基于中间换热器-吸收式热泵精馏节能系统的优化

李 岩，丁一笑，曹曼曼

(燕山大学河北省建筑低碳清洁供热技术创新中心，河北 秦皇岛 066000)

在石化企业中，精馏环节的能耗约占企业总能耗的65%，因而精馏过程的节能降耗是石化企业节能减排的重点。常规精馏装置的热负荷基本全部由塔底再沸器提供，会消耗大量高温位热能(如0.4MPa蒸汽)。精馏塔出料经冷凝器换热产生的低温余热由冷凝器向环境散失，这部分余热占精馏能耗的70%以上[1]。因此，深度挖掘精馏工艺的余热节能潜力对石化企业的节能减排意义重大[2]。

精馏工艺余热节能的方法主要有两类：①优化精馏塔的操作条件，如增设中间换热器、调整进料状态、优化进料位置等；②采用高效的热源和冷源方式，即以一定的高品位能源(如电、蒸汽等)为代价驱动热泵循环，回收塔顶低温位余热。部分学者[3-4]提出：在精馏装置的提馏段设置中间再沸器，利用低温位热源加热中间液相物料，从而降低塔底再沸器的加热负荷；而在精馏段设置中间冷凝器，利用代价较低的冷源冷凝中间气相物料，降低塔顶冷凝器的冷却负荷。另有部分学者[5-6]通过调整进料状态(温度、气液相组成等)改善精馏塔内热平衡和气液相流速，进而降低塔顶冷凝器的冷却负荷以及塔底再沸器的加热负荷。Muthia等[7-8]通过优化精馏塔的进料位置，降低了气液相物料逆向流动引起的能量损失，获得了满足分离要求的最少塔板数，在减少投资的同时达到节能效果[9]。

此外，Kim等[10]利用热泵回收塔顶低温位余热，用于替代塔底再沸器的蒸汽供热，同时伴生附加冷源用于提高塔顶冷凝器的冷却能力。研究发现：电动压缩式热泵的等效制热性能系数(制热量与耗电量的比值，COPeq)为4～5，即每消耗1kW·h的电能可回收4～5倍的中温热能，这与热电联产制备0.4MPa蒸汽的能效相当；而第一类吸收式热泵的COPeq为6.8～8.5，即消耗单位量的低温位蒸汽可制得1.7倍的中温位热量(低温位蒸汽的热电转换效率为0.20～0.25)。因此，吸收式热泵在提升精馏系统能源利用效率方面具备较大的优势[11]。

综上所述，设置中间换热器的热力学优势在于通过梯级用能使热源(冷源)温度与物料加热(冷却)需求更匹配，降低精馏塔物料加热或冷却过程的不可逆热损失；采用热泵技术的能效优势在于通过回收余热制备品质较低的热源，同时伴生代价较小的冷源。因此，本课题将这两种节能技术有机结合，构建一种基于中间再沸器、中间冷凝器和吸收式热泵的精馏节能系统(简称中间换热器-热泵精馏系统)，以充分挖掘精馏装置的节能降耗潜力，最大限度地实现石化企业的节能减排。

1 中间换热器-热泵精馏系统操作参数的确定

1.1 操作参数的确定方法

中间换热器-热泵精馏系统的流程示意如图1所示。由图1可知：在精馏系统的精馏段，气相物料依次经过中间冷凝换热器和塔顶冷凝器冷却；而在提馏段，液相物料依次经过中间再沸器和塔底再沸器加热，中间冷凝器和中间再沸器通过循环水分别与吸收式热泵的蒸发器和冷凝器连接。

图1 基于中间换热器-热泵精馏系统的流程示意

为确定中间换热器-热泵精馏系统的操作参数，以某石化企业的180 kt/a气体精馏“三塔”(脱丙烷塔、脱乙烷塔、丙烯精制塔)系统中的脱丙烷塔为研究对象，利用模拟软件Aspen Plus建立数学模型[12]，当脱丙烷塔操作压力(pc)为2.0 MPa时，模型中各塔板上物料的温度分布如图2所示。

