目錄1.原料方案創(chuàng)新 22.產(chǎn)品結(jié)構(gòu)方案創(chuàng)新 33.反應技術(shù)創(chuàng)新 43.1脫氫副反應 43.2選擇加氫反應的創(chuàng)新 43.3纖維膜脫硫技術(shù)的創(chuàng)新 54.分離技術(shù)創(chuàng)新 74.1丙烯-丙烷復疊式制冷 74.2變壓吸附技術(shù) 85.過程節(jié)能技術(shù)創(chuàng)新 95.1有機朗肯循環(huán) 95.2換熱網(wǎng)絡設(shè)計 115.3熱泵雙塔精餾 115.4急冷鍋爐的應用 135.5余熱回收技術(shù) 156.環(huán)境保護技術(shù)創(chuàng)新 157.新型過程設(shè)備的應用 167.1反應器 167.2塔器 207.3四合一加熱爐 238.控制方案的創(chuàng)新 258.1動態(tài)模擬 258.2SIS概念設(shè)計 27

創(chuàng)新性說明經(jīng)過詳細對比和仔細討論后，我們選用來自總廠液化石油氣為原料，歷經(jīng)原料預處理工段，丙烷脫氫反應工段和氫氣分離及選擇加氫工段完成年產(chǎn)30萬噸PDH項目。在流程設(shè)計和模擬過程中，我們秉持“安全、綠色、經(jīng)濟、高效”的設(shè)計理念對現(xiàn)有工藝流程進行優(yōu)化創(chuàng)新，在滿足生產(chǎn)要求的前提下，進行節(jié)能減排，實現(xiàn)能量和物質(zhì)的循環(huán)利用，實現(xiàn)了C3資源化利用，且與企業(yè)的產(chǎn)品體系進行了有效融合。具體創(chuàng)新點如下：1.原料方案創(chuàng)新丙烷脫氫制丙烯，要求原料丙烷純度至少達到97%?，F(xiàn)有國外丙烷脫氫裝置，都采用濕性油田伴生氣為來源的高純低硫丙烷為原料。而我國濕性油田伴生氣資源較匱乏，且國產(chǎn)液化氣是石油煉制過程中產(chǎn)生的副產(chǎn)品，是一種雜質(zhì)含量較高的混合氣體，國產(chǎn)液化氣中丙烷質(zhì)量無法滿足丙烷脫氫工藝原料要求。因此，國內(nèi)建設(shè)的丙烷脫氫裝置均采用以國外油田伴生氣為來源的非煉油廠生產(chǎn)的高純度液化丙烷，必須進口。進口則必須要承擔能否獲得長期、穩(wěn)定、相對低廉的丙烷原料的風險，意味我國丙烷脫氫產(chǎn)業(yè)要受到國外條件的制約。而我國本身的石油資源非常豐富，煉化企業(yè)在催化裂化加工過程中會生產(chǎn)大量的C3餾分，液化石油氣中約占60%，它們一般是作為燃料使用或者放空燒掉，資源浪費較大，將丙烷轉(zhuǎn)化為丙烯是充分利用丙烷的有效途徑。若能將原來作為燃料的丙烷作為原料生產(chǎn)高附加值的產(chǎn)品，在實現(xiàn)經(jīng)濟效益最大化的同時也實現(xiàn)了了對于現(xiàn)有能源的合理利用。在國家大力倡導節(jié)能減排，國民環(huán)境意識不斷增強的大背景下，可以很好的適應推廣。液化石油氣最大缺點在于組分復雜且不好分離，在明確有用物質(zhì)之后，我們設(shè)計使用最合理經(jīng)濟有效的分離方法，實現(xiàn)液化石油氣資源的最大利用。液化石油氣（LPG）進入脫丙烷塔、脫乙烷塔、丙烯精制塔（原料預處理工段）進行原料預處理，得到99.6wt%聚合級丙烯產(chǎn)品和高純度丙烷，滿足了工藝要求達到的丙烷純度。