芳烃抽提装置的节能优化

2020-11-05中国石油化工股份有限公司北京100728张内蒙古工业大学能源与动力工程学院呼和浩特010051王中国石油天然气股份有限公司呼和浩特010000

化工设计 2020年5期

赵勇中国石油化工股份有限公司北京 100728张迪内蒙古工业大学能源与动力工程学院呼和浩特 010051王鹏中国石油天然气股份有限公司呼和浩特 010000

在石油化工生产中，苯、甲苯和二甲苯(统称为BTX，轻芳香族化合物)及其衍生物广泛用于生产化学纤维、塑料、树脂、橡胶、洗涤剂、香料和其他精细化学品，具有不可替代的重要性。裂解汽油和重整油是生产芳烃的重要原料；芳烃抽提是主要生产工艺，按照分离原理不同主要分为液-液萃取和抽提精馏。液-液萃取是借助抽提溶剂对于各组分溶解度的差异分离组分；抽提精馏则利用烃类中的各组分相对挥发度不同提取高纯度芳烃。抽提精馏工艺的抽提溶剂选择性较高、原料普适性较强、溶剂损失更少。近年来，该工艺得到了更多化工企业的青睐。但由于该工艺需要多个塔才能完成分离，操作费和设备费均较高，因此，其节能优化至关重要。

在芳烃抽提装置中，有多台以能量为分离剂的精馏塔，多个需要加热和冷却的流股组成换热网络。换热网络集成可通过有效地分析物流间的换热、设计具有最佳热回收效果和最低设备投资费用的换热器网络。精馏塔节能主要集中在以下两个方面：

(1)采用精馏节能技术，如中间再沸器和冷凝器技术[1,2]、侧线精馏技术[3]、热泵技术[4]、多效精馏[5]、热耦合精馏技术[6]等，从单个设备的角度降低能耗。

(2)将精馏塔与换热网络集成以达到节能的目的[7]，从系统整体的角度优化用能。

针对换热网络以及精馏塔的集成和优化，Smith和Linnhoff[8]提出用一个矩形框表示精馏塔再沸器和冷凝器的温位和负荷，并提出了精馏塔与总复合曲线的集成规则;刘桂莲等[9]研究了跨越背景换热网络夹点的分离过程的热集成，并用总复合曲线确定了精馏流程，降低系统能耗；Bagajewicz 等[10,11]提出在换热网络与塔系统的集成中用热供需图代替总复合曲线可以更加方便快捷的判断精馏塔的集成位置，且可据此选择适当的精馏塔操作参数，有利于换热网络的能量回收；Wang等[12,13]针对总复合曲线上的“热口袋”与精馏塔的集成进行了研究；Gadalla等[14]通过构建热物流和冷物流的温度图识别与夹点位置相关的物流，在工艺系统和换热网络匹配变化最小的情况下实现最大的热回收量；基于夹点技术，Shahruddin等[15]根据不同精馏塔序的复合曲线确定用能最小的精馏塔序；Kang等[16]基于图像法将不同温度的热回收区间进行分区和合并，优化集成大型精馏系统换热网络、减少物流匹配的难度。

Wang和Feng[17]提出了一种将启发式算法和模拟分析相结合的优化方法，通过启发式热集成矩阵筛选出可行的换热方案；再用Aspen Plus模拟压力对分离效果的影响，确定最终可行的方案。Leeson等[18]建立了优化换热网络最小能耗的MILP模型，但仅能考虑进行清晰分割的简单精馏塔。An和Yuan[19]提出了一种简化的退火算法模拟精馏塔序与换热网络的热集成以及精馏塔间的热集成，规定组分间清晰分割且精馏塔的再沸器和冷凝器仅能与一个换热器热集成。Zhang等[20]以年度总成本为目标建立了MINLP模型辨识最优精馏塔序。

考虑到芳烃抽提过程的多台精馏塔和换热网络消耗，本文将对某工厂芳烃抽提装置的精馏网络和换热网络节能优化进行研究。利用Aspen Plus软件对某厂芳烃抽提装置进行模拟，据此对换热网络进行夹点分析，优化精馏塔操作，最大化地利用能量、降低能耗。

1 芳烃抽提装置

某芳烃装置处理混合芳烃(C6～C8馏分)年产甲苯18.3万吨、苯18.85万吨、混合二甲苯10.08万吨。该装置能耗高，主要包括抽提系统和精馏系统，流程简图见图1。

抽提系统的主要目的是从富含芳烃的C6～C8馏分中回收芳烃。混合芳烃(C6～C8组份)进入抽提塔，与来自回收塔底的贫溶剂逆流接触进行液-液抽提。抽提塔塔顶的大部分抽余液(非芳烃)直接送到抽提塔的进口，用于稀释进料中的芳烃以改善抽提效果；另一部分抽余液经冷却后送到抽余油水洗塔。塔底的富溶剂与来自回收塔底部的贫溶剂换热后送入汽提塔塔顶。汽提塔再沸器用蒸汽加热。含有非芳烃和部分芳烃的汽提塔塔顶蒸汽经冷凝冷却后进入汽提塔顶罐分离；轻质非芳烃和轻质芳烃经加压后送入抽提塔，水送至水汽提塔塔顶；塔底液送至溶剂回收塔以分离出芳烃和回收溶剂。

回收塔塔顶蒸汽经冷凝后进入回收塔回流罐分离凝水和混合芳烃，底部再沸器用蒸汽加热；一部分混合芳烃回流到回收塔塔顶，另一部分作为合格料送至混合芳烃中间罐。回流罐中的水送去抽余液水洗塔作为洗涤水；塔底贫溶剂经水汽提塔再沸器冷却后，一部分去汽提塔作溶剂，另一部分经贫富溶剂换热器换热后作抽提塔的溶剂。

