李 巖，丁一笑，曹曼曼

(燕山大學(xué)河北省建筑低碳清潔供熱技術(shù)創(chuàng)新中心，河北 秦皇島 066000)

在石化企業(yè)中，精餾環(huán)節(jié)的能耗約占企業(yè)總能耗的65%，因而精餾過程的節(jié)能降耗是石化企業(yè)節(jié)能減排的重點(diǎn)。常規(guī)精餾裝置的熱負(fù)荷基本全部由塔底再沸器提供，會(huì)消耗大量高溫位熱能(如0.4MPa蒸汽)。精餾塔出料經(jīng)冷凝器換熱產(chǎn)生的低溫余熱由冷凝器向環(huán)境散失，這部分余熱占精餾能耗的70%以上[1]。因此，深度挖掘精餾工藝的余熱節(jié)能潛力對(duì)石化企業(yè)的節(jié)能減排意義重大[2]。

精餾工藝余熱節(jié)能的方法主要有兩類：①優(yōu)化精餾塔的操作條件，如增設(shè)中間換熱器、調(diào)整進(jìn)料狀態(tài)、優(yōu)化進(jìn)料位置等；②采用高效的熱源和冷源方式，即以一定的高品位能源(如電、蒸汽等)為代價(jià)驅(qū)動(dòng)熱泵循環(huán)，回收塔頂?shù)蜏匚挥酂?。部分學(xué)者[3-4]提出：在精餾裝置的提餾段設(shè)置中間再沸器，利用低溫位熱源加熱中間液相物料，從而降低塔底再沸器的加熱負(fù)荷；而在精餾段設(shè)置中間冷凝器，利用代價(jià)較低的冷源冷凝中間氣相物料，降低塔頂冷凝器的冷卻負(fù)荷。另有部分學(xué)者[5-6]通過調(diào)整進(jìn)料狀態(tài)(溫度、氣液相組成等)改善精餾塔內(nèi)熱平衡和氣液相流速，進(jìn)而降低塔頂冷凝器的冷卻負(fù)荷以及塔底再沸器的加熱負(fù)荷。Muthia等[7-8]通過優(yōu)化精餾塔的進(jìn)料位置，降低了氣液相物料逆向流動(dòng)引起的能量損失，獲得了滿足分離要求的最少塔板數(shù)，在減少投資的同時(shí)達(dá)到節(jié)能效果[9]。

此外，Kim等[10]利用熱泵回收塔頂?shù)蜏匚挥酂?，用于替代塔底再沸器的蒸汽供熱，同時(shí)伴生附加冷源用于提高塔頂冷凝器的冷卻能力。研究發(fā)現(xiàn)：電動(dòng)壓縮式熱泵的等效制熱性能系數(shù)(制熱量與耗電量的比值，COPeq)為4～5，即每消耗1kW·h的電能可回收4～5倍的中溫?zé)崮?，這與熱電聯(lián)產(chǎn)制備0.4MPa蒸汽的能效相當(dāng)；而第一類吸收式熱泵的COPeq為6.8～8.5，即消耗單位量的低溫位蒸汽可制得1.7倍的中溫位熱量(低溫位蒸汽的熱電轉(zhuǎn)換效率為0.20～0.25)。因此，吸收式熱泵在提升精餾系統(tǒng)能源利用效率方面具備較大的優(yōu)勢(shì)[11]。

綜上所述，設(shè)置中間換熱器的熱力學(xué)優(yōu)勢(shì)在于通過梯級(jí)用能使熱源(冷源)溫度與物料加熱(冷卻)需求更匹配，降低精餾塔物料加熱或冷卻過程的不可逆熱損失；采用熱泵技術(shù)的能效優(yōu)勢(shì)在于通過回收余熱制備品質(zhì)較低的熱源，同時(shí)伴生代價(jià)較小的冷源。因此，本課題將這兩種節(jié)能技術(shù)有機(jī)結(jié)合，構(gòu)建一種基于中間再沸器、中間冷凝器和吸收式熱泵的精餾節(jié)能系統(tǒng)(簡(jiǎn)稱中間換熱器-熱泵精餾系統(tǒng))，以充分挖掘精餾裝置的節(jié)能降耗潛力，最大限度地實(shí)現(xiàn)石化企業(yè)的節(jié)能減排。