图2 脱丙烷塔中各塔板上物料的温度分布

由图2可以看出：以第36塔板为分界，将精馏塔分为精馏段和提馏段；精馏段第3至第36塔板的温度为50～68 ℃，在该区间抽出物料至中间冷凝器放热，以循环水为媒介将低温余热提供给吸收式热泵，通过热泵蒸发器将循环水降温至31～46 ℃；提馏段第37至第60塔板的温度为68～85 ℃，在该区间抽出物料送入中间再沸器加热，而中间再沸器的热量来自回收低温余热的吸收式热泵，热泵通过冷凝器及吸收器将循环水加热至62～95 ℃。

在设定中间冷凝器物料抽出位置(Nic)为精馏段第3至第36塔板、中间再沸器物料抽出位置(Nire)为提馏段第37至第60塔板的情况下，模拟计算中间换热器物料的抽出位置和抽出量的变化对脱丙烷塔塔底回流比(R)、总加热负荷(Qzre)和总冷却负荷(Qzc)的影响。

1.2 中间再沸器物料抽出操作参数的确定

1.2.1 物料抽出位置的确定

脱丙烷塔提馏段的液相物料经中间再沸器加热后，中间物料气相分率的变化会直接影响塔内气相物料流率以及气相物料中的重组分浓度，为保证塔底产品纯度，需不断调整塔底回流比[13]。逐渐将中间再沸器物料抽出位置沿提馏段向塔底移动，分析物料抽出位置对塔底回流比、气相分率(G)、总加热负荷、塔底再沸器加热负荷(Qre)、中间再沸器加热负荷(Qire)的影响，结果见图3。

图3 中间再沸器物料抽出位置对脱丙烷塔操作参数的影响

由图3可以看出：当Nire由第37向第43塔板移动时，Qre基本不变，Qire由2 177.9 kW降至1 518.3 kW，R快速下降导致Qzre陡降，由3 808.3 kW快速降至3 071.4 kW；当Nire由第43向第60塔板移动时，Qzre基本保持不变，Qire继续降低，而Qre由1 553.1 kW快速增长至2 415.9 kW，说明继续调整Nire不会取得更好的节能效果。因此，Nire取第43塔板时节能效果最佳。

1.2.2 物料抽出量的确定

当Nire为第43塔板时，中间再沸器物料抽出量(Gire)对R及精馏塔加热负荷(Qzre，Qre，Qire)的影响见图4。由图4可知：当不抽出中间物料时，Qzre全部由塔底再沸器承担；随着Gire不断增大，R快速增大，Qre逐渐减少，Qire逐渐增加，同时R增大致使Qzre也逐渐增加。因此，为了减少塔底再沸器的工艺蒸汽消耗，Gire应提高至最大值(48 t/h)。

图4 中间再沸器物料抽出量对R和加热负荷的影响

1.3 中间冷凝器物料抽出操作参数的确定

1.3.1 物料抽出位置的确定

在精馏段，将中间冷凝器物料抽出位置向进料板逐渐移动，分析Nic对R、液相分率(L)、总冷却负荷、塔顶冷凝器冷却负荷(Qc)、中间冷凝器冷却负荷(Qic)的影响，结果见图5。由图5可知：当Nic从第3向第17塔板移动时，R逐渐增大但增幅较小，L基本保持不变，Qic和Qc未发生明显变化，Qzc也基本保持不变；当Nic从第17向第36塔板移动时，R快速增大，L快速减小，Qic由395.1 kW逐渐降低至209.3 kW，Qc由1 901.1 kW逐渐增加至2 160.1 kW，总冷却负荷Qzc略有增加。因此，为减少塔顶冷却能耗，Nic选择第17塔板最佳。

