與換熱網(wǎng)絡(luò)熱集成的精餾塔壓優(yōu)化

段文婷，任思月，馮霄，王彧斐

（1 西安交通大學(xué)化學(xué)工程與技術(shù)學(xué)院，陜西西安 710049； 2 中國石油大學(xué)（北京）化工學(xué)院，北京 102249）

引 言

能源是社會發(fā)展的重要支柱，經(jīng)濟快速發(fā)展所帶來的能源枯竭和環(huán)境污染問題，使得國家對節(jié)能環(huán)保提出了更高的要求[1]。隨著碳達峰和碳中和的提出，國家和各企業(yè)對節(jié)能降耗工作的關(guān)注度日益增加，過程集成是實現(xiàn)化工過程節(jié)能的重要手段[2]。

裝置換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化、精餾過程優(yōu)化以及換熱網(wǎng)絡(luò)和精餾塔同時優(yōu)化是化工系統(tǒng)工程中節(jié)省能耗的三種有效途徑。對于換熱網(wǎng)絡(luò)的集成與優(yōu)化，多維、非凹和不連續(xù)性是其顯著的特點[3]，除去20 世紀(jì)80 年代提出的夾點技術(shù)[4]和數(shù)學(xué)規(guī)劃法[5]，還包括考慮實際問題的換熱網(wǎng)絡(luò)集成優(yōu)化方法[6]，如考慮結(jié)垢[7]、換熱器詳細(xì)設(shè)計[8]和壓降[9]等。Othman等[10]利用Aspen 軟件確定在液化天然氣供應(yīng)鏈中換熱網(wǎng)絡(luò)進行改造后的最大能量回收和潛在的燃料節(jié)約。Lai等[11]在不同的最小傳熱溫差ΔTmin下，計算冷、熱物流所需要的公用工程費用和換熱器面積投資費用，最終求解出不同物流間匹配的最優(yōu)ΔTmin。Li 等[12]提出了一種可考慮相變和復(fù)雜多夾點問題的換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化。Lai 等[13]使用成本篩選工具和策略來改造換熱網(wǎng)絡(luò)，不僅節(jié)省了能耗，還使回收期縮短了20%。Diban等[14]利用基于夾點技術(shù)的資本成本目標(biāo)方法，針對不同最小傳熱溫差ΔTmin計算換熱面積，將加熱介質(zhì)的進出口溫度作為變量并求取最優(yōu)解。

對于精餾過程的優(yōu)化，主要包括熱聯(lián)合[15]、操作參數(shù)優(yōu)化[16]、熱泵精餾等方法[17-18]?；瘜W(xué)分離過程的能耗取決于蒸餾操作的能耗[19]，體積大、能耗高、運行成本高是傳統(tǒng)精餾塔普遍存在的問題。近年來，許多國內(nèi)外專家一直試圖從熱力學(xué)和經(jīng)濟等角度開發(fā)新的高效技術(shù)。Chen 等[20]研究了現(xiàn)有單效氨-水吸收系統(tǒng)的熱集成，在能量傳遞圖上進行分析，提出了一種有效提高熱性能的改造方法——通過隔離換熱部件來提高精餾塔的進料溫度。Hojjati 等[21]針對液化石油氣裝置中的精餾塔序，通過改變塔壓和回流比得出了直接塔序比間接塔序經(jīng)濟性更好。Fang 等[22]利用夾點技術(shù)，對內(nèi)熱集成精餾塔的結(jié)構(gòu)選擇、性能分析以及結(jié)構(gòu)優(yōu)化進行了系統(tǒng)的研究。Zhang 等[23]以年度總成本為目標(biāo)建立了MINLP 模型辨識最優(yōu)精餾塔序，離散變量為塔序，連續(xù)變量為塔的操作壓力、關(guān)鍵組分和回流比，隨機生成精餾序列，并由改進的模擬退火算法確定最優(yōu)值。Khalili 等[24]在一個包含所有熱力學(xué)可能性的領(lǐng)域內(nèi)研究了所有塔板之間的熱集成，采用遺傳算法確定了換熱器的位置，且考慮了換熱器熱負(fù)荷和壓縮機壓力這兩個因素，有效降低了生產(chǎn)成本。

