李 巖，丁一笑，曹曼曼

(燕山大學河北省建筑低碳清潔供熱技術創(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。常規(guī)精餾裝置的熱負荷基本全部由塔底再沸器提供，會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，如增設中間換熱器、調整進料狀態(tài)、優(yōu)化進料位置等；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)為代價驅動熱泵循環(huán)，回收塔頂?shù)蜏匚挥酂?。部分學者[3-4]提出：在精餾裝置的提餾段設置中間再沸器，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荷；而在精餾段設置中間冷凝器，利用代價較低的冷源冷凝中間氣相物料，降低塔頂冷凝器的冷卻負荷。另有部分學者[5-6]通過調整進料狀態(tài)(溫度、氣液相組成等)改善精餾塔內熱平衡和氣液相流速，進而降低塔頂冷凝器的冷卻負荷以及塔底再沸器的加熱負荷。Muthia等[7-8]通過優(yōu)化精餾塔的進料位置，降低了氣液相物料逆向流動引起的能量損失，獲得了滿足分離要求的最少塔板數(shù)，在減少投資的同時達到節(jié)能效果[9]。

此外，Kim等[10]利用熱泵回收塔頂?shù)蜏匚挥酂幔糜谔娲自俜衅鞯恼羝?，同時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倍的中溫熱能，這與熱電聯(lián)產(chǎn)制備0.4MPa蒸汽的能效相當；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[11]。

綜上所述，設置中間換熱器的熱力學優(yōu)勢在于通過梯級用能使熱源(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；采用熱泵技術的能效優(yōu)勢在于通過回收余熱制備品質較低的熱源，同時伴生代價較小的冷源。因此，本課題將這兩種節(jié)能技術有機結合，構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象，利用模擬軟件Aspen Plus建立數(shù)學模型[12]，當脫丙烷塔操作壓力(pc)為2.0 MPa時，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，模擬計算中間換熱器物料的抽出位置和抽出量的變化對脫丙烷塔塔底回流比(R)、總加熱負荷(Qzre)和總冷卻負荷(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直接影響塔內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，分析物料抽出位置對塔底回流比、氣相分率(G)、總加熱負荷、塔底再沸器加熱負荷(Qre)、中間再沸器加熱負荷(Qire)的影響，結果見圖3。

圖3 中間再沸器物料抽出位置對脫丙烷塔操作參數(shù)的影響

由圖3可以看出：當Nire由第37向第43塔板移動時，Qre基本不變，Qire由2 177.9 kW降至1 518.3 kW，R快速下降導致Qzre陡降，由3 808.3 kW快速降至3 071.4 kW；當Nire由第43向第60塔板移動時，Qzre基本保持不變，Qire繼續(xù)降低，而Qre由1 553.1 kW快速增長至2 415.9 kW，說明繼續(xù)調整Nire不會取得更好的節(jié)能效果。因此，Nire取第43塔板時節(jié)能效果最佳。

1.2.2 物料抽出量的確定

當Nire為第43塔板時，中間再沸器物料抽出量(Gire)對R及精餾塔加熱負荷(Qzre，Qre，Qire)的影響見圖4。由圖4可知：當不抽出中間物料時，Qzre全部由塔底再沸器承擔；隨著Gire不斷增大，R快速增大，Qre逐漸減少，Qire逐漸增加，同時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應提高至最大值(48 t/h)。

圖4 中間再沸器物料抽出量對R和加熱負荷的影響

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料板逐漸移動，分析Nic對R、液相分率(L)、總冷卻負荷、塔頂冷凝器冷卻負荷(Qc)、中間冷凝器冷卻負荷(Qic)的影響，結果見圖5。由圖5可知：當Nic從第3向第17塔板移動時，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Nic從第17向第36塔板移動時，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的關系

1.3.2 物料抽出量的確定

當Nic為第17塔板時，中間冷凝器物料抽出量(Gic)對R及精餾塔冷卻負荷(Qzc，Qc，Qic)的影響見圖6。由圖6可以看出：當不抽出中間物料時，Qzc全部由塔頂冷凝器承擔；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以實現(xiàn)節(jié)能，Gic應提高至最大值(16 t/h)。

圖6 中間冷凝器物料抽出量對R和冷卻負荷的影響

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)常需要采用兩級熱泵逐級加熱的方法[10]。即當中間再沸器物料加熱溫度(tire)為62～70 ℃時，采用單效吸收式熱泵將循環(huán)水加熱至75 ℃；當中間再沸器物料tire為70～85 ℃時，采用單效和兩級吸收式熱泵串聯(lián)，循環(huán)水先由單效吸收式熱泵加熱至75 ℃，后由兩級吸收式熱泵再加熱至90 ℃。

分析單效和兩級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)水溫度對熱泵制熱性能系數(shù)COPh的影響，結果如圖7所示。由圖7(a)可知，對于單效吸收式熱泵，當熱泵吸收器和冷凝器側循環(huán)水出口溫度(tac)為67～75 ℃、熱泵蒸發(fā)器側循環(huán)水出口溫度(te)為31～46 ℃時，其COPh為1.67～1.78。由圖7(b)可知，對于兩級吸收式熱泵，當tac為75～90 ℃、te為31～46 ℃時，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

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，總蒸汽消耗量相應減少；當tac<80 ℃時，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；當tac>80 ℃時，需要增設兩級吸收式熱泵(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會導致R和Qzre增大，造成總蒸汽消耗量增加；當pc=1.3 MPa、tac=76 ℃時，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”工藝為對象，進行節(jié)能改造，設計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)的原有運行參數(shù)見表1，3個塔的運行時間均為4 000 h/a。由表1

表1 180 kt/a氣體分餾“三塔”工藝的運行參數(shù)

可知，T101，T102，T103的塔底再沸器加熱負荷分別為3 001.7，1 082.3，9 962.2 kW，合計為14 046.2 kW，對應的蒸汽總消耗量為22.54 t/h。

3.1 節(jié)能改造方案

針對上述氣體分餾“三塔”流程設計節(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。對于脫丙烷塔，設計中間換熱器-熱泵精餾系統(tǒng)，由單效和兩級吸收式熱泵將循環(huán)水逐級加熱至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荷為1 365.4 kW，中間再沸器加熱負荷為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；對于丙烯精制塔，由于塔底物料溫度更低，可設計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)能效對比

氣體分餾“三塔”工藝流程節(jié)能改造前后的能效對比結果見表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%計算，可節(jié)約軟化水33 kt/a。工藝蒸汽價格按80元/t、軟化水價格按7元/t計算，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)能改造前后能效對比

3.2.2 項目經(jīng)濟性分析

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

表3 項目總投資

增設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備的投資，根據(jù)換熱負荷和對數(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、熱水型再沸器等設備的費用為1 209.6萬元，另加安裝工程費98萬元，合計改造項目總投資為1 307.6萬元。

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

表4 經(jīng)濟效益分析

4 結 論

根據(jù)“溫度對口、梯級用能”的原則，將中間換熱器與吸收式熱泵有機結合，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：一是可以通過梯級用能使熱源(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，同時伴生代價較低的冷源。

基于上述設想，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；當脫丙烷塔操作壓力為1.3 MPa、中間物料加熱溫度為76 ℃時，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”精餾裝置設計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530.8萬元/a，項目靜態(tài)投資的回收期為3 a。