图5 中间冷凝器物料抽出位置Nic与R的关系

1.3.2 物料抽出量的确定

当Nic为第17塔板时，中间冷凝器物料抽出量(Gic)对R及精馏塔冷却负荷(Qzc，Qc，Qic)的影响见图6。由图6可以看出：当不抽出中间物料时，Qzc全部由塔顶冷凝器承担；随着Gic的增加，R和Qc均逐渐降低，Qic逐渐增加，Qzc基本不变。因此，为了降低Qc以实现节能，Gic应提高至最大值(16 t/h)。

图6 中间冷凝器物料抽出量对R和冷却负荷的影响

2 中间换热热泵精馏系统的优化集成

2.1 热泵工作性能分析

吸收式热泵蒸发器回收第17塔板上方气相物料冷凝热，而热泵吸收器和冷凝器释放回收的热量，制备热循环水为中间再沸器提供热源。由于单级吸收式热泵制备的热循环水温度通常不超过75 ℃，难以满足提馏段的供热要求，经常需要采用两级热泵逐级加热的方法[10]。即当中间再沸器物料加热温度(tire)为62～70 ℃时，采用单效吸收式热泵将循环水加热至75 ℃；当中间再沸器物料tire为70～85 ℃时，采用单效和两级吸收式热泵串联，循环水先由单效吸收式热泵加热至75 ℃，后由两级吸收式热泵再加热至90 ℃。

分析单效和两级吸收式热泵制热性能系数(COPh，制备的热量与消耗的能量之比)的变化规律，综合考察循环水温度对热泵制热性能系数COPh的影响，结果如图7所示。由图7(a)可知，对于单效吸收式热泵，当热泵吸收器和冷凝器侧循环水出口温度(tac)为67～75 ℃、热泵蒸发器侧循环水出口温度(te)为31～46 ℃时，其COPh为1.67～1.78。由图7(b)可知，对于两级吸收式热泵，当tac为75～90 ℃、te为31～46 ℃时，其COPh为1.34～1.39。

图7 吸收式热泵制热性能系数随着循环水出口温度变化的趋势

2.2 中间换热热泵精馏系统最佳工况的确定

在不同操作压力(pc)下，分析精馏系统总蒸汽消耗量(mz)随着tac的变化规律，结果见图8。由图8可知：随着操作压力降低，总蒸汽消耗量相应减少；当tac<80 ℃时，可采用单效吸收式热泵(COPh约为1.7)回收余热，随着热泵制热量的份额增加，总蒸汽消耗量呈减少趋势；当tac>80 ℃时，需要增设两级吸收式热泵(COPh约为1.3)，由于其COPh较小，利用余热替代塔底再沸器工艺蒸汽消耗的效果有限，且温度较高的物料回到塔内会导致R和Qzre增大，造成总蒸汽消耗量增加；当pc=1.3 MPa、tac=76 ℃时，系统总蒸汽消耗量最小，约为3.81 t/h，比常规精馏工艺蒸汽消耗量(5.08 t/h)减少了约25%。

图8 不同操作压力下总蒸汽消耗量随着tac的变化规律

3 工程应用案例分析

以某石化企业180 kt/a气体分馏“三塔”工艺为对象，进行节能改造，设计基于中间换热的吸收式热泵“三塔”精馏系统。其中脱丙烷塔(T101)、脱乙烷塔(T102)和丙烯精制塔(T103)的原有运行参数见表1，3个塔的运行时间均为4 000 h/a。由表1

表1 180 kt/a气体分馏“三塔”工艺的运行参数

可知，T101，T102，T103的塔底再沸器加热负荷分别为3 001.7，1 082.3，9 962.2 kW，合计为14 046.2 kW，对应的蒸汽总消耗量为22.54 t/h。

