王耀偉，朱煒玄，葉昊天，韓志忠，董宏光，欒 波

（1.山東京博石油化工有限公司，山東 濱州 256500；2.大連理工大學(xué) 化工學(xué)院，遼寧 大連 116000）

丁基橡膠是世界上第四大合成橡膠膠種，具有優(yōu)良的氣密性和良好的耐熱、耐老化等性能，在內(nèi)胎、氣密層、黏合劑及耐熱運(yùn)輸帶等領(lǐng)域有著廣泛的應(yīng)用［1-2］。丁基橡膠是大量的異丁烯和少量異戊二烯的共聚產(chǎn)物［3］。生產(chǎn)丁基橡膠幾乎都是采用氯甲烷為稀釋劑、氯化鋁為引發(fā)劑［4］，未反應(yīng)的單體和溶劑在溶劑回收工段回收［5］。

為得到一定相對(duì)分子質(zhì)量的丁基橡膠，聚合反應(yīng)必須在極低的溫度下進(jìn)行（-90～-100 ℃）［6］。極低的溫度導(dǎo)致丁基橡膠生產(chǎn)過程中的物耗和能耗很高，如何提高聚合反應(yīng)溫度和聚合釜的運(yùn)轉(zhuǎn)周期成為了關(guān)鍵問題［7］。近年來，國內(nèi)外的研究主要集中在聚合反應(yīng)引發(fā)體系［8-10］、聚合反應(yīng)器［11-12］以及新型淤漿穩(wěn)定劑［13-14］等方面，還有一些學(xué)者致力于研究丁基橡膠裝置中異丁烯和異戊二烯的聚合條件［15-18］，以防止在裝置中某些設(shè)備處發(fā)生聚合堵塞等問題。但目前對(duì)于丁基橡膠裝置除了反應(yīng)以外的節(jié)能降耗鮮有研究。由于溶劑回收工段蒸汽用量占整個(gè)裝置50%～60%，因此對(duì)其節(jié)能降耗進(jìn)行研究具有重大意義。

本工作通過對(duì)溶劑回收工段進(jìn)行建模分析，將溶劑回收工段四塔流程改為三塔流程，并以有效能損失最小為目標(biāo)對(duì)其中熱耦合塔組能量分配進(jìn)行了優(yōu)化。

1 溶劑回收工段的工藝流程及分析

某石化廠丁基橡膠裝置工藝流程見圖1。溶劑回收工段進(jìn)料量為26 845.7 kg/h，其組成（w）為：氮?dú)?.3%、氯甲烷94.4%、異丁烷0.2%、異丁烯4.7%、異戊二烯0.3%，工藝包含4個(gè)塔：溶劑提純塔（T-1）、催化劑溶劑塔（T-2）、溶劑回收塔（T-3）和異丁烯回收塔（T-4）。物料首先進(jìn)入T-1，塔頂氣相經(jīng)冷凝后部分作為回流，部分采出物至T-2，塔底物料去T-3作液相回流，T-1塔頂回流罐中氣相經(jīng)三級(jí)冷凝閃蒸后，前兩級(jí)冷凝液返回溶劑提純塔回流罐。T-2主要作用是分離得到催化級(jí)氯甲烷（4 037.3 kg/h）和溶劑級(jí)氯甲烷（2 433.1 kg/h）。由于聚合反應(yīng)對(duì)雜質(zhì)極其敏感，因此要求催化級(jí)氯甲烷純度大于等于99.7%（w），溶劑級(jí)氯甲烷純度大于等于98.2%（w）。T-3的主要作用是回收T-1塔底物料中的氯甲烷，塔頂氣相返回溶劑提純塔底，因此T-1與T-3形成了一組熱耦合精餾塔。T-3塔底物料進(jìn)入T-4，塔頂?shù)玫疆惗∠?，塔底得到異戊二烯?/p>