高純度丙烷與新鮮氫氣、經(jīng)變壓吸附的99.99wt%的循環(huán)氫氣混合進入“丙烷脫氫反應工段”進行丙烷脫氫反應，反應產(chǎn)物進入“氫氣分離及選擇加氫工段”經(jīng)過急冷、多級壓縮、丙烯-乙烯復疊式制冷分離出富氫氣和丙烯、丙烷混合物，富氫氣經(jīng)變壓吸附得到99.99wt%氫氣，丙烯、丙烷混合物與變壓吸附產(chǎn)品氫氣混合進入選擇加氫反應器，反應產(chǎn)物循環(huán)回脫乙烷塔，脫去輕組分?？偣に嚵鞒炭驁D如下：圖1-1產(chǎn)品總工藝路線圖2.產(chǎn)品結(jié)構(gòu)方案創(chuàng)新考慮到現(xiàn)實市場的價格波動及國際形勢可能造成的各種干擾，我們加強對產(chǎn)品結(jié)構(gòu)方案的優(yōu)化，降低建廠風險，延伸工藝適用的廣泛性。相比于當前投產(chǎn)設(shè)備單一的丙烯氫氣結(jié)構(gòu)方案，我們將液化石油氣中分離出來的C4烷烴結(jié)合實際需求精制后作為聯(lián)產(chǎn)物進行銷售，當市場需求發(fā)生變化時，可通過調(diào)節(jié)適當?shù)姆磻獥l件進行產(chǎn)量調(diào)節(jié)，增加了產(chǎn)品結(jié)構(gòu)方案的抗干擾性。而分離出來的C2燃料氣和PSA副產(chǎn)燃料氣，由于成分復雜，再投資分離經(jīng)濟效益低，我們摒棄了將其作為產(chǎn)品售賣的想法而是創(chuàng)新的將其全部用作反應工段加熱爐的燃料，極大的減少了加熱爐燃料的投資。此外，由于節(jié)能降耗技術(shù)的創(chuàng)新，我們的急冷鍋爐高產(chǎn)10萬噸每年的低壓蒸汽，除了完全滿足自身設(shè)備的需求外，多余的還可由總廠分配使用，有效的降低了總廠能耗。本項目的產(chǎn)品，包括聚合級丙烯、C4液化氣、乙烷、氫氣等，其規(guī)格如表2-1所示：表2-1本項目產(chǎn)品規(guī)格名稱年產(chǎn)量單位備注主產(chǎn)品丙烯32.26萬噸聚合級副產(chǎn)品C4液化氣22.39萬噸≥99.6wt%、自用3.5萬噸氫氣1.51萬噸≥99.99wt%C2燃料氣2.05萬噸≥93wt%、自用PSA副產(chǎn)燃料氣1.13萬噸自用低壓蒸汽10.02萬噸急冷鍋爐副產(chǎn)、自用其中7.2萬噸3.反應技術(shù)創(chuàng)新3.1脫氫副反應現(xiàn)有的動力學研究對于丙烷發(fā)生的副反應僅考慮了丙烷裂解反應，因此很多設(shè)計人員在設(shè)計時默認反應器中丙烷不再發(fā)生其他反應。我們團隊通過大量文獻調(diào)研發(fā)現(xiàn)，丙烷在實際工業(yè)生產(chǎn)過程中，反應器中除了脫氫、裂解之外，還會發(fā)生深度脫氫生成丙炔、丙二烯反應，雖選擇性只有3%，但這個反應的存在會對丙烯的質(zhì)量產(chǎn)生嚴重影響。這些炔烴和二烯烴由于含有活潑的官能團，不單單會形成“綠油”，在一定條件下很有可能聚合。聚合反應會放出大量的熱，引起設(shè)備溫度高升，威脅工序的安全操作。此外，綠油一旦產(chǎn)生，很難從流程中移除，會跟隨物料進入后續(xù)操作單元，影響他們的傳質(zhì)效率。由此我們在Aspen流程中的動力學反應器后加了一個計量學反應器借以模擬丙烷深度脫氫反應，從而彌補了動力學數(shù)據(jù)的不足，使模擬結(jié)果最大地貼近工業(yè)實際，從而使使整個項目具有更高的工業(yè)實踐價值。3.2選擇加氫反應的創(chuàng)新選擇加氫脫除MADP分為：氣相選擇加氫和液相選擇加氫。氣相選擇加氫是先將C3液體加熱氣化為氣體，再通入氣相加氫反應器，同時氫氣按一定比例通入選擇加氫反應器。