基于異丁烯提純反應精餾的熱泵流程模擬及分析

錢詩卉，鄧 一，姜佳文，顏家保，2，雷 楊，2

(1.武漢科技大學化學與化工學院，武漢 430081；2.煤轉化與新型炭材料湖北省重點實驗室)

基金項目：國家自然科學基金項目(21706198)；湖北省技術創新專項重大項目(2017ACA179)；煤轉化與新型炭材料湖北省重點實驗室開放基金項目(WKDM201712)。

熱泵是一種廣泛應用的節能技術[1]。根據工作方式劃分，熱泵精餾可以分為外部介質型、塔頂蒸汽壓縮式和釜液節流式。其中塔頂蒸汽壓縮式熱泵精餾方式作為熱耦合精餾技術中較為有效的節能手段，節能效果達20%～50%[2]，已被廣泛應用于近沸點物系的分離過程。此流程精餾塔塔頂蒸汽經壓縮機壓縮后升溫升壓，送入塔底再沸器提供熱能。同時塔頂蒸汽部分或全部冷凝，突破傳熱過程中的溫度“瓶頸”，具有跨夾點傳熱的特點，此構型適用于塔頂、塔底溫差較小，壓縮比及壓縮功率較小的情況。

Annakou等[3]對丙烯精餾塔采用塔頂蒸汽壓縮式的熱泵精餾，年度總費用減少37%。李沐榮等[4]提出了帶中間換熱器的熱泵精餾隔壁塔流程，以解決隔壁塔在分離寬沸程物系時出現的塔頂與塔底溫差過高而不宜應用熱泵精餾的問題。Felbab等[5]提供了一種快速評估方法，考察分離物系用于塔頂蒸汽壓縮式熱泵精餾的可行性，即在特定場合該工藝的熱力學效率是否優于傳統精餾方法。此外，塔頂直接蒸汽壓縮式熱泵工藝也可應用于其他特殊精餾，Kumar等[6]將塔頂直接蒸汽壓縮式熱泵應用于反應精餾，利用一股或多股被壓縮后的塔頂蒸汽給不同塔板供熱，新工藝在節能和經濟性方面有很大提高。丁良輝等[7]基于外部反應精餾強化技術反應與分離更易優化操作的優勢，提出將反應段與提餾段分開運行、反應段引入熱泵的系統內部能量集成策略，并考察了其可能的最大的節能效果，減少年總成本47.9%。唐超等[8]提出了采取熱泵精餾技術進行節能改造，并建立了異丁烷精餾的熱泵精餾新工藝，能耗降低32.7%。

1 熱泵反應精餾模擬

1.1 模型的建立

異丁烯提純工藝的原料為抽余C4餾分，其中異丁烯與1-丁烯的沸點極為接近，采用異構反應精餾法，利用丁烯的臨氫骨架異構化反應，將1-丁烯轉化為沸點較高的2-丁烯后，再通過普通精餾將兩者分離。在Ni/Al2O3催化劑和微量氫氣存在的條件下，會發生如下的一級液相反應[9]。

其中：反應R1是雙鍵異構反應；反應R2是順反異構反應；反應R3是加氫反應。

由于異丁烯提純體系中反應精餾塔塔體溫差較小，可采用熱泵單塔能量集成技術，將塔頂蒸汽直接壓縮提溫加熱塔底物料，設計如圖1所示的熱泵精餾流程。

圖1 帶有熱泵的反應精餾流程

利用Aspen Plus流程模擬軟件對基于異丁烯提純反應精餾的熱泵流程進行模擬[10]，并提出一種針對塔頂有氣相產品采出的部分冷凝的熱泵精餾模擬策略。對于塔頂部分冷凝的精餾過程，模擬有氣相產品采出的塔頂蒸汽壓縮式熱泵精餾流程時，除增加冷凝器將塔頂蒸汽冷凝，再經閃蒸罐外，添加1個輔助冷凝器，將液相物流溫度降至入塔溫度后作為塔頂回流。

1.2 物性選擇及參數設定

反應精餾模擬的準確度與物性方法選擇直接相關。對于丁烯異構反應精餾過程，本研究采用NRTL熱力學方法，選用RADFRAC模塊對異丁烯提純過程進行穩態模擬計算。原料采用抽余C4，設進料量為15 t/h，進料熱狀態為泡點進料，進料溫度為60 ℃，組成見表1[11]，塔的操作參數見表2。

反應R1～反應R3均為一級反應，反應速率常數(R)和表現活化能(Ea)見表3[11]。

表1 進料組成

表2 反應精餾塔操作參數

表3 反應速率常數和活化能

1.3 模擬結果

將常規反應精餾與熱泵反應精餾工藝進行對比，其參數見表4。

表4 常規反應精餾與熱泵反應精餾工藝參數對比

1.4 壓縮比分析

熱泵精餾具有跨夾點傳熱的特點，適用于塔頂、塔底溫差較小，壓縮比較小的場合。壓縮比對精餾塔能耗有顯著影響。基于模擬結果，探究壓縮比對壓縮機功率、換熱器費用及流程總費用的影響，分別如圖2和圖3所示。由圖2可見，隨著壓縮機的壓縮比增大，壓縮機功率增大。經壓縮的塔頂物流與塔釜物流之間的傳熱溫差增大，換熱器面積減小，換熱器設備費用降低，但流程總費用仍隨壓縮比增大而增加，如圖3所示。確定適宜的壓縮比為1.6。