以上研究是從單個設(shè)備的角度節(jié)能，而精餾塔與換熱網(wǎng)絡(luò)的熱集成是從系統(tǒng)整體的角度優(yōu)化用能，目前的研究主要分析了塔底再沸器和塔頂冷凝器對換熱網(wǎng)絡(luò)背景曲線的影響[25]，有以下3 種情況：①再沸器冷凝器均在夾點上，冷凝器放出的熱量用來給部分冷物流升溫，可節(jié)省背景曲線中的加熱公用工程用量。②再沸器冷凝器均在夾點下，再沸器需要的熱量由部分熱物流來提供，可節(jié)省背景曲線中的冷卻公用工程。③再沸器在夾點上，冷凝器在夾點下，這種情況下主要是通過改變精餾塔的操作條件來節(jié)能，例如，可通過調(diào)整塔壓使得再沸器和冷凝器均移動至夾點上或夾點下來節(jié)省能耗[26]。然而，改變塔壓不僅會改變塔頂塔底出口溫度，還會改變塔頂冷凝器和塔底再沸器的溫位和熱負(fù)荷以及影響與塔頂塔底產(chǎn)品相連的過程物流的換熱[27]。針對企業(yè)已有的裝置，在滿足企業(yè)生產(chǎn)需求與節(jié)能需求的前提下，將冷凝器和再沸器均移至夾點上或夾點下通常壓力變化較大，還需考慮組分中的成分對壓力變化是否敏感，實際操作較為困難。因此，第三種情況僅限于理論分析或新設(shè)計，對于已有裝置的節(jié)能改造只能將塔壓升高或降低少許，即此時對于跨夾點的塔，改變塔壓后再沸器仍在夾點上，冷凝器仍在夾點下。

近幾年也有大量通過調(diào)整精餾塔塔壓來實現(xiàn)節(jié)能的研究，針對精餾塔系的調(diào)壓熱集成，湛世輝等[28]和李婷等[29]分別針對苯乙烯裝置和己烷溶劑回收流程的精餾塔系，繪制各精餾塔的溫焓圖，通過調(diào)整塔壓改變其溫度和熱負(fù)荷分布情況，挖掘塔系間的節(jié)能潛力，提出了調(diào)壓熱集成作為其節(jié)能方案之一，節(jié)能效益顯著，但并未考慮精餾塔與換熱網(wǎng)絡(luò)集成，也未考慮改變塔壓對其過程物流溫位和負(fù)荷的影響。張迪等[30]針對二甲苯分離吸附過程，利用冷熱復(fù)合曲線分析了精餾塔塔壓增大對裝置公用工程消耗量的影響，可實現(xiàn)精餾塔與換熱網(wǎng)絡(luò)的同步集成，并將改變塔壓對冷熱復(fù)合曲線變化的研究方法進行了系統(tǒng)的分析與總結(jié)[31]，但未考慮塔壓變化對精餾塔本身再沸器和冷凝器能耗的影響。即目前的研究未綜合考慮塔壓變化對精餾塔本身再沸器和冷凝器能耗的影響，以及對相關(guān)過程物流溫位的影響。

本文同時考慮精餾塔的再沸、冷凝以及過程流股，基于所有流股的冷熱復(fù)合曲線，分析塔壓變化對整個裝置公用工程消耗的影響。

1 精餾塔塔壓變化對冷熱復(fù)合曲線的影響分析

1.1 降低精餾塔塔壓對冷凝器和再沸器負(fù)荷的影響

分析中，精餾塔的進料、產(chǎn)品產(chǎn)量及塔頂回流量保持不變。因此，塔壓降低后塔頂進入冷凝器的氣相質(zhì)量流率保持不變，冷凝器的熱負(fù)荷變化只與汽化潛熱有關(guān)，汽化潛熱隨塔壓降低而增加，綜上，塔頂冷凝器熱負(fù)荷隨塔壓降低而增大。對于塔底再沸器，只固定其塔底采出量，塔壓降低后塔內(nèi)的氣液相分布發(fā)生變化，氣相流量增加，因此塔底進入再沸器的液相質(zhì)量流率減小，受此影響，塔底再沸器的熱負(fù)荷隨著塔壓的降低而減小。對于不同進料、不同壓力的精餾塔進行模擬驗證，均可得出以上結(jié)論。