T-1與T-2的總能耗占整個(gè)工段能耗的85.8%，能耗很大，其主要原因在于進(jìn)料中94.4%（w）的組分為氯甲烷，而大部分的氯甲烷在兩個(gè)塔中被反復(fù)蒸發(fā)了兩次。由于溶劑級(jí)氯甲烷純度只有98.2%（w），且溶劑級(jí)氯甲烷占進(jìn)料總量79.84%（w），可以采用側(cè)線的方式采出溶劑級(jí)氯甲烷［19］。T-1和T-3其實(shí)質(zhì)為一組熱耦合精餾塔，通過有效能計(jì)算，T-1有效能損失為482 kW，T-3有效能損失為5.3 kW。有效能損失不僅反映了能量“質(zhì)”的利用，也反映了能量“量”的利用。從能量“質(zhì)”的角度來說，T-1塔底溫度低于T-3，所需能量要低于T-3，因此T-1分離任務(wù)所需能量從T-1加入更為有利；但從能量“量”的角度來說，T-3塔頂氣相返回T-1塔底，在T-3中加入的熱量會(huì)在T-1中得到二次利用，提高了能量的利用效率，因此能量更多地從T-3加入也有一定的優(yōu)勢(shì)。因此需要研究分析熱耦合塔組的熱負(fù)荷分配，得到最低的有效能損失。

圖1 溶劑回收工段流程Fig.1 Process flowsheet of solvent recovery system.

2 溶劑回收工段模擬流程的建立

2.1 熱力學(xué)模型的選擇

丁基橡膠裝置溶劑回收工段中的組分為氯甲烷、異丁烯、異戊二烯、異丁烷、惰性氣體等，由于其極性不強(qiáng)，非理想性偏弱，因此選用物性方法PENG-ROB對(duì)該工段進(jìn)行描述。

2.2 模擬流程的建立

對(duì)溶劑回收工段流程進(jìn)行模擬，溶劑回收工段的模擬流程見圖2。

圖2 溶劑回收工段模擬流程Fig.2 Simulation flowsheet of solvent recovery system.

2.3 模擬結(jié)果及驗(yàn)證

為了驗(yàn)證模型的可靠性，將溶劑回收工段設(shè)計(jì)值與模擬值進(jìn)行對(duì)比分析，結(jié)果見表1。從表1可看出，模擬結(jié)果與設(shè)計(jì)值吻合程度較高，所有參數(shù)相對(duì)誤差均在5%以內(nèi)，在工程允許的誤差范圍內(nèi)，因此，可用該模型進(jìn)行流程的優(yōu)化模擬研究。

表1 溶劑回收工段模擬結(jié)果與設(shè)計(jì)值參數(shù)對(duì)比Table 1 Comparison of design values with simulation results in solvent recovery system

3 溶劑回收工段優(yōu)化模擬研究結(jié)果

溶劑回收工段優(yōu)化流程見圖3。圖3中將T-1和T-2合并為一個(gè)塔，即氯甲烷塔（T-0），原料首先進(jìn)入T-0，塔頂?shù)玫酱呋?jí)氯甲烷，側(cè)線得到溶劑級(jí)氯甲烷，塔底物料作為T-3的液相回流，T-3的塔頂氣相返回T-0塔底作為部分熱源，并回收T-0塔底物料中的氯甲烷，T-0與T-3為一組熱耦合塔，T-3塔底物料至T-4，塔頂?shù)玫疆惗∠?，塔底得到異戊二烯?/p>

由于T-0采用側(cè)線采出溶劑級(jí)氯甲烷，使其分離效率降低，因此需要對(duì)其進(jìn)行重新設(shè)計(jì)，優(yōu)化它的理論板數(shù)、進(jìn)料位置、塔頂氣相流出量以及側(cè)線采出位置。并以總有效能損失最小為目標(biāo)優(yōu)化分配熱耦合塔組（T-0和T-3）的再沸器熱負(fù)荷。

圖3 溶劑回收工段優(yōu)化流程Fig.3 Optimized flowsheet of solvent recovery system.

3.1 氯甲烷塔的優(yōu)化

圖4為T-0的理論板數(shù)、進(jìn)料位置、側(cè)線采出位置和氣相流出量對(duì)催化級(jí)氯甲烷純度、溶劑級(jí)氯甲烷純度及T-0與T-3總再沸器熱負(fù)荷的影響。其中，由于T-3塔頂氣相返回T-0塔底，因此隨著T-0理論板數(shù)的改變，其進(jìn)料位置也需相應(yīng)改變。通過Aspen plus中的calculator功能使T-3塔頂氣相的進(jìn)料位置每次都等于T-0的總理論板數(shù)，且將calculator計(jì)算順序調(diào)整在T-0計(jì)算之前。由于T-0進(jìn)料位置對(duì)T-0和T-3總熱負(fù)荷影響不明顯，因此沒有在圖中進(jìn)行表示。