精馏系统的主要目的是从混合芳烃中分离苯、甲苯和混合二甲苯。混合芳烃经苯塔进料/甲苯产品换热器、苯塔进料/混合二甲苯产品换热器及苯塔进料换热器预热后进入苯塔。苯塔全回流操作；塔底有两个再沸器，一个由甲苯塔塔顶物料提供全部热源，另一个的热量由中压蒸汽提供；塔中段采出苯；苯塔塔底产品送至甲苯塔。甲苯塔塔顶物料经苯塔再沸器冷却后，一部分作为塔顶回流返回甲苯塔，另一部分经苯塔进料/甲苯产品换热器和甲苯产品冷却器冷却后送往甲苯产品罐。塔底的混合二甲苯经与混合芳烃换热后进入储罐。

2 换热网络能耗分析

该装置消耗大量的蒸汽。由图1可见，现行装置中已考虑了冷热物流之间的集成和能量回收，例如苯塔的进料经与甲苯和混合二甲苯换热实现了两股产品流热量的回收，溶剂回收塔塔底的贫溶剂给水汽提塔再沸器提供能量。取最小传热温差为10℃，对现行装置的换热网络进行夹点分析可知，该换热网络夹点处热物流温度为138℃，冷物流温度为128℃；所需最小加热公用工程30650 kW，所需最小冷却公用工程28626 kW。现行换热网络的节能潜力较小，理论节能量为1170 kW，占加热公用工程的3.8%，占冷却公用工程的4.1%。由于其改造需调整和更换多台换热器、投资回收期较长，未对换热网络进行优化改造。

3 苯塔和甲苯塔的集成优化

除换热网络外，以能量为分离剂的精馏塔是耗能大户，对其进行优化也有显著的节能效果；最简单的方案是优化回流比/回流量。在该装置中，抽提塔和水洗塔塔底再沸器均通过热物流加热，而苯塔和甲苯塔还需消耗大量蒸汽。因此，可考虑对这两个精馏塔进行优化。

苯塔为全回流操作，苯从侧线采出。现行生产中回流量为71.5 t/h，塔底总热负荷为9856 kW，由中压蒸汽和甲苯塔塔顶热物流共同加热，中压蒸汽用量为2.34 t/h,提供1360 kW的热量。塔顶空冷器和水冷器热负荷为9920 kW。维持其它操作条件不变的情况下，在Aspen Plus中模拟得到苯塔塔顶回流量、侧线产品苯的质量分数、甲苯塔甲苯产品的质量分数和苯塔塔底再沸器热负荷随塔顶循环量的变化，见图2。

图2 苯塔各参数随塔顶循环量变化的灵敏度分析图

由该图可知，在其他操作条件不变的情况下，只有当苯塔回流量大于43.7 t/h时，才能同时满足苯产品质量分数>99.9%、甲苯产品质量分数>99.8%的生产要求。考虑到操作弹性，回流量取为56.0 t/h，对应的再沸器负荷为8190 kW，可在原基础上减少热负荷1666 kW(该数据已修改，与图4相符)。苯塔塔底再沸器可不用中压蒸汽进行供热，节约中压蒸汽2.34 t/h。流经苯塔再沸器的甲苯塔塔顶热物流的流量可减小为67.74 t/h。同时，该循环量下，空冷器冷凝负荷为7150 kW，在原基础上减小2120 kW，按每冷却1000 kW的热量耗电40 kW计算，可减少耗电84.8 kW，冷凝器E-211冷凝负荷为520 kW，可在原基础上减少热负荷130 kW，冷却水用量可节省23.0 t/h。

现行系统中，甲苯塔的回流比为3.44，塔顶总出料量为81.38 t/h，回流量为63.08 t/h，塔底热负荷为9370.64 kW。在苯塔优化的基础上可进一步优化甲苯塔的回流量。设置回流量在34～82 t/h(回流比1.9～4.5)变化时，利用Aspen Plus对甲苯塔进行灵敏度分析，可得塔顶出料量、甲苯产品质量分数、甲苯塔塔底再沸器热负荷、塔顶物流供热量随之变化，见图3。

图3 甲苯塔各参数随塔顶循环量变化的灵敏度分析图

由图3可见，在其他操作条件不变的情况下，只有当回流量大于36.3 t/h(回流比>2)时，才能满足甲苯塔甲苯产品的质量分数>99.8%的生产要求。同时，当回流量大于50.08 t/h(回流比>2.76)，即该塔塔顶的总流量大于70.2 t/h，其塔顶物流可用于为苯塔的再沸器提供所需的全部热负荷(8190kW)。考虑到操作弹性，选择甲苯塔的回流量为53.4 t/h(回流比2.92)，此塔顶流量为71.9 t/h，苯塔塔底不需要额外的中压蒸汽供热，甲苯塔塔底热负荷为9092 kW，节能278.64 kW，减少高压蒸汽用量为0.6 t/h。优化前后的数据变化见图4。

图4 苯塔和甲苯塔优化前后对比图

优化后，苯塔节约中压蒸汽2.34 t/h，甲苯塔节约高压蒸汽0.6 t/h，空冷能耗减小2120 kW，减少耗电84.8 kW(按每冷却1000 kW的热量耗电40 kW估算)，节约冷却水22.75 t/h。高压蒸汽、中压蒸汽、水、电的价格分别按150元/t、120元/t、2元/t、0.5元/(kW·h)计算，每年开工时间8000 h，每年可节省费用366.96万元，无需进行管路改造和增加投资。