圖1 以某連續(xù)重整裝置汽提塔T101 為例。該塔以直餾石腦油作為原料，經(jīng)過T101精餾塔單元過程，得到塔頂產(chǎn)品為輕組分、硫化氫和微量水，塔底產(chǎn)品為汽油，如圖1(a)所示。采用ASPEN HYSYS 軟件對該塔進行模擬，物性方法選取Grayson Streed，由于冷凝器出口溫度為泡點溫度，因此選擇包含冷凝器和再沸器的精餾塔模型進行模擬，其現(xiàn)行操作壓力為1187.0～1241.0 kPa，將操作壓力在200.0 kPa范圍內(nèi)升高或降低后其冷凝器和再沸器負(fù)荷變化量如圖1(b)所示，其中橫坐標(biāo)表示T101 的塔底壓力，塔頂壓力也隨著塔底壓力相應(yīng)改變?？梢?，冷凝器的熱負(fù)荷隨著塔壓的升高而減小，再沸器的熱負(fù)荷隨著塔壓的升高而增大。改變塔壓時需滿足分離精度的要求，即T101頂液化氣C5體積分?jǐn)?shù)不超過3.0%，T101 頂氣硫含量為0.1%，T102 頂液化氣C4質(zhì)量分?jǐn)?shù)不超過12.5%，C6質(zhì)量分?jǐn)?shù)不超過45.0%，苯質(zhì)量分?jǐn)?shù)不超過3.6%，且T102 塔底初餾點控制在85.0～89.0℃。

圖1 T101塔流程及不同塔壓下再沸器和冷凝器的負(fù)荷Fig.1 The process of column T101 and the heat load of reboiler and condenser under different pressure of distillation column

1.2 降低精餾塔塔壓對裝置冷熱復(fù)合曲線的影響

盡管對于簡單精餾塔，降低塔壓有利于單塔的節(jié)能，但在工藝流程中，精餾塔并不是孤立存在的。除再沸器和冷凝器外，其塔頂塔底出裝置流股也會作為過程物流參與換熱。塔頂塔底出裝置流股溫度隨著塔壓的降低而降低。當(dāng)降低塔壓前后冷凝器均在夾點下時，若塔頂出裝置流股為熱物流參與過程換熱，熱流冷卻至目標(biāo)溫度所需的熱量減少，將導(dǎo)致冷卻公用工程用量減??；若其為冷物流參與過程換熱，冷流熱量增加，將導(dǎo)致熱流所需的冷卻公用工程減小，兩種情況均有利于節(jié)能。對于降低塔壓前后再沸器均在夾點上的情況，若塔底出裝置流股為熱物流參與過程換熱，熱流提供的熱量減少，將導(dǎo)致加熱公用工程用量增加；若其為冷物流參與換熱，冷流由于初溫降低需要的熱量增加，也將導(dǎo)致加熱公用工程用量增加，兩種情況均不利于節(jié)能。

圖2 中精餾塔塔頂產(chǎn)品流股是夾點下一源流股，設(shè)其初溫為T1，終溫為T2。精餾塔塔底產(chǎn)品流股是夾點上一源一阱流股，設(shè)阱流股的初溫為T3，終溫為T4，源流股的初溫為T3，終溫為T5。將以上各點表示在冷熱復(fù)合曲線上，如圖3所示，其冷卻公用工程用量為QC,min，加熱公用工程用量為QH,min。降低精餾塔的操作壓力后，其塔頂塔底產(chǎn)品流股溫度均會降低，初始溫度和目標(biāo)溫度對應(yīng)折點的位置與部分線段的斜率發(fā)生相應(yīng)的變化。

圖2 連續(xù)重整裝置部分流程示意圖Fig.2 The related flow diagram of the continuous reforming process

如圖3 所示，對夾點下源復(fù)合曲線進行分析。DE段對應(yīng)精餾塔塔頂產(chǎn)品流股，改變壓力之前，精餾塔頂產(chǎn)品流股的初始溫度對應(yīng)源復(fù)合曲線上的D點，其對應(yīng)的溫度為T1，該流股僅在D點下方的溫度區(qū)間存在。降壓降溫后，該流股的初始溫度由D點降低到D′點，其對應(yīng)的溫度為T1′，流股將在D′點下方的溫度區(qū)間存在，D′點對應(yīng)的焓值將減小。其始溫的降低使該源由始溫降低至終溫所放出的熱量減小ΔH，可根據(jù)式(1)計算。

