年产10万吨丁醇项目创新性概述.docx

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1、XX石化10万吨/年丁醇项目创新性概述创新性概述1 工艺路线的改进和创新1.1 丁醇精制工段流程优化通过优化将丁醇精制工段由三塔改为两塔，简化了流程，节省了设备投资。对于第四工段丁醇精制工段，工业上一般采用三塔流程分离正异丁醇，即预馏塔、脱重塔和异构物塔。常规流程中由于粗丁醛进料中含有部分水，故体系中存在由醚-丁醇-水等组成的共沸物，预馏塔的作用主要就是脱除共沸物。而在本设计中，我们通过优化第二工段中丁醛精馏塔和丁醛脱水塔的操作参数，使水分在第二工段即脱除干净，故在第四工段不会形成共沸物，所以省去了一座预馏塔，即将原来的三塔改为了两塔，简化了丁醇精制流程，节省了设备投资。改进后的丁醇精制工段流

2、程如下图所示。图1-1 改进的丁醇精制工段流程示意图1.2 增设残液回收处理工段增设了残液回收处理工段，有效回收了正异丁醇，增加了产品产量；同时预提纯了加氢尾气；另外采用了先进的隔壁精馏技术，节省设备投资和能耗。一般的丁醇生产工艺并没有对尾气残液中的有用组分的回收处理工序，最简单的做法是将分离产生的重组分用做燃料油，尾气送火炬燃烧或送燃气总管作为燃料气，这样的做法既没有回收尾气残液中的有用组分，浪费了原料和产品，又会增加处理成本，尤其对成本较贵的组分，更加缺乏经济性。因此本设计提出了一种新的尾气残液回收处理流程，如下图所示。图1-2 废气液回收处理流程图用来自第三工段和第四工段的重组分残液吸收

3、第三工段加氢尾气中的正异丁醇，塔顶气体送氢气膜分离单元提纯，吸收液送入隔壁精馏塔分离得到正异丁醇和辛烯醛，再将正异丁醇送第四工段异构物塔（T0402）侧线进料。增加尾气残液回收处理工段能达到三个目的：回收了废气液中的有用组分，增加了产品产量；提高了第三工段加氢尾气中氢气的纯度，有利于后续的氢气膜分离操作，使膜分离得到高纯度加氢氢气变得更加容易；使用了先进的隔壁精馏技术分离三组分，节省设备投资和能量消耗。1.3 氢气膜分离单元回收氢气采用先进的膜分离技术回收了70%加氢尾气中的氢气，纯度能达到99.9%，大大减少了新鲜氢气的补充量，每年可节省生产成本约3598万元。一般工艺对加氢尾气的简单处理是

4、送燃气总管做燃料气，然而氢气对于化工企业来说是一种重要的资源，所以对氢气的回收利用有很大的应用价值。本设计采用先进的氢气膜分离单元回收大部分加氢尾气中的氢气，因为加氢尾气本身有一定的压力，且经过第五工段吸收丁醇后浓度得到提高，达到了86.1%（wt.），所以利用膜分离的方法回收氢气能收到很好的经济性。由于Aspen plus没有膜分离单元模块，因此采用用户模型外接Fortran编程模拟氢气膜分离过程，模拟示意图如下。经过第五工段吸收后的加氢尾气送入氢气膜分离装置，回收了70%纯度达99.9%的氢气循环回第三工段用于加氢反应，大大减少了新鲜氢气的补充量，且大大减少了能量消耗，每年可节省生产成本约

5、3598万元人民币，具有十分显著的经济效益。图1-3 氢气膜分离单元示意图2 过程设备的创新2.1 热泵精馏节能技术采用热泵精馏技术分离正异丁醇，可节省热耗22.3%，节省冷耗77.8%。本工艺第四工段的异构物分离塔（T0402）是在常压下分离正异丁醇，此种情况下正异丁醇的沸点相近，相对挥发度很小，属难分离系统，普通精馏塔的计算结果显示分离正异丁醇需要60块理论塔板（包括塔顶冷凝器和塔底再沸器），能耗很大；另外，塔顶温度约110和塔底温度约127相差不大，故我们将普通精馏塔改造成采用塔顶蒸汽压缩式热泵精馏结构，示意图如下。图2-1 热泵精馏模拟流程图热泵精馏的能耗由两部分组成，第一是压缩机，其