3.1 节能改造方案

针对上述气体分馏“三塔”流程设计节能改造方案，改造后“三塔”精馏节能系统的流程如图9所示。对于脱丙烷塔，设计中间换热器-热泵精馏系统，由单效和两级吸收式热泵将循环水逐级加热至90 ℃，为中间再沸器提供热源，在最佳工况下，改造后的中间冷凝器冷却负荷为1 365.4 kW，中间再沸器加热负荷为900.8 kW，热泵制热量为2 225.6 kW，因而可富余热量1 324.8 kW；对于脱乙烷塔，依据热联合利用思路，将脱丙烷塔热泵制备的富余90 ℃热循环水作为脱乙烷塔塔底再沸器的热源；对于丙烯精制塔，由于塔底物料温度更低，可设计单效吸收式热泵精馏系统[11]，回收T103B塔塔顶余热，制备67 ℃热循环水作为T103A塔塔底再沸器的热源。

图9 改造后“三塔”精馏节能系统流程示意

3.2 节能改造效果

3.2.1 改造前后“三塔”精馏系统能效对比

气体分馏“三塔”工艺流程节能改造前后的能效对比结果见表2。由表2可知，改造后，气体分馏装置工艺蒸汽消耗量可减少38.8%，可节约工艺蒸汽92 kt/a；循环冷却水流量减少了42.5%，冷却塔水蒸发损失率按照1.3%计算，可节约软化水33 kt/a。工艺蒸汽价格按80元/t、软化水价格按7元/t计算，通过节能、节水可节约成本约759万元/a。

表2 “三塔”精馏系统节能改造前后能效对比

3.2.2 项目经济性分析

该改造项目的总投资如表3所示。其中，增设的脱丙烷塔吸收式热泵蒸发器负荷为2 225.6 kW，丙烯精制塔吸收式热泵蒸发器负荷为4 427.6 kW。热泵投资按0.154万元/kW计算，因而吸收式热泵的总投资为1 025.5万元。

表3 项目总投资

增设的脱丙烷塔中间再沸器和中间冷凝器、脱乙烷和丙烯精制塔热水型再沸器等设备的投资，根据换热负荷和对数平均温差确定。上述换热器总换热面积为1 227.4 m2，投资按0.15万元/m2计算，换热器总投资为184.1万元。因此，吸收式热泵、中间冷凝器、中间再沸器、热水型再沸器等设备的费用为1 209.6万元，另加安装工程费98万元，合计改造项目总投资为1 307.6万元。

项目的经济效益分析结果如表4所示。由表4可知：项目改造后，可节约蒸汽、软化水、电能等能源消耗费用约759.3万元/a；而新增用电、工资及福利、维修保养等项目成本及折旧费共计约129.8万元/a。因此，该精馏装置改造后可新增利润530.8万元/a，项目静态投资的回收期为3 a。

表4 经济效益分析

4 结 论

根据“温度对口、梯级用能”的原则，将中间换热器与吸收式热泵有机结合，提出一种基于中间换热的吸收式热泵精馏系统。该精馏系统具有明显节能降耗优势：一是可以通过梯级用能使热源(冷源)温度与物料加热(冷却)需求更匹配，降低精馏塔物料加热或冷却过程的不可逆损失；二是通过热泵回收余热可以制备品位较低的热源，同时伴生代价较低的冷源。

基于上述设想，采用Aspen Plus模拟某石化企业180 kt/a气体分馏“三塔”系统中脱丙烷塔的精馏过程，发现中间冷凝器和中间再沸器的最佳物料抽出位置分别为第17塔板和第43塔板，中间物料的最佳抽出量分别为16 t/h和48 t/h；当脱丙烷塔操作压力为1.3 MPa、中间物料加热温度为76 ℃时，新系统总蒸汽消耗量最低，比原系统降低约25%。

为该180 kt/a气体分馏“三塔”精馏装置设计整体中间换热热泵精馏系统，改造后，相比于原系统可减少蒸汽消耗量38.8%，节约蒸汽92 kt/a；减少循环冷却水用量42.5%，节约软化水33 kt/a。系统改造总投资为1 307.6万元，可新增利润530.8万元/a，项目静态投资的回收期为3 a。