二者在高溫高壓的條件下，在催化劑的催化作用下發(fā)生選擇加氫反應，從而使MAPD轉(zhuǎn)化成丙烯。液相選擇加氫是C3液體不經(jīng)過氣化而直接進入液化加氫反應器，同時氫氣也按一定比例通入反應器內(nèi)。二者在高壓、40℃的條件下，在催化劑的催化作用下發(fā)生選擇加氫反應，使C3組分中的MAPD被消耗。兩種選擇加氫方法的對比如表3-1所示。表3-1兩種選擇加氫方法的對比優(yōu)點缺點氣相選擇加氫反應器結(jié)構(gòu)簡單、容易操作、控制穩(wěn)定、催化劑成本低先氣化后液化能量消耗大、高壓高溫安全性不高、催化劑量大、設(shè)備投資高液相選擇加氫反應溫度低、空速大、反應溫度容易控制、設(shè)備投資少反應器結(jié)構(gòu)較為復雜，催化劑成本較高相比之下，選擇液相選擇加氫不僅在設(shè)備投資、能量利用和反應深度相對于氣相加氫都有較大的優(yōu)勢，而且在安全操作方面，液相加氫更具優(yōu)勢。3.3纖維膜脫硫技術(shù)的創(chuàng)新3.3.1纖維膜脫硫的技術(shù)原理纖維膜脫硫工藝與Merox堿洗工藝相比，最大的優(yōu)點是在較小的反應空間內(nèi)提供極大的傳質(zhì)與反應面積，具有更高的精制強度和反應深度。接觸器利用堿液和金屬纖維之間的表面張力較大，將堿液微滴變?yōu)楦街诮饘倮w維表面的液膜，在液膜上實現(xiàn)堿液對液化氣中非烴雜質(zhì)的萃取，大大增加了堿液和液化氣的傳質(zhì)面積，提高了反應速率。堿液首先從纖維膜接觸器頂部側(cè)面進入纖維絲束，由于表面張力的作用，當堿液順著金屬纖維流動時，會在纖維表面形成一層極薄的液膜。液化氣由纖維膜接觸器的頂部進入，與附著在纖維上的堿液同向流動，發(fā)生脫硫醇反應。由于堿液和液化氣的流動速度不同，液化氣和堿液之間的摩擦力使得堿液在纖維束上形成一層不斷更新的薄膜，使堿液能始終保持較高的濃度差推動力，傳質(zhì)速率大幅增加，液化氣中的雜質(zhì)（硫化氫、硫醇等）與堿液在流動過程中不斷反應，強化了堿液與硫化物在液膜上的反應，提高了脫硫效率。在油堿兩相達到接觸器末端時，由于附著力和表面張力的作用，堿相順著纖維絲束流進堿洗罐底部，在堿洗罐底部沉降為底部水相。液化氣相流動不受束縛，到達套管末端后自然地從纖維束上分離，匯入油品層。堿相和液化氣相之間存在密度差，兩者分離很快。液化氣由堿洗罐的一端流至下游設(shè)備，罐底的堿液一部分循環(huán)至接觸器頂部，一部分去再生。精制后液化氣不攜帶堿液，堿液中也不含液化氣。3.3.2超重力技術(shù)用于脫硫醇堿液再生常規(guī)堿液抽提裝置通常由3部分組成，分別為抽提系統(tǒng)，氧化系統(tǒng)和分離系統(tǒng)。在抽提系統(tǒng)中，汽油中的硫醇與堿液反應生成硫醇鹽，完成硫醇的脫出。抽提后攜帶硫醇鹽的堿液進入氧化系統(tǒng)，硫醇鹽被氧化生成二硫化物。堿液實現(xiàn)再生，并在之后的分離系統(tǒng)中分離出產(chǎn)物二硫化物及多余的空氣。再生后的堿液返回到抽提系統(tǒng)循環(huán)使用。經(jīng)文獻及實際調(diào)研發(fā)現(xiàn)，常規(guī)堿液抽提脫硫醇工藝在實際化生產(chǎn)運行中存在如下問題，導致裝置運行效率低，換堿周期短，廢堿排放大，具體如下：（1）堿液氧化再生過程中硫醇鈉轉(zhuǎn)化率低，導致循環(huán)堿液中硫醇鈉含量維持在較高水平，影響硫醇脫除效率，主要表現(xiàn)為產(chǎn)品硫醇含量高；（2）產(chǎn)物二硫化物脫除率低，采用重力沉降的方式無法實現(xiàn)堿液與二硫化物的有效分離，導致循環(huán)堿液攜帶大量二硫化物，主要表現(xiàn)為產(chǎn)品總硫超標。