圖3 換熱網(wǎng)絡(luò)冷熱復(fù)合曲線Fig.3 The cold and hot composite curves of the heat exchanger network

式中，ΔH為降壓降溫后復(fù)合曲線熱負(fù)荷的變化量，kW；ΔCP為變化源或阱熱容流率的差值，kW/℃；T為降壓前的溫度，℃；T′為降壓后的溫度，℃。

熱物流的初溫D點發(fā)生改變，進而影響D點下方的源復(fù)合曲線。該流股將在[E,D′]的溫度區(qū)間存在，在溫區(qū)[D′,D]不存在。對于相鄰線段CD段和DE段，CD段的斜率大于DE段，即CD段的熱容流率小于DE段的熱容流率，兩條線段斜率不同是由塔頂產(chǎn)品流股所引起的。因此，降壓降溫后，溫區(qū)[D′,D]內(nèi)復(fù)合曲線的斜率將變大（熱容流率將變?。?，與CD段相同。而在溫區(qū)[E,D′]內(nèi)，其斜率保持不變，仍與DE段相同（下同）。即DE段初溫降低所引起的源復(fù)合曲線負(fù)荷的變化量ΔH1為：

式中，CPCD為CD段的熱容流率，kW/℃；CPDE為DE段的熱容流率，kW/℃；T1為塔頂產(chǎn)品流股的初溫，℃；T′1為塔頂產(chǎn)品流股降壓后的初溫，℃。

改變壓力之前，精餾塔塔頂產(chǎn)品流股的目標(biāo)溫度對應(yīng)源復(fù)合曲線上的E點，其僅在E點上方的溫度區(qū)間存在。塔壓降低后，該流股的目標(biāo)溫度由E點降低至E′點，其將在E′點上方的溫度區(qū)間存在，E′點對應(yīng)的焓值將減小。其終溫的降低使該源由始溫降低至終溫所放出的熱量增大ΔH。該流股的終溫發(fā)生改變后，該流股將在[E′,E]的溫度區(qū)間存在，在溫區(qū)[F,E′]不存在。因此，在溫區(qū)[E′,E]內(nèi)復(fù)合曲線的斜率與D′E段斜率相同，在[F,E′]溫區(qū)內(nèi)，其斜率與EF相同。即DE段終溫降低所引起的源復(fù)合曲線負(fù)荷的變化量ΔH2為：

式中，CPEF為EF段的熱容流率，kW/℃；T2為塔頂產(chǎn)品流股的終溫，℃；T′2為塔頂產(chǎn)品流股降壓后的終溫，℃。

夾點之下熱復(fù)合曲線的總變化量為該熱流股初溫和終溫變化所引起的焓值變化量的疊加。由圖3可見，夾點下阱復(fù)合曲線不變，源復(fù)合曲線的負(fù)荷變化量為ΔH3，其遠離了冷復(fù)合曲線，因此不會影響夾點位置。夾點下源復(fù)合曲線負(fù)荷總的變化量為ΔH3，即

精餾塔塔壓降低后的冷卻公用工程用量Q′C,min則變?yōu)椋?/p>

同理，對夾點上源復(fù)合曲線和阱復(fù)合曲線進行分析。精餾塔塔壓降低后的冷卻公用工程用量Q′C,min和加熱公用工程用量Q′H,min可表示為：

式中，QC,min為降壓前裝置冷卻公用工程用量，kW；QH,min為降壓前裝置加熱公用工程用量，kW；ΔH3為夾點下源復(fù)合曲線負(fù)荷總的變化量，kW；ΔH4為夾點上源復(fù)合曲線負(fù)荷變化量，kW；ΔH5為夾點上阱復(fù)合曲線負(fù)荷總的變化量，kW。

2 案例分析

2.1 某石化企業(yè)連續(xù)重整裝置換熱網(wǎng)絡(luò)夾點分析

某連續(xù)重整裝置部分流程示意圖如圖2 所示，基于現(xiàn)行的裝置流程圖提取相關(guān)換熱網(wǎng)絡(luò)的物流，共有8股熱流，6股冷流，物流數(shù)據(jù)見表1。

