芳烴抽提裝置的節(jié)能優(yōu)化

趙 勇 中國石油化工股份有限公司 北京 100728張 迪 內(nèi)蒙古工業(yè)大學(xué)能源與動(dòng)力工程學(xué)院 呼和浩特 010051王 鵬 中國石油天然氣股份有限公司 呼和浩特 010000

在石油化工生產(chǎn)中，苯、甲苯和二甲苯(統(tǒng)稱為BTX，輕芳香族化合物)及其衍生物廣泛用于生產(chǎn)化學(xué)纖維、塑料、樹脂、橡膠、洗滌劑、香料和其他精細(xì)化學(xué)品，具有不可替代的重要性。裂解汽油和重整油是生產(chǎn)芳烴的重要原料；芳烴抽提是主要生產(chǎn)工藝，按照分離原理不同主要分為液-液萃取和抽提精餾。液-液萃取是借助抽提溶劑對于各組分溶解度的差異分離組分；抽提精餾則利用烴類中的各組分相對揮發(fā)度不同提取高純度芳烴。抽提精餾工藝的抽提溶劑選擇性較高、原料普適性較強(qiáng)、溶劑損失更少。近年來，該工藝得到了更多化工企業(yè)的青睞。但由于該工藝需要多個(gè)塔才能完成分離，操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)均較高，因此，其節(jié)能優(yōu)化至關(guān)重要。

在芳烴抽提裝置中，有多臺(tái)以能量為分離劑的精餾塔，多個(gè)需要加熱和冷卻的流股組成換熱網(wǎng)絡(luò)。換熱網(wǎng)絡(luò)集成可通過有效地分析物流間的換熱、設(shè)計(jì)具有最佳熱回收效果和最低設(shè)備投資費(fèi)用的換熱器網(wǎng)絡(luò)。精餾塔節(jié)能主要集中在以下兩個(gè)方面：

(1)采用精餾節(jié)能技術(shù)，如中間再沸器和冷凝器技術(shù)[1,2]、側(cè)線精餾技術(shù)[3]、熱泵技術(shù)[4]、多效精餾[5]、熱耦合精餾技術(shù)[6]等，從單個(gè)設(shè)備的角度降低能耗。

(2)將精餾塔與換熱網(wǎng)絡(luò)集成以達(dá)到節(jié)能的目的[7]，從系統(tǒng)整體的角度優(yōu)化用能。

針對換熱網(wǎng)絡(luò)以及精餾塔的集成和優(yōu)化，Smith和Linnhoff[8]提出用一個(gè)矩形框表示精餾塔再沸器和冷凝器的溫位和負(fù)荷，并提出了精餾塔與總復(fù)合曲線的集成規(guī)則;劉桂蓮等[9]研究了跨越背景換熱網(wǎng)絡(luò)夾點(diǎn)的分離過程的熱集成，并用總復(fù)合曲線確定了精餾流程，降低系統(tǒng)能耗；Bagajewicz 等[10,11]提出在換熱網(wǎng)絡(luò)與塔系統(tǒng)的集成中用熱供需圖代替總復(fù)合曲線可以更加方便快捷的判斷精餾塔的集成位置，且可據(jù)此選擇適當(dāng)?shù)木s塔操作參數(shù)，有利于換熱網(wǎng)絡(luò)的能量回收；Wang等[12,13]針對總復(fù)合曲線上的“熱口袋”與精餾塔的集成進(jìn)行了研究；Gadalla等[14]通過構(gòu)建熱物流和冷物流的溫度圖識(shí)別與夾點(diǎn)位置相關(guān)的物流，在工藝系統(tǒng)和換熱網(wǎng)絡(luò)匹配變化最小的情況下實(shí)現(xiàn)最大的熱回收量；基于夾點(diǎn)技術(shù)，Shahruddin等[15]根據(jù)不同精餾塔序的復(fù)合曲線確定用能最小的精餾塔序；Kang等[16]基于圖像法將不同溫度的熱回收區(qū)間進(jìn)行分區(qū)和合并，優(yōu)化集成大型精餾系統(tǒng)換熱網(wǎng)絡(luò)、減少物流匹配的難度。

