環(huán)己酮裝置蒸汽消耗技術(shù)分析及優(yōu)化

魯華，杜建文

（中國(guó)石化巴陵分公司，湖南岳陽(yáng) 414014）

環(huán)己酮是生產(chǎn)尼龍、己內(nèi)酰胺、己二酸、香料、醫(yī)藥、樹(shù)脂等化工產(chǎn)品的原料，作為溶劑廣泛用于涂料、染料、油漆、農(nóng)藥、橡膠、印刷和塑料的回收等方面。按原料不同，工業(yè)生產(chǎn)環(huán)己酮的方法主要有苯酚加氫法、環(huán)己烯水合法以及環(huán)己烷氧化法[1]。截 至2020年7月，規(guī)模生產(chǎn)廠達(dá)30余家，總生產(chǎn)能力接近450萬(wàn)t/a，其中約65%采用環(huán)己烷氧化法，27%采用環(huán)己烯水合法，8%采用苯酚法。

中國(guó)石化巴陵分公司煉油部氧化法制環(huán)己酮裝置始建于1970年，后經(jīng)多次擴(kuò)能改造，裝置產(chǎn)能達(dá)到 10萬(wàn)t/a，氧化法制環(huán)己酮氧化轉(zhuǎn)化率在3.6%~4.0%。未反應(yīng)的環(huán)己烷在系統(tǒng)內(nèi)循環(huán)，加之生產(chǎn)流程中精餾過(guò)程較多，造成環(huán)己酮單位產(chǎn)品蒸汽消耗高，達(dá)到485.30 kgOE/t，裝置總能耗為620 kgOE/t，蒸汽消耗 占比78%。降低蒸汽消耗是降低裝置能耗的關(guān)鍵。

該裝置經(jīng)過(guò)多年工藝探索與優(yōu)化，設(shè)備及管道保溫管理、優(yōu)化精餾塔回流以及優(yōu)選精餾塔進(jìn)料塔板位置等常規(guī)蒸汽優(yōu)化已處于最優(yōu)水平，此類控制優(yōu)化措施對(duì)降低蒸汽消耗的影響不再進(jìn)行討論。

1 環(huán)己酮裝置蒸汽消耗情況

煉油部10萬(wàn)t/a氧化法制環(huán)己酮主要工序包括苯加氫、氧化、烷精餾、精制、脫氫等。裝置用蒸汽分三個(gè)等級(jí)，即3.2 MPa過(guò)熱中壓蒸汽（約390℃）、1.0 MPa過(guò)熱低壓蒸汽（約230℃）以及0.35 MPa 飽和副產(chǎn)低壓蒸汽。為便于統(tǒng)計(jì)，將0.35 MPa副產(chǎn)飽和蒸汽納入1.0 MPa蒸汽系統(tǒng)統(tǒng)計(jì)。該裝置低、中壓蒸汽消耗情況見(jiàn)表1、2。

表1 1.0 MPa低壓蒸汽消耗情況

2 環(huán)己酮裝置蒸汽消耗橫向?qū)Ρ?/h2>

氧化法工藝裝置相似度較高，主要區(qū)別在是否有二次皂化工藝、苯加氫路線（氣相或液相）及脫氫路線（高溫脫氫或低溫脫氫）的選擇上。除二次皂化工藝會(huì)增加低壓蒸汽消耗外，其他差異對(duì)蒸汽消耗影響不大。國(guó)內(nèi)二套氧化法工藝環(huán)己酮裝置蒸汽消耗對(duì)比見(jiàn)表3。

表3 國(guó)內(nèi)二套環(huán)己酮裝置蒸汽消耗對(duì)比

兩套裝置中壓蒸汽使用位置和使用方式基本相同。考慮到兩套裝置均為氧化法，而低壓蒸汽單耗相差較大，可以推論裝置低壓蒸汽消耗存在較大下降空間。

3 蒸汽消耗現(xiàn)狀分析及優(yōu)化建議

通過(guò)系統(tǒng)梳理和分析，裝置蒸汽消耗存在以下幾個(gè)方面的問(wèn)題：

1）換熱過(guò)程不夠優(yōu)化，部分物料換熱不充分，造成后續(xù)工序蒸汽消耗增加。

2）蒸汽凝液閃蒸的0.2 MPa蒸汽未能全部利用，部分直排大氣。

3）系統(tǒng)內(nèi)存在一定含量的惰性物質(zhì)，造成蒸汽無(wú)效消耗。

4）新節(jié)能技術(shù)和新型節(jié)能內(nèi)構(gòu)件等未在裝置上使用，蒸汽熱能利用效率不高。

根據(jù)蒸汽優(yōu)化利用的熱力學(xué)原理[2]，綜合熱力學(xué)第一定律和第二定律，全面揭示系統(tǒng)節(jié)能的方向和潛力，從而提高能源利用效率[3]。蒸汽優(yōu)化主要思路是優(yōu)化熱量交換過(guò)程、蒸汽熱能梯級(jí)利用、減少無(wú)效蒸汽消耗以及采用成熟節(jié)能新技術(shù)和高性能填料及內(nèi)件。