表1 換熱網(wǎng)絡(luò)的物流數(shù)據(jù)Table 1 Stream data of the heat exchanger network

取夾點溫度為10.0℃，根據(jù)表1 的數(shù)據(jù)，通過Aspen Energy Analyzer 可作出該換熱網(wǎng)絡(luò)的復(fù)合曲線，如圖4所示。根據(jù)圖4，可以確定夾點平均溫度為90.5℃，即熱物流夾點溫度為95.5℃，冷物流夾點溫度為85.5℃，最小加熱公用工程用量QH,min=19319.6 kW，最小冷卻公用工程用量QC,min=8257.1 kW。

圖4 T101壓力降低200.0 kPa前后復(fù)合曲線對比Fig.4 Comparison of the composite curves before and after 200.0 kPa pressure reduction of T101

2.2 塔壓變化對裝置用能和換熱器換熱面積的影響

塔T101 的現(xiàn)行操作壓力為1187.0～1241.0 kPa，其塔頂產(chǎn)品為熱流H8，塔底產(chǎn)品為熱流H3 和冷流C2。將塔T101 操作壓力降低200.0 kPa，其塔頂塔底產(chǎn)品出口溫度將會相應(yīng)降低，導(dǎo)致其塔頂冷凝器負(fù)荷增加，塔底再沸器負(fù)荷降低，壓力調(diào)整前后相關(guān)流股數(shù)據(jù)變化如表2 所示，換熱器的熱通量變化情況如表3 所示。經(jīng)核算，當(dāng)T101 的塔壓降低200.0 kPa 時，能夠滿足分離精度要求，且不影響該精餾塔的最佳進料塔板數(shù)。

表2 T101壓力降低200.0 kPa前后相關(guān)流股數(shù)據(jù)Table 2 Stream data before and after 200.0 kPa pressure reduction of T101

表3 T101操作壓力降低200.0 kPa前后換熱器熱通量Table 3 Heat flux of the heat exchangers before and after 200.0 kPa pressure reduction of T101

經(jīng)ASPEN HYSYS軟件模擬，塔壓降低200.0 kPa后，換熱器E102、E104、E105 的熱通量(UA)將增大，若換熱器傳熱系數(shù)U保持不變，該熱通量的增加倍數(shù)可代表換熱器面積的增大倍數(shù)。除此之外，降壓后還需新增一臺換熱面積模擬值為26.8 m2的換熱器以保證T101進料的溫度不變，這些改造將使設(shè)備投資費用增大。

2.2.1 夾點上源復(fù)合曲線變化 在圖4 中，塔底產(chǎn)品流股(H3)位于夾點之上，降低壓力后，其初始溫度由208.5℃降低至201.9℃，目標(biāo)溫度不變，熱負(fù)荷減小了907.0 kW。從圖4提取了夾點之上包含該流股的部分熱復(fù)合曲線ABCDE進行分析，如圖5 所示。降壓降溫后，H3 的初始溫度由C點降低到C′點，因此該流股將在C′點下方的溫度區(qū)間存在。延長線段DC使其與溫度為201.9℃的直線交于點C″，若取C′點位置不變，C′C在H3 的初始溫度改變后將變?yōu)镃″C，將C″C及其上方的源復(fù)合曲線CDE向左平移，使得C″與C′重合，此時的復(fù)合曲線ABC′D′E′即為H3 初始溫度降低后的復(fù)合曲線。由圖5 可見，夾點上源復(fù)合曲線負(fù)荷減小量的差值為909.3 kW。