Wang和Feng[17]提出了一種將啟發(fā)式算法和模擬分析相結(jié)合的優(yōu)化方法，通過啟發(fā)式熱集成矩陣篩選出可行的換熱方案；再用Aspen Plus模擬壓力對分離效果的影響，確定最終可行的方案。Leeson等[18]建立了優(yōu)化換熱網(wǎng)絡(luò)最小能耗的MILP模型，但僅能考慮進(jìn)行清晰分割的簡單精餾塔。An和Yuan[19]提出了一種簡化的退火算法模擬精餾塔序與換熱網(wǎng)絡(luò)的熱集成以及精餾塔間的熱集成，規(guī)定組分間清晰分割且精餾塔的再沸器和冷凝器僅能與一個(gè)換熱器熱集成。Zhang等[20]以年度總成本為目標(biāo)建立了MINLP模型辨識(shí)最優(yōu)精餾塔序。

考慮到芳烴抽提過程的多臺(tái)精餾塔和換熱網(wǎng)絡(luò)消耗，本文將對某工廠芳烴抽提裝置的精餾網(wǎng)絡(luò)和換熱網(wǎng)絡(luò)節(jié)能優(yōu)化進(jìn)行研究。利用Aspen Plus軟件對某廠芳烴抽提裝置進(jìn)行模擬，據(jù)此對換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行夾點(diǎn)分析，優(yōu)化精餾塔操作，最大化地利用能量、降低能耗。

1 芳烴抽提裝置

某芳烴裝置處理混合芳烴(C6～C8餾分)年產(chǎn)甲苯18.3萬噸、苯18.85萬噸、混合二甲苯10.08萬噸。該裝置能耗高，主要包括抽提系統(tǒng)和精餾系統(tǒng)，流程簡圖見圖1。

抽提系統(tǒng)的主要目的是從富含芳烴的C6～C8餾分中回收芳烴?；旌戏紵N(C6～C8組份)進(jìn)入抽提塔，與來自回收塔底的貧溶劑逆流接觸進(jìn)行液-液抽提。抽提塔塔頂?shù)拇蟛糠殖橛嘁?非芳烴)直接送到抽提塔的進(jìn)口，用于稀釋進(jìn)料中的芳烴以改善抽提效果；另一部分抽余液經(jīng)冷卻后送到抽余油水洗塔。塔底的富溶劑與來自回收塔底部的貧溶劑換熱后送入汽提塔塔頂。汽提塔再沸器用蒸汽加熱。含有非芳烴和部分芳烴的汽提塔塔頂蒸汽經(jīng)冷凝冷卻后進(jìn)入汽提塔頂罐分離；輕質(zhì)非芳烴和輕質(zhì)芳烴經(jīng)加壓后送入抽提塔，水送至水汽提塔塔頂；塔底液送至溶劑回收塔以分離出芳烴和回收溶劑。

回收塔塔頂蒸汽經(jīng)冷凝后進(jìn)入回收塔回流罐分離凝水和混合芳烴，底部再沸器用蒸汽加熱；一部分混合芳烴回流到回收塔塔頂，另一部分作為合格料送至混合芳烴中間罐?；亓鞴拗械乃腿コ橛嘁核此鳛橄礈焖?；塔底貧溶劑經(jīng)水汽提塔再沸器冷卻后，一部分去汽提塔作溶劑，另一部分經(jīng)貧富溶劑換熱器換熱后作抽提塔的溶劑。