1 中間換熱器-熱泵精餾系統(tǒng)操作參數(shù)的確定

1.1 操作參數(shù)的確定方法

中間換熱器-熱泵精餾系統(tǒng)的流程示意如圖1所示。由圖1可知：在精餾系統(tǒng)的精餾段，氣相物料依次經(jīng)過中間冷凝換熱器和塔頂冷凝器冷卻；而在提餾段，液相物料依次經(jīng)過中間再沸器和塔底再沸器加熱，中間冷凝器和中間再沸器通過循環(huán)水分別與吸收式熱泵的蒸發(fā)器和冷凝器連接。

圖1 基于中間換熱器-熱泵精餾系統(tǒng)的流程示意

為確定中間換熱器-熱泵精餾系統(tǒng)的操作參數(shù)，以某石化企業(yè)的180 kt/a氣體精餾“三塔”(脫丙烷塔、脫乙烷塔、丙烯精制塔)系統(tǒng)中的脫丙烷塔為研究對(duì)象，利用模擬軟件Aspen Plus建立數(shù)學(xué)模型[12]，當(dāng)脫丙烷塔操作壓力(pc)為2.0 MPa時(shí)，模型中各塔板上物料的溫度分布如圖2所示。

圖2 脫丙烷塔中各塔板上物料的溫度分布

由圖2可以看出：以第36塔板為分界，將精餾塔分為精餾段和提餾段；精餾段第3至第36塔板的溫度為50～68 ℃，在該區(qū)間抽出物料至中間冷凝器放熱，以循環(huán)水為媒介將低溫余熱提供給吸收式熱泵，通過熱泵蒸發(fā)器將循環(huán)水降溫至31～46 ℃；提餾段第37至第60塔板的溫度為68～85 ℃，在該區(qū)間抽出物料送入中間再沸器加熱，而中間再沸器的熱量來自回收低溫余熱的吸收式熱泵，熱泵通過冷凝器及吸收器將循環(huán)水加熱至62～95 ℃。

在設(shè)定中間冷凝器物料抽出位置(Nic)為精餾段第3至第36塔板、中間再沸器物料抽出位置(Nire)為提餾段第37至第60塔板的情況下，模擬計(jì)算中間換熱器物料的抽出位置和抽出量的變化對(duì)脫丙烷塔塔底回流比(R)、總加熱負(fù)荷(Qzre)和總冷卻負(fù)荷(Qzc)的影響。

1.2 中間再沸器物料抽出操作參數(shù)的確定

1.2.1 物料抽出位置的確定

脫丙烷塔提餾段的液相物料經(jīng)中間再沸器加熱后，中間物料氣相分率的變化會(huì)直接影響塔內(nèi)氣相物料流率以及氣相物料中的重組分濃度，為保證塔底產(chǎn)品純度，需不斷調(diào)整塔底回流比[13]。逐漸將中間再沸器物料抽出位置沿提餾段向塔底移動(dòng)，分析物料抽出位置對(duì)塔底回流比、氣相分率(G)、總加熱負(fù)荷、塔底再沸器加熱負(fù)荷(Qre)、中間再沸器加熱負(fù)荷(Qire)的影響，結(jié)果見圖3。

圖3 中間再沸器物料抽出位置對(duì)脫丙烷塔操作參數(shù)的影響

由圖3可以看出：當(dāng)Nire由第37向第43塔板移動(dòng)時(shí)，Qre基本不變，Qire由2 177.9 kW降至1 518.3 kW，R快速下降導(dǎo)致Qzre陡降，由3 808.3 kW快速降至3 071.4 kW；當(dāng)Nire由第43向第60塔板移動(dòng)時(shí)，Qzre基本保持不變，Qire繼續(xù)降低，而Qre由1 553.1 kW快速增長(zhǎng)至2 415.9 kW，說明繼續(xù)調(diào)整Nire不會(huì)取得更好的節(jié)能效果。因此，Nire取第43塔板時(shí)節(jié)能效果最佳。