其根本原因在于硫在堿液系統(tǒng)中的積累，導致裝置的脫硫總效率降低，解決上述問題的關(guān)鍵在于：（1）實現(xiàn)硫醇鈉深度氧化，提高氧化反應轉(zhuǎn)化率；（2）強化循環(huán)堿液與二硫化物的分離，通過降低堿液中硫的富集，可延長堿液循環(huán)周期，減少廢堿處理量，從而達到運行效率提升和運行成本降低的目的。氣液反應過程其宏觀反應速率取決于其中速率最慢的一步，即控制步驟。研究表明，RS-與O2間的反應為快速反應過程，宏觀反應速率主要取決于傳質(zhì)速率，該反應為擴散控制過程，由于氧氣是難溶性氣體，因此反應為液膜控制。超重力機的優(yōu)勢之一是可以極大的強化傳質(zhì)和傳熱，對于傳質(zhì)過程阻力在總反應阻為中占有顯著份額的反應過程非常有利，為超重力技術(shù)應用于堿液再生過程中硫醇鈉深度氧化提供了理論依據(jù)。采用氣相分離法，即提高注風量使得二硫化物氣化揮發(fā)進入尾氣是解決二硫化物分離問題行之有效的方法，超重力機與傳統(tǒng)氧化塔相比的另一個優(yōu)勢是可以在穩(wěn)態(tài)操作下提供較大的氣液比，比如100-200:1，遠大于氧化塔可以達到的最大氣液比。因此，超重力技術(shù)適用于堿液再生過程中二硫化物的高效分離。綜上所述，可將超重力技術(shù)應用于堿液再化過程中硫醇鈉氧化及二硫化物分離的藕合過程，利用超重力強化微觀混合的特點，使液體在離心力作用下被切割為細小的液滴和液膜增大氣液接觸面積，又使氣液兩相接觸面不斷更新，提高傳質(zhì)和傳熱效率，提高氧化反應深度；同時利用其大氣液比的特點使產(chǎn)物二硫化物揮發(fā)至氣相，強化反應產(chǎn)物的分離，將反應和分離結(jié)合起來，在一臺反應器中完成反應和分離兩種操作具備可行性，與傳統(tǒng)氧化塔相比將極大的提高生產(chǎn)效率，節(jié)省投資及運行成本。AspenPlus模擬流程圖如下：圖3-1液化氣深度脫硫模擬流程圖4.分離技術(shù)創(chuàng)新4.1丙烯-乙烯復疊式制冷低溫分離的目的是為了將反應物中的氫氣、CH4等與輕烴最大程度地分離，盡可能多地回收丙烷、丙烯。一般，壓力越高、溫度越低越有利于烴類分離，低溫分離排放氣中的丙烷和丙烯夾帶量越少，氫氣的純度越高。為了達到較為理想的分離效果，減小后續(xù)精餾單元的負荷，低溫分離溫度通常在-90~-100℃。在此溫度區(qū)間可以選擇的制冷方式有丙烯+乙烯級聯(lián)制冷、丙烯預冷+混合冷劑制冷和富氫氣膨脹制冷。表4-1列出了上述三種制冷流程的優(yōu)缺點。表4-1三種制冷流程的優(yōu)缺點制冷方式優(yōu)點缺點丙烯+乙烯級聯(lián)制冷1）能耗低2）制冷劑為純物質(zhì)，無配比問題3）技術(shù)成熟4）設(shè)備投資低5.操作簡單只能提供-100℃的冷劑，溫度調(diào)節(jié)范圍小丙烯預冷+混合冷劑制冷1）技術(shù)成熟，應用廣泛溫度調(diào)節(jié)范圍大1）能耗比級聯(lián)式流程高；2）混合制冷劑的合理配比較困難3）需增加制冷劑運輸和貯存費用4）操作較為復雜富氫氣膨脹制冷1）采用富氫氣為制冷劑，省去部分2）運輸、貯存冷凍劑的費用能耗較低1）富氫氣回流壓力低，體積流量大，因而換熱器面積增加，設(shè)備投資大2）由于膨脹氣壓力低，為滿足后續(xù)操作，需增加富氫氣增壓機操作較為復雜由上表可以看出丙烯+乙烯級聯(lián)式制冷流程最為結(jié)冷，設(shè)備數(shù)量不會太多，操作上更為簡單，具有加大的有事。