圖2 壓縮機功率與壓縮比的關系

圖3 換熱器費用及總費用與壓縮比的關系

2 用能分析

2.1 能量衡算

加入熱泵后的流程是在原流程的基礎上降低原冷凝器的熱負荷，并增加了1個輔助冷凝器，冷卻負荷QC=2 387.1 kW，再沸器熱負荷Qr=0。增加了1個壓縮機，假定效率為95%，壓縮機的凈功率為1 368.3 kW，實際功率為1 440.3 kW。壓縮機對系統輸入的能量QW=1 368.3 kW。采用熱泵的反應精餾過程的C4抽余餾分進料位置、塔頂產品和塔底產品的流量及熱力學主要參數見表5。

表5 采用熱泵的反應精餾過程的部分參數

對采用熱泵的反應精餾過程進行能量衡算，滿足ΔH=0。

(1)

式中：ΔH為焓變，kW；HC4，HH2，HD，HW分別為C4、H2、塔頂產品和塔底產品的焓值，kW。

2.2 衡算[12]

有效能的變化(ΔB)為：

(2)

對于凈功消耗(W凈)，需要以外界加熱和冷卻介質的操作溫度進行計算，見式(3)，熱力學效率見式(4)。

(3)

(4)

式中：T0為環境溫度，一般取298 K；TC1為冷凝器冷卻介質進口溫度，K；TC2為輔助冷凝器冷卻介質進口溫度，K；TR為再沸器加熱介質進口溫度，K；QC1為冷凝器負荷，kW；QC2為輔助冷凝器負荷，kW；η為熱力學效率，%。

2種反應精餾過程的熱力學計算結果見表6。由表6可見，與常規反應精餾過程相比，采用熱泵的反應精餾過程的凈功消耗減少，熱力學效率提高32.7百分點。

表6 2種反應精餾過程的熱力學計算結果

2.3 能耗分析及比較

表7為2種反應精餾過程的公用工程能耗(以異丁烯產量計)對比。由表7可見，常規反應精餾過程的能耗為15 436.74 MJ/t，采用熱泵的反應精餾過程的能耗為1 933.25 MJ/t，比常規反應精餾過程下降了87.5%。

表7 2種反應精餾過程的能耗 MJ/t

3 經濟性分析

投資回收期是反映項目財務上投資回收能力的重要靜態指標，是以項目的凈收益抵償全部投資所需要的時間，計算式如下[13-14]：

(5)

式中：TAC為年度總費用，萬元；OC為年操作費用，萬元；CC為總設備投資，萬元；θ為投資回收期，a。裝置的年開工時間按8 000 h計，電價按0.8元/(kW·h)計，0.35 MPa低壓蒸汽按120元/t計，循環冷卻水按0.3元/t計。表8為采用熱泵的反應精餾與常規反應精餾過程的操作費用對比。

表8 2種反應精餾過程的操作費用 萬元/a

從表8可以看出，常規反應精餾過程的年操作費用為2 870.6萬元，采用熱泵的反應精餾過程的年操作費用為1 020.6萬元，比常規反應精餾過程減少了1 850.0萬元，下降了64.4%。由于新流程增加了壓縮機、換熱器以及閃蒸罐，需增加一定的設備投資，以下為設備費用估算。

(1) 壓縮機設備費用的估算式為[15]：

(6)

式中：CPC為壓縮機費用，$；QCQMP為壓縮機功率，22

(2) 換熱器設備費用的估算式為[15]：

(7)

式中：HEC為換熱器設備費用，$；Q為換熱器負荷，kW；U為換熱器傳熱系數，kW/(m2·K)；Δtm為對數平均溫差，K；C′為換熱器類型因子，取值見表9[15]。

表9 換熱器類型因子C′的取值

(3) 對于氣液分離器等非標設備，采用下式計算設備費用[15]：

VC=MC+NC=2.5ab

(8)

式中：VC為設備價格，萬元；MC為材料總價格，萬元；NC為設備加工費用，萬元；a為材料價格，萬元/t；b為設備質量，t。

采用熱泵的反應精餾工藝流程與常規反應精餾工藝流程相比，增加了1臺壓縮機、2臺小型換熱器以及2個氣液分離器。壓縮機的壓縮比為1.6，功率為1 440 kW，由式(6)估算出壓縮機費用為2 704.5萬元。冷凝器的負荷為677.9 kW，對數平均溫差為32.3 K；輔助冷凝器的負荷為1 709.2 kW，對數平均溫差為24.5 K。由于循環冷卻水在管內流動，取換熱器傳熱系數為6 kW/(m2·K)。冷卻器換熱面積為3.5 m2，輔助冷凝器換熱面積為11.6 m2。根據工藝流程及公用工程數據，由式(7)計算得到換熱器總費用為39萬元。氣液分離器等其他費用按非標準費用計算，總費用為84萬元。反應精餾流程增加熱泵后，設備費用增加了2 827.5萬元。將常規反應精餾過程的年操作費用作為年度總費用，將采用熱泵的反應精餾過程的年操作費用作為年操作費用，采用熱泵技術需增加的設備費用作為總設備費用，依式(5)計算得到熱泵投資回收期為1.5年。

4 結 論

采用Aspen Plus模擬軟件對異丁烯提純的反應精餾及采用塔頂蒸汽壓縮式熱泵精餾的過程進行了嚴格模擬。采用熱泵節能技術的反應精餾過程，在壓縮比為1.6時，能耗以及總費用最低。在保證分離精度的前提下，采用熱泵精餾技術的反應精餾過程會顯著降低換熱器的熱負荷，從而降低公用工程用量，其單位能耗降低約87.5%，熱力學效率提升，具有良好的節能效果。相較于常規反應精餾過程，采用熱泵節能技術后設備費用增加2 827.5萬元，年操作費用降低1 850.0萬元，熱泵的投資回收期為1.5年。