1.2.2 物料抽出量的確定

當(dāng)Nire為第43塔板時(shí)，中間再沸器物料抽出量(Gire)對(duì)R及精餾塔加熱負(fù)荷(Qzre，Qre，Qire)的影響見圖4。由圖4可知：當(dāng)不抽出中間物料時(shí)，Qzre全部由塔底再沸器承擔(dān)；隨著Gire不斷增大，R快速增大，Qre逐漸減少，Qire逐漸增加，同時(shí)R增大致使Qzre也逐漸增加。因此，為了減少塔底再沸器的工藝蒸汽消耗，Gire應(yīng)提高至最大值(48 t/h)。

圖4 中間再沸器物料抽出量對(duì)R和加熱負(fù)荷的影響

1.3 中間冷凝器物料抽出操作參數(shù)的確定

1.3.1 物料抽出位置的確定

在精餾段，將中間冷凝器物料抽出位置向進(jìn)料板逐漸移動(dòng)，分析Nic對(duì)R、液相分率(L)、總冷卻負(fù)荷、塔頂冷凝器冷卻負(fù)荷(Qc)、中間冷凝器冷卻負(fù)荷(Qic)的影響，結(jié)果見圖5。由圖5可知：當(dāng)Nic從第3向第17塔板移動(dòng)時(shí)，R逐漸增大但增幅較小，L基本保持不變，Qic和Qc未發(fā)生明顯變化，Qzc也基本保持不變；當(dāng)Nic從第17向第36塔板移動(dòng)時(shí)，R快速增大，L快速減小，Qic由395.1 kW逐漸降低至209.3 kW，Qc由1 901.1 kW逐漸增加至2 160.1 kW，總冷卻負(fù)荷Qzc略有增加。因此，為減少塔頂冷卻能耗，Nic選擇第17塔板最佳。

圖5 中間冷凝器物料抽出位置Nic與R的關(guān)系

1.3.2 物料抽出量的確定

當(dāng)Nic為第17塔板時(shí)，中間冷凝器物料抽出量(Gic)對(duì)R及精餾塔冷卻負(fù)荷(Qzc，Qc，Qic)的影響見圖6。由圖6可以看出：當(dāng)不抽出中間物料時(shí)，Qzc全部由塔頂冷凝器承擔(dān)；隨著Gic的增加，R和Qc均逐漸降低，Qic逐漸增加，Qzc基本不變。因此，為了降低Qc以實(shí)現(xiàn)節(jié)能，Gic應(yīng)提高至最大值(16 t/h)。

圖6 中間冷凝器物料抽出量對(duì)R和冷卻負(fù)荷的影響

2 中間換熱熱泵精餾系統(tǒng)的優(yōu)化集成

2.1 熱泵工作性能分析

吸收式熱泵蒸發(fā)器回收第17塔板上方氣相物料冷凝熱，而熱泵吸收器和冷凝器釋放回收的熱量，制備熱循環(huán)水為中間再沸器提供熱源。由于單級(jí)吸收式熱泵制備的熱循環(huán)水溫度通常不超過75 ℃，難以滿足提餾段的供熱要求，經(jīng)常需要采用兩級(jí)熱泵逐級(jí)加熱的方法[10]。即當(dāng)中間再沸器物料加熱溫度(tire)為62～70 ℃時(shí)，采用單效吸收式熱泵將循環(huán)水加熱至75 ℃；當(dāng)中間再沸器物料tire為70～85 ℃時(shí)，采用單效和兩級(jí)吸收式熱泵串聯(lián)，循環(huán)水先由單效吸收式熱泵加熱至75 ℃，后由兩級(jí)吸收式熱泵再加熱至90 ℃。

分析單效和兩級(jí)吸收式熱泵制熱性能系數(shù)(COPh，制備的熱量與消耗的能量之比)的變化規(guī)律，綜合考察循環(huán)水溫度對(duì)熱泵制熱性能系數(shù)COPh的影響，結(jié)果如圖7所示。由圖7(a)可知，對(duì)于單效吸收式熱泵，當(dāng)熱泵吸收器和冷凝器側(cè)循環(huán)水出口溫度(tac)為67～75 ℃、熱泵蒸發(fā)器側(cè)循環(huán)水出口溫度(te)為31～46 ℃時(shí)，其COPh為1.67～1.78。由圖7(b)可知，對(duì)于兩級(jí)吸收式熱泵，當(dāng)tac為75～90 ℃、te為31～46 ℃時(shí)，其COPh為1.34～1.39。