因而丙烯+乙烯級聯(lián)制冷方式最適合于丙烷脫氫制丙烯裝置的低溫分離操作。丙烯+乙烯級聯(lián)制冷流程圖如圖4-1所示。圖4-1丙烯+乙烯級聯(lián)制冷流程圖丙烷、丙烯原料料逐級制冷溫度為：16℃，-15℃，-35℃，-60℃，-95℃，冷劑丙烯：13℃、-25℃、-38℃，乙烯：-65℃、-100℃。由于丙烯不能由冷卻水冷凝，因此需采用-38℃的丙烯對其進行復疊式制冷。4.2變壓吸附技術(shù)欲從富氫氣中分離出高純度的H2，本項目采用變壓吸附（PSA）進行分離。在AspenAdsorption中對變壓吸附進行模擬，其主要周期為：升壓，吸附，均壓，降壓，脫附，均壓六個步驟，根據(jù)其吸附的周期控制吸附塔的閥門開關(guān)，以達到分離效果。分離原理和模擬方法及結(jié)果詳見變壓吸附制氫說明書，其變壓吸附流程模擬如圖4-2所示。圖4-2變壓吸附流程模擬5.過程節(jié)能技術(shù)創(chuàng)新5.1有機朗肯循環(huán)有機朗肯循環(huán)通常包括泵、蒸發(fā)器、膨脹機和冷凝器四個部分，如圖3所示。經(jīng)冷卻介質(zhì)冷卻后的工質(zhì)通過泵輸送到蒸發(fā)器（過程），與熱源流體經(jīng)熱交換后成為飽和蒸汽或過熱蒸汽（過程），該蒸汽進入膨脹機經(jīng)膨脹推動汽輪機做功后被排出，隨后進入冷凝器與冷卻介質(zhì)進行熱交換后成為液體工質(zhì)（過程），最后再由泵輸入系統(tǒng)，如此循環(huán)，實現(xiàn)將熱轉(zhuǎn)化成有用功。圖5-1有機朗肯循環(huán)示意圖由變壓吸附吸附的循環(huán)氫氣壓力為11bar，需要降壓至2.5bar才能與丙烷混合進入丙烷脫氫裝置。因此采用膨脹機降壓至2.5bar，膨脹機出口溫度為-76.9℃。降壓后的氫氣屬于低溫熱源可以通過有機朗肯循環(huán)回收其冷量，帶動汽輪機發(fā)電。AspenPlus流程模擬如所示圖5-2所示。圖5-2有機朗肯循環(huán)模擬流程圖循環(huán)氫氣作為低溫熱源，丙烯作為有機工質(zhì)。經(jīng)汽輪機（S1）膨脹的低溫氣體經(jīng)過回熱器（E3）與經(jīng)過增壓泵（P1）的循環(huán)丙烯換熱溫度降低，溫度降低后的循環(huán)丙烯經(jīng)過冷凝器（E1）全部冷凝并使的低溫熱源循環(huán)氫氣溫度升高。溫度升高的氫氣與丙烯精制熱泵雙塔塔底產(chǎn)品的丙烷混合進入丙烷脫氫反應器。全部冷凝的有機工質(zhì)經(jīng)過增壓泵（P1）增壓，隨后經(jīng)過回熱器（E3）與膨脹機出口的循環(huán)丙烯換熱溫度升高，隨后進入蒸發(fā)器（E2）與低位熱能換熱氣化為過熱蒸汽，避免在管道中冷凝出部分液滴，對膨脹機造成影響。高壓過熱蒸汽經(jīng)過汽輪機（S1）膨脹降壓降溫帶動汽輪機發(fā)電，完成一個循環(huán)。表5-1汽輪機（S1）模擬結(jié)果物質(zhì)壓力/bar溫度/℃氣化率功率/kW循環(huán)丙烷進口30811298.845循環(huán)丙烷出口8.57324.21利用有機朗肯循環(huán)可以將-76.9℃的氫氣溫度升至3℃，回收了其冷能，并產(chǎn)生298.845kW的電能帶動電動機轉(zhuǎn)動。