度分析及优化，结果如图 2 所示。

图 2 常规精馏参数灵敏度分析结果曲线

通过上述灵敏度分析可得到常规精馏的工艺设计参数：理论板数 28 块，进料位置为第 20 块，回流比为 1.15。运行模拟后，查看并整理计算结果如表 1 所示。

表 1 常规精馏计算结果表

3.1 多效精馏模拟约束条件

为满足上述常规精馏产品的质量及收率要求，在模拟设置中规定塔顶甲醇含量为 99.925%，并将精馏塔的回流比作为变量。对于多效精馏，其基本约束条件如下。

（1）高压塔塔顶蒸汽所释放的潜热应等于相邻低压塔塔釜物料汽化所需要的热量，即 Q₁=Q₂（理论计算值，不考虑实际各效的热损失）。

说明：实际生产中，各效换热存在的热损失会因不同物系、不同状态及不同换热器型式而有所差异（热损失约 2% ～ 5%）。因此在理论模拟计算中暂不考虑热损失，实际工程转化时将根据不同物系和装置情况预留适当热负荷。

（2）为实现换热器中的热量传递，相邻高压塔塔顶蒸汽温度 T₂ 与低压塔塔釜物料温度 T₁ 应满足：T₂-T₁≥ΔT（ΔT为最小传热温差，一般至少取 10℃ ^[3]）。

（3）系统的操作温度和压力应低于被分离组分的临界温度和压力，对于含热敏性物质的物系分离，第一效精馏塔的操作温度应低于其热敏物质的分解温度。

对于甲醇 - 水体系，本文采用低压塔为常压、提高高压塔压力的方式对多效精馏系统进行模拟研究。级间换热需满足传热温差要求，且换热效果随传热温差增大而显著提升。然而，传热温差过大会促使高压精馏塔压力升高，导致塔内组分间相对挥发度降低、分离难度上升，同时也会增加设备制造费用及热媒需求。因此，合适的压力选择尤为重要。

对精馏塔的塔顶压力进行灵敏度分析，变量为精馏塔压力，变量变化范围为 1 ～ 20 bar，结果变量为塔顶甲醇蒸汽的温度，生成的塔顶温度随压力变化的曲线如图 3 所示。

图 3 塔顶温度随压力变化结果曲线图

对于逆流精馏型式，由于塔釜为甲醇 - 水的混合体系，在平衡状态下塔釜温度较顺流 / 并流型式低，初步计算后，塔釜温度约为 84℃，考虑将加压塔塔顶蒸汽温度保持在 104℃左右，根据上述曲线选定加压塔压力为 4 bar。

对于顺流 / 并流精馏型式，考虑到塔釜为重组分水，常压下沸点为 100℃，且由于塔内存在一定压降，塔釜温度会适当上升。对于双效精馏（压力梯度为：低压塔 -加压塔），选择加压塔塔顶压力为 7 bar，此时加压塔塔顶蒸汽温度约为 124℃，满足常压塔的换热要求。同理，对于三效精馏（压力梯度为：低压塔 - 加压塔 - 高压塔），根据上述结果选择高压塔压力为 18 bar，高压塔塔顶蒸汽温度约为 162℃，此时加压塔塔釜温度约为 142℃，满足常压塔换热需求。同理，对于逆流三效精馏，将高压塔塔顶压力设置为 15 bar，以满足换热需求。

3.2 多效精馏模拟研究

对于逆流双效精馏模型，其工艺流程示意图如 4 所示。对于逆流双效精馏，由于低压塔塔釜采出为混合物（原常规精馏理论板是以塔釜采出为水的计算值），因此可以对低压塔的理论塔板数、进料板位置进行优化。设定变量为低压塔的理论塔板数、进料板位置，定义结果变量为低压塔的再沸器负荷 Q₁，计算结果如图 5 所示。

图 4 逆流双效系统流程示意图

图 5 理论塔板数（上图）、进料板位置（下图）灵敏度优化结果

由图 5 可以看出，理论塔板数选择为 22 块，进料板位置选择为第 20 块板。更改相应设计参数，运行模拟后，查看并整理计算结果如表 2 所示。

表 2 逆流三效精馏系统与常规精馏系统结果对比表

根据上述计算结果，对比其热负荷结果如表 3 所示。由上述结果可以看出，相比于常规精馏系统，在保证产品质量及收率的前提下，经过优化后，逆流双效精馏系统的再沸器能耗降低 28.41%，冷凝器热负荷降低52.84%，具有良好的节能效果。

表 3 逆流双效精馏系统与常规精馏系统能耗对比表

同理，保持精馏塔压力分布，根据上述前提条件依次模拟并流 / 顺流及三效精馏，并对其理论塔板数（尤其需要注意的是不同操作压力下组分间的相对挥发度不同）、进料板位置进行优化，计算结果汇总整理如表 4所示。