精餾系統(tǒng)的主要目的是從混合芳烴中分離苯、甲苯和混合二甲苯。混合芳烴經(jīng)苯塔進(jìn)料/甲苯產(chǎn)品換熱器、苯塔進(jìn)料/混合二甲苯產(chǎn)品換熱器及苯塔進(jìn)料換熱器預(yù)熱后進(jìn)入苯塔。苯塔全回流操作；塔底有兩個(gè)再沸器，一個(gè)由甲苯塔塔頂物料提供全部熱源，另一個(gè)的熱量由中壓蒸汽提供；塔中段采出苯；苯塔塔底產(chǎn)品送至甲苯塔。甲苯塔塔頂物料經(jīng)苯塔再沸器冷卻后，一部分作為塔頂回流返回甲苯塔，另一部分經(jīng)苯塔進(jìn)料/甲苯產(chǎn)品換熱器和甲苯產(chǎn)品冷卻器冷卻后送往甲苯產(chǎn)品罐。塔底的混合二甲苯經(jīng)與混合芳烴換熱后進(jìn)入儲(chǔ)罐。

2 換熱網(wǎng)絡(luò)能耗分析

該裝置消耗大量的蒸汽。由圖1可見，現(xiàn)行裝置中已考慮了冷熱物流之間的集成和能量回收，例如苯塔的進(jìn)料經(jīng)與甲苯和混合二甲苯換熱實(shí)現(xiàn)了兩股產(chǎn)品流熱量的回收，溶劑回收塔塔底的貧溶劑給水汽提塔再沸器提供能量。取最小傳熱溫差為10℃，對現(xiàn)行裝置的換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行夾點(diǎn)分析可知，該換熱網(wǎng)絡(luò)夾點(diǎn)處熱物流溫度為138℃，冷物流溫度為128℃；所需最小加熱公用工程30650 kW，所需最小冷卻公用工程28626 kW?，F(xiàn)行換熱網(wǎng)絡(luò)的節(jié)能潛力較小，理論節(jié)能量為1170 kW，占加熱公用工程的3.8%，占冷卻公用工程的4.1%。由于其改造需調(diào)整和更換多臺(tái)換熱器、投資回收期較長，未對換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行優(yōu)化改造。

3 苯塔和甲苯塔的集成優(yōu)化

除換熱網(wǎng)絡(luò)外，以能量為分離劑的精餾塔是耗能大戶，對其進(jìn)行優(yōu)化也有顯著的節(jié)能效果；最簡單的方案是優(yōu)化回流比/回流量。在該裝置中，抽提塔和水洗塔塔底再沸器均通過熱物流加熱，而苯塔和甲苯塔還需消耗大量蒸汽。因此，可考慮對這兩個(gè)精餾塔進(jìn)行優(yōu)化。

苯塔為全回流操作，苯從側(cè)線采出。現(xiàn)行生產(chǎn)中回流量為71.5 t/h，塔底總熱負(fù)荷為9856 kW，由中壓蒸汽和甲苯塔塔頂熱物流共同加熱，中壓蒸汽用量為2.34 t/h,提供1360 kW的熱量。塔頂空冷器和水冷器熱負(fù)荷為9920 kW。維持其它操作條件不變的情況下，在Aspen Plus中模擬得到苯塔塔頂回流量、側(cè)線產(chǎn)品苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)、甲苯塔甲苯產(chǎn)品的質(zhì)量分?jǐn)?shù)和苯塔塔底再沸器熱負(fù)荷隨塔頂循環(huán)量的變化，見圖2。

圖2 苯塔各參數(shù)隨塔頂循環(huán)量變化的靈敏度分析圖

由該圖可知，在其他操作條件不變的情況下，只有當(dāng)苯塔回流量大于43.7 t/h時(shí)，才能同時(shí)滿足苯產(chǎn)品質(zhì)量分?jǐn)?shù)>99.9%、甲苯產(chǎn)品質(zhì)量分?jǐn)?shù)>99.8%的生產(chǎn)要求?？紤]到操作彈性，回流量取為56.0 t/h，對應(yīng)的再沸器負(fù)荷為8190 kW，可在原基礎(chǔ)上減少熱負(fù)荷1666 kW(該數(shù)據(jù)已修改，與圖4相符)。苯塔塔底再沸器可不用中壓蒸汽進(jìn)行供熱，節(jié)約中壓蒸汽2.34 t/h。流經(jīng)苯塔再沸器的甲苯塔塔頂熱物流的流量可減小為67.74 t/h。同時(shí)，該循環(huán)量下，空冷器冷凝負(fù)荷為7150 kW，在原基礎(chǔ)上減小2120 kW，按每冷卻1000 kW的熱量耗電40 kW計(jì)算，可減少耗電84.8 kW，冷凝器E-211冷凝負(fù)荷為520 kW，可在原基礎(chǔ)上減少熱負(fù)荷130 kW，冷卻水用量可節(jié)省23.0 t/h。