5.2換熱網(wǎng)絡設(shè)計通過使用AspenEnergyAnalyzer軟件，根據(jù)夾點分析和熱集成節(jié)能技術(shù)，結(jié)合本廠設(shè)備布置的實際情況，在滿足設(shè)計目標公用工程費用最小和設(shè)備費用最小的情況下，設(shè)計出了一種最優(yōu)的冷熱流股匹配方案。全廠換熱網(wǎng)絡的匹配方案如圖5-3所示：圖5-3全廠換熱網(wǎng)絡匹配圖相較不采用熱集成技術(shù)直接用公用工程進行換熱的換熱網(wǎng)絡，能量回收率（節(jié)能率）達到33.67%。5.3熱泵雙塔精餾通過熱泵精餾，將功轉(zhuǎn)化為熱能，提升流股的溫度品味，使原本不能換熱的流股可以進行換熱，從而使得冷熱公用工程的用量均有所減少。這樣，消耗少量電能（用于做功），節(jié)省大量的熱量與冷量，便可以有效節(jié)約能量。在原料預處理工段中常壓精餾塔（T0103），經(jīng)模擬單塔模擬塔頂溫度為8.1℃，塔底溫度為20.0℃，溫差僅為12℃，可見塔頂與塔底溫差較小。而且該塔的作用是分離丙烷和丙烯，兩者常壓下沸點接近。因此均滿足使用熱泵精餾的條件，故常壓精餾塔宜采用熱泵精餾進行節(jié)能。雙塔熱泵精餾模擬流程圖如圖5-4所示，由于塔頂?shù)臍庀喈a(chǎn)品溫度與塔底相差較小，我們通過對塔頂?shù)臍庀喈a(chǎn)品利用機械功進行稍加壓縮，以犧牲少量的機械功為代價，壓縮塔頂氣相以提升塔頂產(chǎn)物的能量等級，隨后通過換熱器與塔底產(chǎn)物實現(xiàn)換熱，換熱后的塔頂產(chǎn)物再經(jīng)過減壓閥以及冷卻器后部分回流。通過此過程實現(xiàn)了對原本普通精餾塔的改良，省去了塔底的再沸器、大大減小了塔頂冷凝器的負荷，從而實現(xiàn)能量的充分利用。模擬源文件詳見“丙烯熱泵精制雙塔模擬.bkp”。模擬參數(shù)如下：壓縮機為等熵壓縮機，出口壓力為30bar，節(jié)流閥出口壓力為7.5bar。圖5-4丙烯精制熱泵雙塔模擬流程圖在對普通精餾塔T0103的模擬中，塔頂冷卻能耗為57551.8kW，塔底加熱能耗為57271.8kW，總能耗為114823.6kW。熱泵精餾中壓縮機電耗為15489.1kW，輔助冷卻器冷卻能耗為16766.4kW。機械能和電能是比熱能更高價值的能量形式，電熱轉(zhuǎn)換系數(shù)約為3.29，因此熱泵精餾加熱能耗為50959.139kW，總能耗為67725.539kW。普通精餾與熱泵精餾能耗對比如圖5-5所示，總能耗節(jié)約了41.02%。圖5-5普通精餾與熱泵精餾能耗對比圖5.4急冷鍋爐的應用由AspenPlus模擬可知，丙烷脫氫反應器出口物流的溫度達到549.65℃，溫度較高，為了防止反應后丙烷等其它物質(zhì)在管道中發(fā)生裂解，我們采用冷卻水將其進行急冷至300℃，經(jīng)過急冷鍋爐，冷卻水變成飽和蒸汽。由AspenEnergyAnalyzer進行換熱網(wǎng)絡的設(shè)計，我們從中可以看出全廠熱公用工程為低壓蒸汽，剛好可以作為熱公用工程進行使用。通過計算，我們可以得出急冷鍋爐產(chǎn)生的蒸汽量為12533.12kg/h（詳細計算見《初步設(shè)計說明書第六章》）。與用冷卻水直接與高溫氣體接觸進行急冷相比，采用急冷鍋爐有很多的優(yōu)點，兩種急冷方式流程圖如圖5-6、5-7所示：圖5-6急冷塔流程圖圖5-7急冷鍋爐流程圖采用急冷塔流程，急冷水全部在塔中氣化，使得急冷塔中氣相負荷過大，增大塔的操作費用。且氣化后的水蒸氣在多級壓縮中間冷卻其中液化，需要在壓縮機前增加氣液分離罐，分出其中的水分，并且壓縮機功率增大。而在液體中也混有部分反應器出口物質(zhì)。經(jīng)過多級壓縮后因要進入低溫分離裝置，需要深度脫水，需要加入分子篩脫水塔，從而增加設(shè)備投資。