魏新軍1 ， 李迎春1* ， 趙東璞 ， 馮 明

(1.平頂山市神馬萬里化工股份有限公司 ， 河南 平頂山 467000 ； 2.河南省化工研究所有限責任公司 ， 河南 鄭州 450052)

平頂山市神馬萬里化工股份有限公司的環(huán)己醇生產(chǎn)裝置自建成投產(chǎn)以來，經(jīng)過引進—消化—吸收—再創(chuàng)新模式的國產(chǎn)化改造后，擁有了多項具有自主知識產(chǎn)權(quán)的專利技術(shù)，環(huán)己醇生產(chǎn)工藝技術(shù)及裝備居國內(nèi)領(lǐng)先水平。由于歷史的原因，在引進該套環(huán)己醇生產(chǎn)裝置時，并沒有考慮到精餾能耗問題，使整套精餾系統(tǒng)處于高耗能狀態(tài)。在環(huán)己醇生產(chǎn)工藝中，精餾系統(tǒng)是保證產(chǎn)品質(zhì)量的關(guān)鍵操作單元，是環(huán)己醇生產(chǎn)的能量消耗最大的工序，也是影響生產(chǎn)成本和市場競爭力的主要因素。因此，采用節(jié)能技術(shù)措施，降低精餾系統(tǒng)能耗，是整套環(huán)己醇裝置中的重要環(huán)節(jié)。

1 存在問題

化工生產(chǎn)的精餾系統(tǒng)大都維持一定的負壓狀態(tài)，可以降低物料的沸點和加熱源溫度，環(huán)己醇在57.328～62.661 kPa負壓條件下，沸點110～120 ℃。傳統(tǒng)環(huán)己醇生產(chǎn)中精餾過程為：氣化除雜后，粗環(huán)己醇以蒸氣狀態(tài)進入精餾塔，在塔內(nèi)隨著塔頂降落下來的回流液凝結(jié)成液體進入再沸器，再次汽化后進入精餾塔完成精餾分離。由于粗環(huán)己醇蒸氣溫度高，含有大量熱能，進入精餾塔后，隨回流液變成液體，這部分熱能就白白損失掉了。精餾塔頂采出相是精環(huán)己醇蒸氣，需用大量冷卻水經(jīng)換熱器冷凝變?yōu)橐后w成品，此時精環(huán)己醇蒸氣的熱值很高，經(jīng)冷卻水換熱后這部分熱能也白白損失掉了，同時還需要將換熱后的冷卻水降溫，才能循環(huán)使用。粗環(huán)己醇以蒸氣狀態(tài)進入精餾塔和高熱值精環(huán)己醇蒸氣，這兩個過程物料潛熱很高。如何合理地回收利用這些余熱是降低環(huán)己醇生產(chǎn)成本的關(guān)鍵。

2 技術(shù)思路

對上述環(huán)己醇精餾工藝中存在的不足之處，設(shè)計并完善環(huán)己醇精餾過程的節(jié)能方法及設(shè)備，將粗環(huán)己醇除雜汽化器的熱能以水為介質(zhì)，利用循環(huán)泵進行熱交換后回收，用于粗環(huán)己醇預加熱器，節(jié)省了粗環(huán)己醇預加熱器所需要的蒸氣能耗。將塔頂排出的精環(huán)己醇蒸氣經(jīng)壓縮機壓縮后提高熱值，用作再沸器的熱源，減少中壓蒸汽的消耗量，降低生產(chǎn)成本，使之具有顯著的經(jīng)濟效益。

3 技改工藝流程圖

環(huán)己醇生產(chǎn)精餾工藝流程圖見圖1。

環(huán)己醇生產(chǎn)中精餾節(jié)能過程如下：進料量6.3 t/h，其中環(huán)己醇78%，不揮發(fā)物12%，其他10%。將溫度15～20 ℃的粗環(huán)己醇經(jīng)由粗環(huán)己醇經(jīng)預加熱器加熱至55～60 ℃后，送入粗環(huán)己醇除雜汽化器將不能氣化的雜質(zhì)分離去除(其中粗環(huán)己醇預加熱器熱源溫度為95～100 ℃，粗環(huán)己醇除雜汽化器熱源溫度為150～155 ℃，除雜后的環(huán)己醇蒸氣出料130～135 ℃)，然后進入環(huán)己醇蒸氣換熱器，以水為介質(zhì)利用循環(huán)泵進行熱交換，換熱后的熱水回用作粗環(huán)己醇預加熱器熱源(環(huán)己醇蒸氣換熱器的冷卻水溫度20～25 ℃，換熱后溫度95～100 ℃，粗環(huán)己醇物料出口溫度70～75 ℃)。此時經(jīng)過環(huán)己醇蒸氣換熱器熱交換的粗環(huán)己醇成為液體，進入精餾塔進行精餾，精餾塔塔頂出口的精環(huán)己醇蒸氣溫度110～115 ℃，采出的精環(huán)己醇蒸氣經(jīng)壓縮機壓縮提升熱值后溫度達到135～140 ℃，符合再沸器熱源溫度135～140 ℃的要求,熱能利用后的低熱值的精環(huán)己醇蒸氣經(jīng)冷凝器冷凝成液體，最后進入精環(huán)己醇成品罐。

