趙 勇 中國石油化工股份有限公司 北京 100728張 迪 內蒙古工業(yè)大學能源與動力工程學院 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化學纖維、塑料、樹脂、橡膠、洗滌劑、香料和其他精細化學品，具有不可替代的重要性。裂解汽油和重整油是生產芳烴的重要原料；芳烴抽提是主要生產工藝，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、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塔才能完成分離，操作費和設備費均較高，因此，其節(jié)能優(yōu)化至關重要。

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

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

(2)將精餾塔與換熱網(wǎng)絡集成以達到節(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)絡以及精餾塔的集成和優(yōu)化，Smith和Linnhoff[8]提出用一個矩形框表示精餾塔再沸器和冷凝器的溫位和負荷，并提出了精餾塔與總復合曲線的集成規(guī)則;劉桂蓮等[9]研究了跨越背景換熱網(wǎng)絡夾點的分離過程的熱集成，并用總復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)絡與塔系統(tǒng)的集成中用熱供需圖代替總復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?shù)木s塔操作參數(shù)，有利于換熱網(wǎng)絡的能量回收；Wang等[12,13]針對總復合曲線上的“熱口袋”與精餾塔的集成進行了研究；Gadalla等[14]通過構建熱物流和冷物流的溫度圖識別與夾點位置相關的物流，在工藝系統(tǒng)和換熱網(wǎng)絡匹配變化最小的情況下實現(xiàn)最大的熱回收量；基于夾點技術，Shahruddin等[15]根據(jù)不同精餾塔序的復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)間進行分區(qū)和合并，優(yōu)化集成大型精餾系統(tǒng)換熱網(wǎng)絡、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)絡最小能耗的MILP模型，但僅能考慮進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換熱器熱集成。Zhang等[20]以年度總成本為目標建立了MINLP模型辨識最優(yōu)精餾塔序。

考慮到芳烴抽提過程的多臺精餾塔和換熱網(wǎng)絡消耗，本文將對某工廠芳烴抽提裝置的精餾網(wǎng)絡和換熱網(wǎng)絡節(jié)能優(yōu)化進行研究。利用Aspen Plus軟件對某廠芳烴抽提裝置進行模擬，據(jù)此對換熱網(wǎng)絡進行夾點分析，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)進入抽提塔，與來自回收塔底的貧溶劑逆流接觸進行液-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口，用于稀釋進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)冷凝冷卻后進入汽提塔頂罐分離；輕質非芳烴和輕質芳烴經(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。回流罐中的水送去抽余液水洗塔作為洗滌水；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?；旌戏紵N經(jīng)苯塔進料/甲苯產品換熱器、苯塔進料/混合二甲苯產品換熱器及苯塔進料換熱器預熱后進入苯塔。苯塔全回流操作；塔底有兩個再沸器，一個由甲苯塔塔頂物料提供全部熱源，另一個的熱量由中壓蒸汽提供；塔中段采出苯；苯塔塔底產品送至甲苯塔。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)苯塔進料/甲苯產品換熱器和甲苯產品冷卻器冷卻后送往甲苯產品罐。塔底的混合二甲苯經(jīng)與混合芳烴換熱后進入儲罐。

2 換熱網(wǎng)絡能耗分析

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，例如苯塔的進料經(jīng)與甲苯和混合二甲苯換熱實現(xiàn)了兩股產品流熱量的回收，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)絡進行夾點分析可知，該換熱網(wǎng)絡夾點處熱物流溫度為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%。由于其改造需調整和更換多臺換熱器、投資回收期較長，未對換熱網(wǎng)絡進行優(yōu)化改造。

3 苯塔和甲苯塔的集成優(yōu)化

除換熱網(wǎng)絡外，以能量為分離劑的精餾塔是耗能大戶，對其進行優(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，可考慮對這兩個精餾塔進行優(yōu)化。

苯塔為全回流操作，苯從側線采出。現(xiàn)行生產中回流量為71.5 t/h，塔底總熱負荷為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、側線產品苯的質量分數(shù)、甲苯塔甲苯產品的質量分數(shù)和苯塔塔底再沸器熱負荷隨塔頂循環(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，只有當苯塔回流量大于43.7 t/h時，才能同時滿足苯產品質量分數(shù)>99.9%、甲苯產品質量分數(shù)>99.8%的生產要求?？紤]到操作彈性，回流量取為56.0 t/h，對應的再沸器負荷為8190 kW，可在原基礎上減少熱負荷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，該循環(huán)量下，空冷器冷凝負荷為7150 kW，在原基礎上減小2120 kW，按每冷卻1000 kW的熱量耗電40 kW計算，可減少耗電84.8 kW，冷凝器E-211冷凝負荷為520 kW，可在原基礎上減少熱負荷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，塔底熱負荷為9370.64 kW。在苯塔優(yōu)化的基礎上可進一步優(yōu)化甲苯塔的回流量。設置回流量在34～82 t/h(回流比1.9～4.5)變化時，利用Aspen Plus對甲苯塔進行靈敏度分析，可得塔頂出料量、甲苯產品質量分數(shù)、甲苯塔塔底再沸器熱負荷、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，只有當回流量大于36.3 t/h(回流比>2)時，才能滿足甲苯塔甲苯產品的質量分數(shù)>99.8%的生產要求。同時，當回流量大于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荷(8190kW)。考慮到操作彈性，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、電的價格分別按150元/t、120元/t、2元/t、0.5元/(kW·h)計算，每年開工時間8000 h，每年可節(jié)省費用366.96萬元，無需進行管路改造和增加投資。

4 結語

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

(1)該裝置換熱網(wǎng)絡的節(jié)能潛力較小，僅為900 kW，占現(xiàn)行加熱公用工程的3.8%。由于其改造需調整和更換多臺換熱器、投資回收期較長，無需對換熱網(wǎng)絡進行優(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)省費用366.96萬元，無需增加投資。