3.1 優(yōu)化換熱過(guò)程

優(yōu)化換熱過(guò)程從兩方面開(kāi)展。一是挖掘有熱能交換潛力的物流進(jìn)行換熱，通過(guò)對(duì)裝置工藝物流分析，未能發(fā)現(xiàn)可實(shí)施性強(qiáng)、熱能利用價(jià)值較高的換熱物流；二是查找換熱效率較低的換熱過(guò)程，經(jīng)過(guò)系統(tǒng)分析，發(fā)現(xiàn)氧化液和分解液換熱過(guò)程可進(jìn)行 優(yōu)化。

氧化液是環(huán)己烷氧化后的高溫物料，后續(xù)需要降低溫度；分解液是低溫物料，后續(xù)需要升高溫度，兩者流量比接近1:1。目前兩股物料之間設(shè)置了換熱器，經(jīng)過(guò)換熱后，氧化液溫度由165℃降至121℃，分解液溫度由94.6℃升至139.4℃，換熱器熱端溫差25.6℃，列管式換熱器熱段設(shè)計(jì)溫差控制在15~20℃。根據(jù)生產(chǎn)需要，分解液最佳升溫溫度為146℃，氧化液需要降溫至72℃以下。因此，需采用換熱面積更大、換熱效率更高的換熱器替代現(xiàn)有換熱器，將分解液換熱至146℃，氧化液可降溫至114.5℃。

換熱過(guò)程優(yōu)化后，分解液溫度升高6.6℃，可降低后續(xù)工序蒸汽消耗1.98 t/h。因換熱后氧化液溫度降低，減少循環(huán)水量260 m3/h。

3.2 蒸汽凝液熱能利用

裝置蒸汽凝液閃蒸汽量大于使用點(diǎn)消耗量，且因閃蒸蒸汽品質(zhì)低，只能現(xiàn)場(chǎng)排空，未能實(shí)現(xiàn)蒸汽熱能的優(yōu)化利用。

通過(guò)Aspen建模，采用STEAMNBS物性方法，該方法依據(jù)1984NBS/NRC蒸汽表關(guān)聯(lián)式計(jì)算熱力學(xué)性質(zhì)，選取Aspen V9模塊中的flash2，在絕熱模式下對(duì)裝置蒸汽凝液進(jìn)行閃蒸計(jì)算。結(jié)果顯示：裝置內(nèi)蒸汽凝液可閃蒸流量為7.87 t/h的0.2 MPa飽和低壓蒸汽，高于使用點(diǎn)最大蒸汽用量7.25 t/h，超出的0.62 t/h蒸汽壓力品質(zhì)太低無(wú)法使用。擬在高壓工段蒸汽凝液進(jìn)0.2 MPa蒸汽凝液罐前增設(shè)與輕一塔進(jìn)料的換熱流程，在換熱流程上設(shè)置旁路調(diào)節(jié)閥，利用富余的熱量。此項(xiàng)措施可回收熱能約1 600 kJ，節(jié)約1.0 MPa蒸汽約0.60 t/h。

3.3 減少無(wú)效蒸汽消耗

對(duì)于環(huán)己酮裝置，減少蒸汽無(wú)效消耗的主要措施是降低系統(tǒng)內(nèi)循環(huán)的丁基環(huán)己基醚（存在于精餾和脫氫系統(tǒng)）。該物質(zhì)不參與主反應(yīng)，長(zhǎng)期存在，反復(fù)循環(huán)，汽化或者加熱這類物質(zhì)會(huì)消耗大量的蒸汽。根據(jù)歷史數(shù)據(jù)，低壓工序系統(tǒng)內(nèi)丁基環(huán)己基醚含量會(huì)從開(kāi)車初期的2%左右上漲至末期的8%。

丁基環(huán)己基醚與環(huán)己醇在高真空狀態(tài)下沸點(diǎn)接近，無(wú)法通過(guò)現(xiàn)有真空精餾進(jìn)行分離。通過(guò)Aspen軟件模擬分析，利用閑置塔改造為無(wú)回流的在線常壓脫醚塔，使用少量蒸汽，將系統(tǒng)中丁基環(huán)己基醚在塔釜脫除。塔釜含醚50%左右的重組分被送往外部，通過(guò)間歇使用脫醚塔（年使用時(shí)間約為30 d），可將系統(tǒng)內(nèi)丁基環(huán)己基醚穩(wěn)定在3%。以平均含量計(jì)算，采用脫醚工藝前系統(tǒng)內(nèi)丁基環(huán)己基醚含量為5%，使用脫醚工藝后，醚含量降至3%。可減少精餾系統(tǒng)和脫氫系統(tǒng)（輕塔、酮塔、醇塔、脫氫醇汽化器）2%的蒸汽消耗，約0.53 t/h。

3.4 采用成熟節(jié)能新技術(shù)和高性能填料及內(nèi)件

3.4.1 采用成熟節(jié)能新技術(shù)