根據(jù)圖4靈敏度分析，并結(jié)合產(chǎn)品純度要求可知，T-0最優(yōu)理論板數(shù)為45塊，最佳進(jìn)料位置為第17塊（自上而下），最優(yōu)側(cè)線采出位置為第10塊（自上而下）以及最優(yōu)氣相采出量為90 000 kg/h。

3.2 氯甲烷塔與溶劑回收塔再沸器熱負(fù)荷分配優(yōu)化

通過不斷調(diào)整T-0和T-3的再沸器熱負(fù)荷，并計(jì)算出不同再沸器熱負(fù)荷下各塔的有效能損失，得到T-0有效能損失、T-3有效能損失及總有效能損失三維圖，結(jié)果見圖5。由圖5可知，T-0有效能損失為208.6 kW，T-3有效能損失為46.6 kW，其對(duì)應(yīng)的再沸器熱負(fù)荷分別為4 852 kW和1 000 kW。

表2為溶劑回收工段優(yōu)化流程和原流程模擬值的對(duì)比分析結(jié)果。從表2可看出，在產(chǎn)品指標(biāo)不變的條件下，總能耗由9 895 kW降低至6 432 kW，降低了35%。原流程中總有效能損失為958.3 kW，優(yōu)化流程中總有效能損失為255.2 kW，有效能損失降低了703.1 kW。

圖5 有效能損失三維圖Fig.5 Three-dimensional diagram of energy loss.

表2 溶劑回收工段優(yōu)化流程與原流程模擬值對(duì)比分析Table 2 Comparison of simulation values of optimal process with original process in solvent recovery system

4 經(jīng)濟(jì)評(píng)價(jià)

基于原流程和優(yōu)化流程的模擬結(jié)果，采用Aspen Process Economic Analyzer對(duì)其進(jìn)行經(jīng)濟(jì)評(píng)價(jià)，計(jì)算結(jié)果有效可靠［20］。由于優(yōu)化流程并沒有改變進(jìn)料和產(chǎn)品指標(biāo)，因此對(duì)原料和產(chǎn)品價(jià)格不予考慮，取生命周期為20年，年操作時(shí)間為8 000 h，分析固定資本投資和年總成本，結(jié)果見圖6。其中，固定資本投資包括設(shè)備費(fèi)用、安裝費(fèi)用、電費(fèi)、管道費(fèi)等，年總成本包括固定資本投資的折舊費(fèi)（按20年生命周期和4%剩余價(jià)值計(jì)算）。由圖6可知，通過將溶劑回收工段中原四塔流程改為三塔流程，固定資本投資由4 022.15萬元降低至3 350.90萬元，降低了16.69%。

公用工程費(fèi)用見表3。操作勞動(dòng)和維護(hù)成本及工廠管理費(fèi)用（取操作勞動(dòng)和維護(hù)成本的50%）見圖7。由圖7及表3可知，公用工程費(fèi)用由2 756.08萬元/年降低至1 863.704萬元/年，降低了32.38%；年總成本由3 061.75萬元/年降低至2 135.02萬元/年，降低了30.27%。具有較大的經(jīng)濟(jì)效益。

圖6 原流程和優(yōu)化流程固定資本投資對(duì)比Fig.6 Comparison of fixed capital investments of original process and optimal process.

表3 原流程和優(yōu)化流程公用工程費(fèi)用對(duì)比Table 3 Comparison of utility costs of original process and optimal process

圖7 原流程和優(yōu)化流程年總成本對(duì)比Fig.7 Comparison of total annual costs of original process and optimal process.

5 結(jié)論

1）對(duì)溶劑回收工段進(jìn)行全流程模擬，各塔再沸器熱負(fù)荷和產(chǎn)品純度等關(guān)鍵指標(biāo)的模擬值與設(shè)計(jì)值的吻合程度較高，說明所建模型能夠準(zhǔn)確模擬，可用 于進(jìn)行流程優(yōu)化改進(jìn)。

2）將溶劑提純塔和催化劑溶劑塔合為一個(gè)塔——氯甲烷塔，側(cè)線采出溶劑級(jí)氯甲烷，對(duì)氯甲烷塔優(yōu)化后，最終可節(jié)能35%。

3）優(yōu)化流程相比原流程固定資本投資減少了16.69%，公用工程費(fèi)用減少了32.38%，年總成本最終降低了30.27%，具有較大的經(jīng)濟(jì)效益。