國產(chǎn)太陽能光熱發(fā)電有機(jī)熱載體再生工藝研究

＊遲宗華

（江蘇連云港化工產(chǎn)業(yè)園區(qū)管理委員會 江蘇 222500）

槽式太陽能熱發(fā)電是當(dāng)前商業(yè)化最成功的太陽能熱發(fā)電模式，通過吸收太陽能對管狀真空集熱器內(nèi)的有機(jī)熱載體進(jìn)行加熱，再通過換熱器可以使有機(jī)熱載體產(chǎn)生接近400℃的過熱蒸汽來驅(qū)動汽輪機(jī)發(fā)電[1]。槽式太陽能光熱發(fā)電項目廣泛采用有機(jī)熱載體聯(lián)苯—聯(lián)苯醚作為傳熱介質(zhì)，最高允許使用溫度400℃，特點有揮發(fā)分小，安全可靠等。

有機(jī)熱載體的關(guān)鍵性能是熱穩(wěn)定性，隨著溫度升高，產(chǎn)生的高低沸物和不能蒸發(fā)的產(chǎn)物將影響有機(jī)熱載體的使用性能[2]。趙永冰[3]提出有機(jī)熱載體在正常使用過程中，會因過熱、氧化等產(chǎn)生低沸物和高沸物。低沸物的存在會引起有機(jī)熱載體閃點降低、飽和蒸氣壓升高等現(xiàn)象，影響系統(tǒng)安全運(yùn)行[4]。高沸物的存在使得系統(tǒng)殘?zhí)己可撸袡C(jī)熱載體流動性變差，惡化系統(tǒng)傳熱，嚴(yán)重時會發(fā)生爆管、火災(zāi)等安全事故[5]。控制高低沸物含量是有機(jī)熱載體再生工藝的關(guān)鍵。

本文以內(nèi)蒙古烏拉特中旗100MW導(dǎo)熱油槽式光熱發(fā)電項目使用有機(jī)熱載體作為研究對象，以西班牙可再生能源中心（CENER）的太陽熱測試實驗室對其有機(jī)熱載體做的1000hr熱穩(wěn)定性分析結(jié)果作為參考，利用ASPEN V9軟件對再生處理工藝進(jìn)行建模分析、優(yōu)化，確定再生處理的可行工藝路線，給國內(nèi)光熱發(fā)電項目實際操作提供參考。

閃蒸系統(tǒng)具有簡單、成本低、便于操作等特點[6]，劉斌[7]在《溶液閃蒸過程實驗研究》中提出閃蒸在多種工業(yè)領(lǐng)域，如海水淡化多級閃蒸、食物飲品干燥提純、工業(yè)廢水處理等方面都有著廣泛的應(yīng)用。閃蒸分離生產(chǎn)能力大，常用于只需粗略分離的物料[8]，需要獲得純度很高的產(chǎn)品時往往通過塔式精餾分離。張福民等[9]在《甲基氯硅烷低沸物分離的研究》中提出用簡單分離塔分離低沸物在技術(shù)上可行。

1.系統(tǒng)建模

CENER的熱穩(wěn)定性報告顯示：2500t聯(lián)苯—聯(lián)苯醚混合樣熱穩(wěn)定性試驗后的低沸物（主要是苯和苯酚）含量在0.52%，高沸物（包括三聯(lián)苯、二苯并呋喃、3AOx、4A、4AOx等）含量在2.58%，并以高沸為主，具體見表1。

根據(jù)管理要求，低沸物（benzene＋phenol+2A）≤1%，高沸物（2AOH～4A2OX）≤10%。在實際運(yùn)行過程中，低沸物和高沸物會不斷累積，直至接近控制要求，因此，在模擬過程中，將低沸物和高沸物含量同比例放大1倍，調(diào)整為1.04%和5.16%，與實際情況基本吻合。

考慮有機(jī)熱載體再生過程中既有低沸物又有高沸物產(chǎn)生，且有機(jī)熱載體膨脹罐的氮封氣體控制存在不穩(wěn)定性等因素不利于研究工作，因此模型中只考慮主循環(huán)中的小股流體作為研究對象，具體模型如下。

圖1 閃蒸式分離高低沸物工藝流程示意圖

流程說明：主循環(huán)流股OIL-IN進(jìn)入高沸物分離罐HB-S，利用自身潛熱和罐底部輔助加熱氣化，高沸物從HB-S底部排出，有機(jī)熱載體主流體HB-S-OUT從分離器頂部出來后，經(jīng)過冷卻器E1冷卻到一定溫度后進(jìn)入到低沸物分離罐LB-S，低沸物從LB-S頂部出來，經(jīng)過冷卻器E2后進(jìn)入低沸物收集罐LB-C，廢氣W-GAS從罐頂排放，低沸物罐底收集。

2.模擬計算和分析

有機(jī)熱載體使用過程中降解產(chǎn)生的低沸物和高沸物所含化學(xué)物質(zhì)種類繁多，為便于分析和計算，模擬計算中只選取了有代表性的主要物質(zhì)進(jìn)行。

另外，模擬計算所選用的數(shù)據(jù)1000hr熱穩(wěn)定性小試數(shù)據(jù)，與正常使用過程中產(chǎn)生的高低沸物化學(xué)物質(zhì)種類及含量可能也會存在差異。上述因素可能會對模擬計算分析產(chǎn)生些許影響。