多效精餾是將精餾塔分成能位不同的多塔，能位較高塔的塔頂蒸汽向能位較低的再沸器進(jìn)行供熱，同時(shí)自身被冷凝。在多效精餾中，除壓力最低的塔之外，其余各塔塔頂蒸汽的冷凝潛熱均被系統(tǒng)自身回收利用，從而使得精餾過(guò)程能耗降低。

環(huán)己酮裝置精餾工序的生產(chǎn)流程為中間產(chǎn)品粗醇酮加料至輕一塔，塔頂物料大部分回流，極少部分出料至輕二塔（去除輕質(zhì)油），輕一塔釜出料至酮一塔和酮二塔。酮一、二塔頂產(chǎn)出質(zhì)量符合要求的環(huán)己酮，塔釜物料出料至醇塔，醇塔頂產(chǎn)出環(huán)己醇，塔釜產(chǎn)X油送往外部。目前輕一塔壓力27 kPa，頂溫105℃，酮一塔釜溫95.6℃。

經(jīng)Aspen模擬，結(jié)合已有環(huán)己酮裝置的改造成功實(shí)例，建議將輕壓塔頂壓力提升至51 kPa，可將輕一塔頂溫度提升至126℃左右，將輕一塔頂氣相物料作為酮一塔再沸器熱源，形成雙效精餾，不足的熱能由一次蒸汽補(bǔ)充。輕一塔、酮一塔兩塔雙效蒸餾流程設(shè)計(jì)見(jiàn)圖1。根據(jù)測(cè)算，雙效蒸餾可減少酮一塔用蒸汽5.10 t/h，同時(shí)因熱能利用，可減少660 m3/h 的循環(huán)水消耗。

圖1 輕一塔、酮一塔雙效蒸餾工藝流程

3.4.2 采用高性能填料及內(nèi)件

由表1和表2可知，精餾塔再沸器蒸汽總量高達(dá)60.9 t/h，是裝置蒸汽消耗的大戶。精餾塔內(nèi)構(gòu)件對(duì)精餾過(guò)程十分關(guān)鍵，不僅影響精餾塔處理量及分離效果，還會(huì)在很大程度上影響精餾過(guò)程的能耗。環(huán)己酮裝置精餾塔填料多為老式250Y型填料，部分傳質(zhì)塔采用第二代矩鞍式散堆填料，傳質(zhì)效率不高，處理能力偏低。近年來(lái)，高效分布器和高效傳質(zhì)填料的研究取得了長(zhǎng)足進(jìn)步，如BH型規(guī)整填料、SP-E系列規(guī)整填料、QH-1扁環(huán)填料、Mellapakplus規(guī)整填料和VEP型液體分布器等代表著國(guó)內(nèi)填料塔內(nèi)構(gòu)件的先進(jìn)水平。經(jīng)委托相關(guān)單位CFD模擬，使用單位實(shí)地調(diào)研，采用Mellapakplus規(guī)整填料和VEP型液體分布器對(duì)裝置輕一塔內(nèi)構(gòu)件進(jìn)行改造，在滿足分離效果的前提下，可大幅降低回流量，減少20%蒸汽消耗。若采用高性能填料及內(nèi)件對(duì)裝置各塔進(jìn)行改造，按照平均降幅10%測(cè)算，預(yù)期可減少蒸汽消耗6.09 t/h。

表2 3.2 MPa中壓蒸汽消耗情況

4 改造預(yù)期效果

改造實(shí)施后，蒸汽消耗情況見(jiàn)表4。

表4 項(xiàng)目實(shí)施經(jīng)濟(jì)性分析

改造完成后，可減少低壓蒸汽消耗14.30 t/h，折合降低環(huán)己酮裝置低壓蒸汽單耗1.14 t/t，裝置產(chǎn)品能耗由620 kgOE/t降至533.36 kgOE/t，下降比例為13.97%。

改造完成后煉油部環(huán)己酮裝置同先進(jìn)裝置A蒸汽消耗對(duì)比見(jiàn)表5。

表5 改造后二套環(huán)己酮裝置蒸汽消耗對(duì)比

改造完成后，實(shí)際蒸汽單耗差距由1.38 t/t降低至0.24 t/t，產(chǎn)品蒸汽單耗有所降低，蒸汽消耗水平處于國(guó)內(nèi)同行先進(jìn)水平。

5 結(jié)論

環(huán)己酮裝置降低蒸汽改造措施完成后，可降低裝置蒸汽消耗14.30 t/h，折合降低蒸汽單耗1.14 t/t。在其他能耗不變的情況下，裝置產(chǎn)品能耗由620 kgOE/t 降至533.36 kgOE/t，下降比例為13.97%，裝置能耗顯著降低。年生產(chǎn)時(shí)間按8 000 h、蒸汽按照巴陵石化低壓蒸汽結(jié)算價(jià)139元/噸計(jì)算，改造后可降低裝置生產(chǎn)成本1 590.16萬(wàn)元。