圖7 吸收式熱泵制熱性能系數(shù)隨著循環(huán)水出口溫度變化的趨勢(shì)

2.2 中間換熱熱泵精餾系統(tǒng)最佳工況的確定

在不同操作壓力(pc)下，分析精餾系統(tǒng)總蒸汽消耗量(mz)隨著tac的變化規(guī)律，結(jié)果見圖8。由圖8可知：隨著操作壓力降低，總蒸汽消耗量相應(yīng)減少；當(dāng)tac<80 ℃時(shí)，可采用單效吸收式熱泵(COPh約為1.7)回收余熱，隨著熱泵制熱量的份額增加，總蒸汽消耗量呈減少趨勢(shì)；當(dāng)tac>80 ℃時(shí)，需要增設(shè)兩級(jí)吸收式熱泵(COPh約為1.3)，由于其COPh較小，利用余熱替代塔底再沸器工藝蒸汽消耗的效果有限，且溫度較高的物料回到塔內(nèi)會(huì)導(dǎo)致R和Qzre增大，造成總蒸汽消耗量增加；當(dāng)pc=1.3 MPa、tac=76 ℃時(shí)，系統(tǒng)總蒸汽消耗量最小，約為3.81 t/h，比常規(guī)精餾工藝蒸汽消耗量(5.08 t/h)減少了約25%。

圖8 不同操作壓力下總蒸汽消耗量隨著tac的變化規(guī)律

3 工程應(yīng)用案例分析

以某石化企業(yè)180 kt/a氣體分餾“三塔”工藝為對(duì)象，進(jìn)行節(jié)能改造，設(shè)計(jì)基于中間換熱的吸收式熱泵“三塔”精餾系統(tǒng)。其中脫丙烷塔(T101)、脫乙烷塔(T102)和丙烯精制塔(T103)的原有運(yùn)行參數(shù)見表1，3個(gè)塔的運(yùn)行時(shí)間均為4 000 h/a。由表1

表1 180 kt/a氣體分餾“三塔”工藝的運(yùn)行參數(shù)

可知，T101，T102，T103的塔底再沸器加熱負(fù)荷分別為3 001.7，1 082.3，9 962.2 kW，合計(jì)為14 046.2 kW，對(duì)應(yīng)的蒸汽總消耗量為22.54 t/h。

3.1 節(jié)能改造方案

針對(duì)上述氣體分餾“三塔”流程設(shè)計(jì)節(jié)能改造方案，改造后“三塔”精餾節(jié)能系統(tǒng)的流程如圖9所示。對(duì)于脫丙烷塔，設(shè)計(jì)中間換熱器-熱泵精餾系統(tǒng)，由單效和兩級(jí)吸收式熱泵將循環(huán)水逐級(jí)加熱至90 ℃，為中間再沸器提供熱源，在最佳工況下，改造后的中間冷凝器冷卻負(fù)荷為1 365.4 kW，中間再沸器加熱負(fù)荷為900.8 kW，熱泵制熱量為2 225.6 kW，因而可富余熱量1 324.8 kW；對(duì)于脫乙烷塔，依據(jù)熱聯(lián)合利用思路，將脫丙烷塔熱泵制備的富余90 ℃熱循環(huán)水作為脫乙烷塔塔底再沸器的熱源；對(duì)于丙烯精制塔，由于塔底物料溫度更低，可設(shè)計(jì)單效吸收式熱泵精餾系統(tǒng)[11]，回收T103B塔塔頂余熱，制備67 ℃熱循環(huán)水作為T103A塔塔底再沸器的熱源。