圖5 夾點之上源復(fù)合曲線變化Fig.5 Variation of source composite curve above the pinch

2.2.2 夾點上阱復(fù)合曲線變化 夾點上阱復(fù)合曲線的變化由T101 進料(C4)和塔底產(chǎn)品物流(C2)所引起，具體分析如下。

冷流C4 的初始溫度為48.7℃，目標(biāo)溫度為179.8℃。T101 操作壓力降低后，C4 進出口溫度不變，但會發(fā)生相變，其目標(biāo)溫度由F點至F′點，所引起的阱復(fù)合曲線負(fù)荷的增加量ΔH6=301.0 kW，如圖6 所示。冷流C2 位于夾點之上，降低壓力后，初始溫度由208.5℃降低至201.9℃，目標(biāo)溫度由221.1℃降低至209.8℃，熱負(fù)荷減小了1787.0 kW。從圖4提取改變壓力前夾點之上包含該流股的部分冷復(fù)合曲線FGHIJ，對其初始溫度和目標(biāo)溫度變化所引起的復(fù)合曲線變化進行分析，如圖6 所示。由式(1)計算可得流股C2 初溫和終溫所引起的阱復(fù)合曲線負(fù)荷的減小量為1787.8 kW。夾點上阱復(fù)合曲線的總變化量為冷流C2 初溫和終溫變化以及冷流C4所引起的焓值變化量的疊加，即夾點上阱復(fù)合曲線負(fù)荷總的變化量為：

圖6 夾點之上阱復(fù)合曲線變化Fig.6 Variation of sink composite curve above the pinch

綜上，塔T101壓力改變后，加熱公用工程變化量為夾點上冷熱復(fù)合曲線變化的疊加，即為-577.5 kW，夾點位置不變，由式(6)可得，降壓后裝置的加熱公用工程用量為：Q′H,min=18742.1 kW。

2.2.3 夾點下冷熱復(fù)合曲線變化 同理，可得塔頂產(chǎn)品流股(H8)降壓降溫后對夾點下源復(fù)合曲線的影響。T101 操作壓力改變后熱流H8 初始溫度由69.1℃降低至61.8℃，目標(biāo)溫度由38.7℃降低至32.2℃，熱負(fù)荷增加了80.0 kW。如圖7所示，T101塔壓降低后，最小冷卻公用工程用量Q′C,min=8335.4 kW，增加了78.3 kW，可由式(5)計算，夾點位置不變。

圖7 夾點之下復(fù)合曲線對比Fig.7 Comparison of the composite curves below the pinch

2.2.4 冷熱復(fù)合曲線整體變化 在圖4 中，對比T101 塔壓降低200.0 kPa 前后的復(fù)合曲線可知，降低T101的操作壓力后，裝置冷卻公用工程增加了78.3kW，加熱公用工程減少了577.5 kW，夾點位置不變。由圖4和上述分析可見，降低精餾塔塔壓，雖然增大了冷卻公用工程用量，但卻可以節(jié)省加熱公用工程用量，從整體上來說，降低T101 的塔壓有利于整個系統(tǒng)的節(jié)能。

3 結(jié) 論

對于精餾塔與換熱網(wǎng)絡(luò)的熱集成，本文研究了跨夾點精餾塔塔壓變化對精餾塔的冷凝器、再沸器及塔頂塔底過程流股溫位和熱負(fù)荷的影響，基于裝置所有流股的冷熱復(fù)合曲線，在夾點位置不變的情況下，提出了塔壓變化對整個裝置能耗影響的分析方法，以塔壓降低的情形為例，塔壓升高時的結(jié)果相反。對某石化企業(yè)連續(xù)重整裝置汽提塔T101 塔壓降低200.0 kPa 后整個裝置的用能進行了分析。得到以下結(jié)論。

(1)隨著精餾塔的操作壓力降低，冷凝器的負(fù)荷增大，再沸器的負(fù)荷減小。

(2)若冷凝器位于夾點下，再沸器位于夾點上，當(dāng)精餾塔塔壓降低時，塔頂出裝置流股作為熱物流或冷物流時均有利于節(jié)能，塔底出裝置流股作為熱物流或冷物流時均不利于節(jié)能。

(3)改變塔壓總體的節(jié)能效果為塔頂冷凝器、塔底再沸器和塔頂塔底出裝置流股節(jié)能效果的綜合作用。

(4)對某連續(xù)重整裝置的分析表明，當(dāng)T101塔頂產(chǎn)品流股為一源流股，塔底產(chǎn)品流股為一源一阱流股時，使其塔壓降低200.0 kPa，該裝置的冷卻公用工程增加了78.3 kW，加熱公用工程減少了577.5 kW，取得了節(jié)能效果。

本文的研究是基于夾點位置不變的情形，對于塔壓變化對夾點位置的影響，以及整個過程能耗的影響，有待以后深入研究。