6、功耗为1299 kW，考虑到热电转换系数3.29，相当于热耗4274 kW，第二是冷却器，其能耗为1203 kW。而普通精馏的冷耗为5420 kW，热耗为5500 kW，故与普通精馏相比，热泵精馏可节省热耗22.3%，节省冷耗77.8%。大大减少了对公用工程的依赖，减少了操作费用，获得了可观的经济的效益。2.2 隔壁精馏分离技术采用隔壁精馏技术分离三组分，与两塔流程相比，节省冷耗22.9%，节省热耗20.0%，且减少了设备投资。本工艺中，第五工段（残液回收工段）的丁醇吸收塔（T0501）的塔底中正丁醇、异丁醇和辛烯醛的质量含量分别为0.407、0.055和0.538，利用分隔壁精馏塔替代两塔系

7、统能够直接分离出三种组分的浓溶液，其中正异丁醇送第四工段异构物塔（T0401）侧线进料，最终增加了产品产量。与两塔流程相比，采用隔壁精馏技术，可节省冷耗22.9%，节省热耗20.0%，具有明显的经济效益。隔壁精馏模拟流程图如下所示。图2-2 隔壁精馏模拟流程图3 换热网路的优化使用Aspen Energy Analyzer 能量分析器对全流程进行热集成网络分析，结果表明全流程能进行比较合理的能量匹配利用，经过对换热网络的改造，最终得到了如下图所示的热集成方案。图3-1 全流程热集成示意图对该换热网络设计作出如下说明：对于第一工段，反应器R0102的出料先预热丙烯进料，将丙烯液体汽化并加热到80

8、，之后加热气提塔（T0102）的塔顶液相进料，其能提供塔顶液相进料所需的温度，反应出料降温后用循环冷却水继续冷却至所需温度。对于第四工段，采用异构物塔顶蒸汽加压后加热塔底釜液，完全提供釜液汽化所需热量，之后再用循环冷却水将塔顶蒸汽冷却至所需温度。其他物流均使用公用工程换热处理。下图所示为第一工段按照换热网络设计方案修改得到的热集成图，图中鲜蓝色线框为实现工艺物流换热的换热器，Aspen plus 模拟结果显示完全可以实现。图3-2 第一工段换热网路模拟图进行冷热流股匹配后，全流程公用工程耗量下降明显，达到了较好的节能效果，热集成前后冷热公用工程对比情况如下表所示。表3-1 热集成前后冷热公用工

9、程对比项目热公用工程kW冷公用工程kW换热单元数总换热面积m2匹配前1810027390272643匹配后1141022770272837节能37.0%16.9%4 基于fluent软件的加氢反应器优化Fluent是通用的CFD软件，用来模拟从不可压缩到高度可压缩范围内的复杂流体的流动。由于采用了多种求解方法和多重网格加速收敛技术，因而能达到最佳的收敛速度和求解精度。灵活的非结构化网格和基于解算的自适应网格技术及成熟的物理模型，使Fluent在层流和湍流、传热、化学反应、多相流、多孔介质等方面有广泛应用。我们希望借助Fluent软件来处理和解决反应器内流体的分布问题。在未设计挡流板之前，反应器

10、内的流场分布如图所示： 图4-1未优化前反应器内的速度分布 图4-2 未优化前反应器内的流体速度矢量图由图4-1、4-2可以看出未设置挡流板时的流场分布出现短路，以致于物流分布不均匀，封头处有大的漩涡，较少反应物质进入列管内发生反应。我们需要对反应器的结构进行改进，增设挡流板。对增设了挡流板后的反应器的列管入口处平面速度与压力分布进行模拟，分布图如下： 图4-3 一段挡板时列管入口处平面速度分布图和平面压力分布图加氢反应器内的二维流场分布图如下： 图4-4 反应器内的速度分布 图4-5 反应器内的流体速度矢量图加氢反应器封头内的二维流场分布图如下：图4-6 挡流板入口封头段三维流场视图作出增设

11、挡流板后的列管入口处平面点表压图和格子点速度图，对比之前未设挡流板时的格子点表压图和格子点速度图可以看出，增加挡板后，列管入口处平面格子点速度偏差下降至不大于2.8/s，列管入口处平面压力偏差下降至不大于5Pa。 图4-7一段隔板时列管入口处平面格子点表压图和速度图由图3-10、3-11、3-12可以看出，通过增设挡流板，入口端封头没有大的漩涡，流体流动较为有序。从折流板的结构上来看，其具有结构简单，造价低，便于制造和维修的优势。但是，其流场分布仍不太均匀。对此，本设计小组又设计了二段挡流板，其结构参数及装配数据如下所示：图4-8二段挡板在封头的安装位置图 图4-9二段挡流板结构图作出二段挡板的列管入口处平面的压力分布和速度分布图：图4-10 二段挡流板时列管入口处平面格子点压力和速度图通过对二段挡板处的流体分布进行三维模拟，可以得到较好的分布图，明增设的二段挡板达到了使流场分布均匀的目的。图4-11二段挡板入口封头段三维流场视图9