圖9 改造后“三塔”精餾節(jié)能系統(tǒng)流程示意

3.2 節(jié)能改造效果

3.2.1 改造前后“三塔”精餾系統(tǒng)能效對(duì)比

氣體分餾“三塔”工藝流程節(jié)能改造前后的能效對(duì)比結(jié)果見表2。由表2可知，改造后，氣體分餾裝置工藝蒸汽消耗量可減少38.8%，可節(jié)約工藝蒸汽92 kt/a；循環(huán)冷卻水流量減少了42.5%，冷卻塔水蒸發(fā)損失率按照1.3%計(jì)算，可節(jié)約軟化水33 kt/a。工藝蒸汽價(jià)格按80元/t、軟化水價(jià)格按7元/t計(jì)算，通過節(jié)能、節(jié)水可節(jié)約成本約759萬元/a。

表2 “三塔”精餾系統(tǒng)節(jié)能改造前后能效對(duì)比

3.2.2 項(xiàng)目經(jīng)濟(jì)性分析

該改造項(xiàng)目的總投資如表3所示。其中，增設(shè)的脫丙烷塔吸收式熱泵蒸發(fā)器負(fù)荷為2 225.6 kW，丙烯精制塔吸收式熱泵蒸發(fā)器負(fù)荷為4 427.6 kW。熱泵投資按0.154萬元/kW計(jì)算，因而吸收式熱泵的總投資為1 025.5萬元。

表3 項(xiàng)目總投資

增設(shè)的脫丙烷塔中間再沸器和中間冷凝器、脫乙烷和丙烯精制塔熱水型再沸器等設(shè)備的投資，根據(jù)換熱負(fù)荷和對(duì)數(shù)平均溫差確定。上述換熱器總換熱面積為1 227.4 m2，投資按0.15萬元/m2計(jì)算，換熱器總投資為184.1萬元。因此，吸收式熱泵、中間冷凝器、中間再沸器、熱水型再沸器等設(shè)備的費(fèi)用為1 209.6萬元，另加安裝工程費(fèi)98萬元，合計(jì)改造項(xiàng)目總投資為1 307.6萬元。

項(xiàng)目的經(jīng)濟(jì)效益分析結(jié)果如表4所示。由表4可知：項(xiàng)目改造后，可節(jié)約蒸汽、軟化水、電能等能源消耗費(fèi)用約759.3萬元/a；而新增用電、工資及福利、維修保養(yǎng)等項(xiàng)目成本及折舊費(fèi)共計(jì)約129.8萬元/a。因此，該精餾裝置改造后可新增利潤(rùn)530.8萬元/a，項(xiàng)目靜態(tài)投資的回收期為3 a。

表4 經(jīng)濟(jì)效益分析

4 結(jié) 論

根據(jù)“溫度對(duì)口、梯級(jí)用能”的原則，將中間換熱器與吸收式熱泵有機(jī)結(jié)合，提出一種基于中間換熱的吸收式熱泵精餾系統(tǒng)。該精餾系統(tǒng)具有明顯節(jié)能降耗優(yōu)勢(shì)：一是可以通過梯級(jí)用能使熱源(冷源)溫度與物料加熱(冷卻)需求更匹配，降低精餾塔物料加熱或冷卻過程的不可逆損失；二是通過熱泵回收余熱可以制備品位較低的熱源，同時(shí)伴生代價(jià)較低的冷源。

基于上述設(shè)想，采用Aspen Plus模擬某石化企業(yè)180 kt/a氣體分餾“三塔”系統(tǒng)中脫丙烷塔的精餾過程，發(fā)現(xiàn)中間冷凝器和中間再沸器的最佳物料抽出位置分別為第17塔板和第43塔板，中間物料的最佳抽出量分別為16 t/h和48 t/h；當(dāng)脫丙烷塔操作壓力為1.3 MPa、中間物料加熱溫度為76 ℃時(shí)，新系統(tǒng)總蒸汽消耗量最低，比原系統(tǒng)降低約25%。

為該180 kt/a氣體分餾“三塔”精餾裝置設(shè)計(jì)整體中間換熱熱泵精餾系統(tǒng)，改造后，相比于原系統(tǒng)可減少蒸汽消耗量38.8%，節(jié)約蒸汽92 kt/a；減少循環(huán)冷卻水用量42.5%，節(jié)約軟化水33 kt/a。系統(tǒng)改造總投資為1 307.6萬元，可新增利潤(rùn)530.8萬元/a，項(xiàng)目靜態(tài)投資的回收期為3 a。