現(xiàn)行系統(tǒng)中，甲苯塔的回流比為3.44，塔頂總出料量為81.38 t/h，回流量為63.08 t/h，塔底熱負(fù)荷為9370.64 kW。在苯塔優(yōu)化的基礎(chǔ)上可進(jìn)一步優(yōu)化甲苯塔的回流量。設(shè)置回流量在34～82 t/h(回流比1.9～4.5)變化時(shí)，利用Aspen Plus對甲苯塔進(jìn)行靈敏度分析，可得塔頂出料量、甲苯產(chǎn)品質(zhì)量分?jǐn)?shù)、甲苯塔塔底再沸器熱負(fù)荷、塔頂物流供熱量隨之變化，見圖3。

圖3 甲苯塔各參數(shù)隨塔頂循環(huán)量變化的靈敏度分析圖

由圖3可見，在其他操作條件不變的情況下，只有當(dāng)回流量大于36.3 t/h(回流比>2)時(shí)，才能滿足甲苯塔甲苯產(chǎn)品的質(zhì)量分?jǐn)?shù)>99.8%的生產(chǎn)要求。同時(shí)，當(dāng)回流量大于50.08 t/h(回流比>2.76)，即該塔塔頂?shù)目偭髁看笥?0.2 t/h，其塔頂物流可用于為苯塔的再沸器提供所需的全部熱負(fù)荷(8190kW)?？紤]到操作彈性，選擇甲苯塔的回流量為53.4 t/h(回流比2.92)，此塔頂流量為71.9 t/h，苯塔塔底不需要額外的中壓蒸汽供熱，甲苯塔塔底熱負(fù)荷為9092 kW，節(jié)能278.64 kW，減少高壓蒸汽用量為0.6 t/h。優(yōu)化前后的數(shù)據(jù)變化見圖4。

圖4 苯塔和甲苯塔優(yōu)化前后對比圖

優(yōu)化后，苯塔節(jié)約中壓蒸汽2.34 t/h，甲苯塔節(jié)約高壓蒸汽0.6 t/h，空冷能耗減小2120 kW，減少耗電84.8 kW(按每冷卻1000 kW的熱量耗電40 kW估算)，節(jié)約冷卻水22.75 t/h。高壓蒸汽、中壓蒸汽、水、電的價(jià)格分別按150元/t、120元/t、2元/t、0.5元/(kW·h)計(jì)算，每年開工時(shí)間8000 h，每年可節(jié)省費(fèi)用366.96萬元，無需進(jìn)行管路改造和增加投資。

4 結(jié)語

本文對某工廠芳烴抽提裝置的精餾系統(tǒng)和換熱網(wǎng)絡(luò)節(jié)能優(yōu)化進(jìn)行研究，結(jié)論如下：

(1)該裝置換熱網(wǎng)絡(luò)的節(jié)能潛力較小，僅為900 kW，占現(xiàn)行加熱公用工程的3.8%。由于其改造需調(diào)整和更換多臺(tái)換熱器、投資回收期較長，無需對換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行優(yōu)化改造。

(2)對苯塔和甲苯塔的靈敏度分析表明，苯塔的回流量可由71.5 t/h降低為56.0 t/h，甲苯塔的回流量可由63.08 t/h降低至53.4 t/h。

(3)優(yōu)化后，苯塔節(jié)約中壓蒸汽2.34 t/h，甲苯塔節(jié)約高壓蒸汽0.6 t/h、空冷能耗減小2120 kW、耗電減少84.8 kW、節(jié)約冷卻水22.75 t/h。每年可節(jié)省費(fèi)用366.96萬元，無需增加投資。