1.粗環(huán)己醇預加熱器 2.粗環(huán)己醇除雜汽化器 3.環(huán)己醇蒸氣換熱器 4.循環(huán)泵 5.換熱水儲罐

4 技改工藝及裝置

管路布局：采用Φ100 mm管道連接，粗環(huán)己醇蒸氣換熱器內(nèi)的粗環(huán)己醇液體出料口經(jīng)設(shè)置在精餾塔側(cè)下部的粗環(huán)己醇液體入口進入精餾塔，精餾塔頂采出的精環(huán)己醇蒸氣與環(huán)己醇蒸氣壓縮機相連，作為再沸器的熱源，冷凝器流出來的是精環(huán)己醇。過程如下：將粗環(huán)己醇預加熱器(1)、粗環(huán)己醇除雜汽化器(2)、環(huán)己醇蒸氣換熱器(3)依次相連，其中粗環(huán)己醇預加熱器(1)換熱后的熱水出口通過管路與換熱水儲罐(5)相連，粗環(huán)己醇蒸氣換熱器(3)循環(huán)水進口通過循環(huán)泵(4)與換熱水儲罐(5)相連，經(jīng)粗環(huán)己醇蒸氣換熱器(3)換熱后的熱水通過管路與粗環(huán)己醇預加熱器(1)的循環(huán)水進口相連；經(jīng)粗環(huán)己醇蒸氣換熱器(3)換熱后的粗環(huán)己醇液體，由設(shè)置在精餾塔(7)側(cè)下部的粗環(huán)己醇液體入口(6)進入精餾塔(7)，精餾塔頂采出的精環(huán)己醇蒸氣與環(huán)己醇蒸氣壓縮機(8)入口相連，環(huán)己醇蒸氣壓縮機(8)的出口與再沸器(9)的熱源入口相連，再沸器(9)的熱源出口與冷凝器(10)相連，冷凝器(10)的出口與精環(huán)己醇成品罐(11)相連；再沸器(9)的物料汽化出口接入精餾塔(7)下部的環(huán)己醇氣相進口，精餾塔(7)底部的回流液出口與再沸器(9)的液相進口相連。

裝置要求：環(huán)己醇蒸氣換熱器為列管式結(jié)構(gòu)，精餾塔為板式塔或填料塔，環(huán)己醇蒸氣壓縮機的壓縮比為1.8～2.2，再沸器為降膜式結(jié)構(gòu)。粗環(huán)己醇蒸氣換熱器將熱能回收用于粗環(huán)己醇預加熱器，此時粗環(huán)己醇降至泡點溫度70～75 ℃，這樣既回收了熱能，又滿足了粗環(huán)己醇進入精餾塔的溫度條件。采用的環(huán)己醇蒸氣壓縮機，葉輪為受控渦方式，切線速度70 m2/s對應的機器馬赫數(shù)為1.2，葉片安裝角為55°，等熵效率為85%，流量彈性范圍70%～110%，壓比范圍1.8%～2.2%，無葉擴壓器出進口寬度比為0.92。環(huán)己醇蒸氣壓縮機充分利用精環(huán)己醇蒸氣熱量，經(jīng)等熵壓縮后提高精環(huán)己醇蒸氣熱值用于再沸器，以少量的電能消耗換取高熱值的熱源，可以節(jié)省大量中壓蒸汽。

5 經(jīng)濟效益分析

通過節(jié)能工藝技術(shù)改造，可節(jié)約中壓蒸汽8.5t/h，循環(huán)水580 m3/h(20～25 ℃)，增加電力消耗1 170 kW·h。以現(xiàn)行價格計算，中壓蒸汽175元/t，循環(huán)水0.2元/m3，電費0.7元/kW·h，二者年操作費用比較如下(每年運行時間按8 000 h計算)：原精餾蒸汽費用1 190萬元/年，循環(huán)水160萬元/年，電費75萬元/年，總計1 425萬元/年；技改后蒸汽費用80萬元/年；循環(huán)水67.2萬元/年，電費655.2萬元/年，總計802.4萬元/年；采用創(chuàng)新環(huán)己醇生產(chǎn)精餾工藝技術(shù)，每年可節(jié)約能源費用622.6萬元，大大降低了能耗和生產(chǎn)成本。