國產太陽能光熱發電有機熱載體再生工藝研究

＊遲宗華

（江蘇連云港化工產業園區管理委員會 江蘇 222500）

槽式太陽能熱發電是當前商業化最成功的太陽能熱發電模式，通過吸收太陽能對管狀真空集熱器內的有機熱載體進行加熱，再通過換熱器可以使有機熱載體產生接近400℃的過熱蒸汽來驅動汽輪機發電[1]。槽式太陽能光熱發電項目廣泛采用有機熱載體聯苯—聯苯醚作為傳熱介質，最高允許使用溫度400℃，特點有揮發分小，安全可靠等。

有機熱載體的關鍵性能是熱穩定性，隨著溫度升高，產生的高低沸物和不能蒸發的產物將影響有機熱載體的使用性能[2]。趙永冰[3]提出有機熱載體在正常使用過程中，會因過熱、氧化等產生低沸物和高沸物。低沸物的存在會引起有機熱載體閃點降低、飽和蒸氣壓升高等現象，影響系統安全運行[4]。高沸物的存在使得系統殘碳含量升高，有機熱載體流動性變差，惡化系統傳熱，嚴重時會發生爆管、火災等安全事故[5]。控制高低沸物含量是有機熱載體再生工藝的關鍵。

本文以內蒙古烏拉特中旗100MW導熱油槽式光熱發電項目使用有機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熱載體做的1000hr熱穩定性分析結果作為參考，利用ASPEN V9軟件對再生處理工藝進行建模分析、優化，確定再生處理的可行工藝路線，給國內光熱發電項目實際操作提供參考。

閃蒸系統具有簡單、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領域，如海水淡化多級閃蒸、食物飲品干燥提純、工業廢水處理等方面都有著廣泛的應用。閃蒸分離生產能力大，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上可行。

1.系統建模

CENER的熱穩定性報告顯示：2500t聯苯—聯苯醚混合樣熱穩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。

根據管理要求，低沸物（benzene＋phenol+2A）≤1%，高沸物（2AOH～4A2OX）≤10%。在實際運行過程中，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，調整為1.04%和5.16%，與實際情況基本吻合。

考慮有機熱載體再生過程中既有低沸物又有高沸物產生，且有機熱載體膨脹罐的氮封氣體控制存在不穩定性等因素不利于研究工作，因此模型中只考慮主循環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：主循環流股OIL-IN進入高沸物分離罐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，有機熱載體主流體HB-S-OUT從分離器頂部出來后，經過冷卻器E1冷卻到一定溫度后進入到低沸物分離罐LB-S，低沸物從LB-S頂部出來，經過冷卻器E2后進入低沸物收集罐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

有機熱載體使用過程中降解產生的低沸物和高沸物所含化學物質種類繁多，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進行。

另外，模擬計算所選用的數據1000hr熱穩定性小試數據，與正常使用過程中產生的高低沸物化學物質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生些許影響。

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

表2 OIL-IN進料組成

(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，結果見表3。

表3 HB-S高沸物初步分離模擬計算結果

由表3可以計算出高沸物的脫除率85%，但是高沸物中的聯苯—聯苯醚含量在60%，按照經驗，可適當通過增加輔助加熱，使得分離器出口液相和氣相溫度適當增加，以此達到高沸物中的聯苯—聯苯醚含量控制在30%左右的經濟性目的。

計算出HB-S溫度與高沸物中二苯醚含量的對應關系，以確定最佳操作溫度，具體結果見圖2。

圖2 HB-S溫度與高沸物中二苯醚含量關系圖

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HB-S溫度控制在313℃時，二苯醚含量在0.223左右，高沸物中聯苯—聯苯醚含量控制在0.304，基本滿足要求。此時，高沸物脫除率為66%，有所降低。HB-S所提供的熱負荷為28.9×103kcal/hr，具體見表4。

表4 HB-S高沸物優化分離模擬計算結果（輔助加熱）

(2)低沸物分離

由于在用有機熱載體中，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，具體結果見表5。

表5 LB-S低沸物閃蒸優化分離模擬計算

模擬結果表明，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，苯進料5.97kg/hr，低沸物苯2.88kg/hr，苯回收率48%；苯酚進料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，聯苯、聯苯醚的含量接近93%，損耗太大。

通過提高LB-S操作溫度可提高低沸物回收率，但聯苯聯苯醚損耗更大；如果要降低聯苯、聯苯醚損耗，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，直接進入分離塔LB-S不利于穩定操作，故維持冷卻器E1不變，并將E1冷卻后物料溫度控制在260℃，通過分離塔參數的合理設定，滿足低沸物分離的管理和操作需要。在分離塔的理論板數為5塊，塔頂回流比為3的情況下，對分離塔的模擬計算，結果見表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%，低沸物中聯苯、聯苯醚含量65%，不僅低沸物回收率高，而且低沸物中聯苯—聯苯醚含量低，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.結論

（1）閃蒸分離方式分離在技術上是可行的。分離高沸物時，當HB-S溫度控制在313℃時，二苯醚含量在0.223左右，高沸物中聯苯—聯苯醚含量控制在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，聯苯、聯苯醚的含量接近93%，損耗太大。高沸物分離器HB-S具有投資少、操作費用低等優點，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，在進料260℃，操作壓力1bar，分離塔理論板數10塊，回流比3的情況下，苯回收率99%，苯酚回收率57%，低沸物中聯苯、聯苯醚含量65%，塔釜能耗17705kcal/hr，低沸物回收率高，低沸物中聯苯—聯苯醚含量低，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缺點，需要綜合考慮實際情況來選擇合適的再生工藝。