OIL-IN進(jìn)料條件：393℃，12bar，2000kg/hr。進(jìn)料組成（質(zhì)量分率）見表2。

表2 OIL-IN進(jìn)料組成

(1)高沸物分離

對HB-S單元而言，在不提供輔助加熱的條件下，利用進(jìn)料OIL-IN的潛熱，分離器出口液相和氣相溫度為290℃，具體模擬計算，結(jié)果見表3。

表3 HB-S高沸物初步分離模擬計算結(jié)果

由表3可以計算出高沸物的脫除率85%，但是高沸物中的聯(lián)苯—聯(lián)苯醚含量在60%，按照經(jīng)驗，可適當(dāng)通過增加輔助加熱，使得分離器出口液相和氣相溫度適當(dāng)增加，以此達(dá)到高沸物中的聯(lián)苯—聯(lián)苯醚含量控制在30%左右的經(jīng)濟(jì)性目的。

計算出HB-S溫度與高沸物中二苯醚含量的對應(yīng)關(guān)系，以確定最佳操作溫度，具體結(jié)果見圖2。

圖2 HB-S溫度與高沸物中二苯醚含量關(guān)系圖

從圖2中可以看出，隨著HB-S溫度升高，高沸物中二苯醚含量逐漸降低，當(dāng)HB-S溫度控制在313℃時，二苯醚含量在0.223左右，高沸物中聯(lián)苯—聯(lián)苯醚含量控制在0.304，基本滿足要求。此時，高沸物脫除率為66%，有所降低。HB-S所提供的熱負(fù)荷為28.9×103kcal/hr，具體見表4。

表4 HB-S高沸物優(yōu)化分離模擬計算結(jié)果（輔助加熱）

(2)低沸物分離

由于在用有機(jī)熱載體中，低沸物含量只有約1%，含量很低，如果通過閃蒸的方式進(jìn)行脫除，在效率和損耗上難以兼得。以低沸物脫除率在5%為前提，模擬計算出閃蒸操作溫度在270℃，操作壓力1.5bar，具體結(jié)果見表5。

表5 LB-S低沸物閃蒸優(yōu)化分離模擬計算

模擬結(jié)果表明，在低沸分離器LB-S操作溫度為270℃，壓力1.5bar的條件下，分離器頂部采出輕組分中，苯進(jìn)料5.97kg/hr，低沸物苯2.88kg/hr，苯回收率48%；苯酚進(jìn)料14.17kg/hr，低沸物苯酚2.90kg/hr，苯酚回收率20%，效果不太理想。此時低沸物中，聯(lián)苯、聯(lián)苯醚的含量接近93%，損耗太大。

通過提高LB-S操作溫度可提高低沸物回收率，但聯(lián)苯聯(lián)苯醚損耗更大；如果要降低聯(lián)苯、聯(lián)苯醚損耗，就要降低低沸物中苯和苯酚回收率，難以兩全。通過改進(jìn)上述工藝流程中的低沸物閃蒸分離方式，采用簡單分離塔來提高分離效率，降低產(chǎn)品損耗。具體流程，見圖3。

圖3 低沸物塔式分離工藝流程示意圖

由于高沸物分離器HB-S的出料溫度太高，直接進(jìn)入分離塔LB-S不利于穩(wěn)定操作，故維持冷卻器E1不變，并將E1冷卻后物料溫度控制在260℃，通過分離塔參數(shù)的合理設(shè)定，滿足低沸物分離的管理和操作需要。在分離塔的理論板數(shù)為5塊，塔頂回流比為3的情況下，對分離塔的模擬計算，結(jié)果見表4。

從表6可以看出，采用分離塔分離低沸物，苯回收率99%，苯酚回收率57%，低沸物中聯(lián)苯、聯(lián)苯醚含量65%，不僅低沸物回收率高，而且低沸物中聯(lián)苯—聯(lián)苯醚含量低，分離效果明顯好于簡單的閃蒸分離。上述操作條件下，塔釜能耗17705kcal/hr。

表6 分離塔LB-S低沸物分離模擬計算表

3.結(jié)論

（1）閃蒸分離方式分離在技術(shù)上是可行的。分離高沸物時，當(dāng)HB-S溫度控制在313℃時，二苯醚含量在0.223左右，高沸物中聯(lián)苯—聯(lián)苯醚含量控制在0.304，高沸物脫除率為66%，HB-S所提供的熱負(fù)荷為28900kcal/hr。分離低沸物時，在低沸分離器LB-S操作溫度為270℃/1.5bar的條件下，苯回收率48%，苯酚回收率20%，效果不太理想，且此時低沸物中，聯(lián)苯、聯(lián)苯醚的含量接近93%，損耗太大。高沸物分離器HB-S具有投資少、操作費(fèi)用低等優(yōu)點，但也存在低沸物分離效率偏低以及損耗偏大缺點。

（2）采用分離塔分離低沸物，在進(jìn)料260℃，操作壓力1bar，分離塔理論板數(shù)10塊，回流比3的情況下，苯回收率99%，苯酚回收率57%，低沸物中聯(lián)苯、聯(lián)苯醚含量65%，塔釜能耗17705kcal/hr，低沸物回收率高，低沸物中聯(lián)苯—聯(lián)苯醚含量低，分離效果和能耗明顯好于簡單的閃蒸分離。

（3）閃蒸分離和塔式分離各有優(yōu)缺點，需要綜合考慮實際情況來選擇合適的再生工藝。