表 4 不同型式的多效精馏能耗汇总表

从上述计算结果可以看出，在当前原料组成条件下，与常规精馏相比，采用双效 / 三效精馏均可实现节能效果。其中，逆流比并流和顺流更为节能，而顺流的节能效果最差。此外，三效精馏比双效精馏能节省更多能耗，表明增加效数是降低能耗的有效手段（不考虑设备投资的影响）。从常规精馏升级至双效精馏，效数增加一效，再沸器能耗最多可降低 28.41% ；而从双效升级至三效精馏，效数同样增加一效，再沸器能耗仅额外节省约 4%，收益不明显，且增加三效后高压塔压力较高，设备投资费用预计会有显著上升。

为了探究不同进料组成对节能效率的影响，在上述研究基础上保持进料量不变，改变进料中甲醇的质量分数（20% wt、30% wt、60% wt、80% wt），并按照前述过程对进料板位置进行优化，考察不同进料浓度下双效、三效精馏节省再沸器能耗的效果，结果整理如图 6 和图 7 所示。

图 6 不同精馏型式双效 - 三效节省再沸器能耗结果对比

图 7 双效 / 三效不同精馏型式节省再沸器能耗结果对比

需要说明的是，在工业生产中，再沸器热负荷的热源通常来自蒸汽、导热油等介质，其制备过程复杂且成本高昂；而冷凝器热负荷的冷源对本系统而言可采用循环水，制备简便且价格低廉，对生产成本影响较小。因此，在对不同精馏方式进行初步筛选时，主要考虑再沸器热负荷，在进行工艺设计及经济效益核算时，再对系统能耗进行综合评估。

根据以上模拟研究，针对甲醇 - 水体系采用多效精馏节能技术的节能效果差异，总结如下。

（1）从再沸器能耗角度分析，在并流、顺流及逆流三种多效精馏型式中，逆流性能最优，并流次之，顺流性能最差。

（2）当进料浓度较低时（≤ 30% wt），顺流精馏型式不仅无法节能，反而会增加系统能耗，因此该型式不适用于低浓度进料情况。

（3）在低浓度进料条件下，双效和三效精馏的节能效果差距不显著，但考虑到三效精馏会增加设备投资等因素，低浓度进料时采用双效精馏即可满足需求。

（4）三效精馏的节省效果总体优于双效精馏，且随着进料浓度的提高，两者差距逐渐扩大，此时三效精馏的优势更为明显（如逆流型式下，进料组成由 40% 上升至 80% 时，能耗对比差值由 2% 扩大至 10%），表明三效精馏适用于进料浓度较高的场合。

（5）从设备角度看，与其他两种精馏型式相比，逆流多效精馏可使中压 / 高压精馏塔（回流罐、管道等）的设计压力明显降低，从而减少设备制造成本，同时系统安全性风险也会相应下降。

同时需注意的是，对于逆流精馏工艺，由于低压精馏塔塔釜采出为甲醇 - 水混合体系，因此可适当降低相邻高压塔的设计压力。一方面，降低压力可增大组分间的相对挥发度，减小所需回流比，从而降低系统能耗 [4]；另一方面，降低压力可降低设备设计压力，减少压力容器设备壁厚，进而显著降低设备成本。此外，当原料组成中甲醇浓度提高时，由于低压精馏塔塔釜甲醇浓度增加，混合物温度将显著下降，所需热源温度也随之降低，即相邻高压塔的塔顶压力可进一步降低。

以 80% wt 甲醇进料组成为研究对象，针对三效逆流精馏系统，经初步计算，常压塔塔釜温度约为 71℃，此时中压塔塔顶蒸汽温度只需控制在约 90℃即可。根据图 3，当塔顶压力为 3 bar 时，甲醇蒸汽温度为 95℃，完全满足系统传热温差需求；同理，中压塔塔釜温度约为 106℃，为满足中压塔传热需求，高压塔塔顶蒸汽温度可控制在 126℃左右，高压塔塔顶压力可选择 8 bar，此时甲醇蒸汽温度约为 128℃，满足换热需求。修改设计参数并进行计算后，整理结果如表 5 所示。

表 5 逆流三效精馏系统压力优化前后热负荷结果对比表

由表 5 可见，逆流三效精馏系统加压塔压力可由原 4 bar 降至 3 bar（逆流双效同理），高压塔压力可由原 15 bar 降至 8 bar，极大降低了设备加工制造费用；同时，压力优化后的逆流三效精馏系统可节省 53.89% 的再沸器能耗，与优化前相比，再沸器负荷可继续下降约5.29% ；与同类型双效精馏相比，可节省 15.5% 的再沸器能耗，装置经济效益明显。因此，在实际逆流多效精馏系统设计中，应根据原料组成差异，合理设计加压塔/ 高压塔压力，以实现理想的节能效果。

本文以甲醇 - 水体系作为研究对象，对不同型式的多效精馏系统展开模拟，并对比其节能效果。结果显示，逆流精馏型式的节能效果最为显著。其中，逆流双效可使再沸器负荷节省 28.41%，冷凝器负荷降低 52.84%，具有较强的实用性。此外，进料浓度的变化会显著影响系统的工艺设计参数及节能效果。与双效精馏相比，随着进料浓度的提高，三效精馏的性能优势也愈发明显。随着医药行业的不断发展，引入节能技术将有效降低精馏装置的运行能耗，从而提高经济效益，符合药企绿色、低碳发展的目标。