采用急冷鍋爐，不僅避免水分進入壓縮機增大其功耗，也減少了氣液分離罐的個數(shù)，并且反應器出口產(chǎn)品的熱量也得到回收。5.5余熱回收技術(shù)本項目中，采用四合一加熱爐，其中產(chǎn)生了大量高溫煙道氣，我們采用余熱回收技術(shù)，將其利用，用于產(chǎn)生中壓蒸汽。6.清潔生產(chǎn)技術(shù)創(chuàng)新6.1綠色催化劑應用由于丙烷分子比較穩(wěn)定，丙烷脫氫反應需要使用催化劑，常用的催化劑主要有兩個體系：Pt系催化劑體系和Cr系催化劑體系。目前已經(jīng)工業(yè)化或者半工業(yè)化的丙烷脫氫工藝均是使用的這兩類催化劑。鉻系催化劑活性不穩(wěn)定，而且催化劑中的Cr組分是重金屬，對環(huán)境有污染，使此類催化劑的使用受限制。本項目使用Pt系催化劑，對環(huán)境無污染。失活后的廢催化劑由UOP公司回收利用，實現(xiàn)資源的再生循環(huán)利用。6.2三廢資源化處理技術(shù)該工藝的廢水屬于高鹽廢水，我們采取蒸發(fā)脫鹽、冷凝水排放的方式進行預處理，這個過程可以回收大量的工業(yè)鹽，實現(xiàn)了廢物的回收利用。預處理后進入污水處理廠進行二次處理。我們經(jīng)過調(diào)研發(fā)現(xiàn)，工廠使用最多的污水處理工藝為SBR工藝。該工藝存在以下缺點：（1）間歇周期運行，對自控要求高；（2）變水位運行，電耗增大；（3）脫氮除磷效率不太高；（4）污泥穩(wěn)定性不如厭氧硝化好。由此，我們創(chuàng)新性的使用目前大熱的“化學反應沉淀、隔油、二級氣浮、A/O生化”工藝?？捎行У厝コ袡C物、NH3-N和TN，污水處理效率較高。為了確保生化處理后的污水達到國家排放標準，在生化處理后設(shè)有絮凝沉淀和活性炭吸附工藝，以進一步有效去除懸浮物和某些有機物，降低污水中的COD。污水處理場還設(shè)有污泥處理設(shè)施，可使“三泥”得到處理，最后外運或綜合利用。廢水處理工藝流程見圖6-1。污水經(jīng)格柵井去除大顆粒雜質(zhì)后進入提升池，由提升泵打入5000m調(diào)節(jié)罐，再由調(diào)節(jié)罐自流進入平流隔油池，在隔油池內(nèi)污水中污油被收集到污油池，由泵送至污油罐內(nèi)，油泥通過刮泥系統(tǒng)進入油泥浮渣池，然后由泵送至“三泥”處理系統(tǒng)。污水由集水池經(jīng)泵提升再進入浮選裝置，在此裝置內(nèi)大量的乳化油被去除。生化裝置由缺氧池、好氧池、沉淀池3部分組成，均自流而入，從沉淀池至缺氧池有200%的硝態(tài)液回流，至好氧池則有50%~100%的活性污泥回流。處理后的污水水質(zhì)可達到GB8978-1988《污水綜合排放標準》一級（新擴版）標準及GB3351-1983《石油煉制工業(yè)污水污染物排放標準》中一級一類標準。圖6-1污水處理流程圖6.3單產(chǎn)碳排放減少本項目燃料使用裝置自產(chǎn)的C2燃料氣、PSA副產(chǎn)燃料氣、C4液化氣。經(jīng)過計算，這三種燃料氣熱值高、產(chǎn)熱量大。與燃燒瓦斯相比，由于熱值較高，則使用量較少，可以有效地減少碳排放量。7.新型過程設(shè)備的應用7.1反應器本項目反應器采用移動床反應器，根據(jù)氣體進出口流動方向的分為以下四種形式：圖7-1反應器流動方式工業(yè)上的移動床反應器多采用氣體上進下出的形式。對流體的變質(zhì)量流動過程采用修正的動量方程來描述分集流流道的流體力學行為。修正的動量方程形式為：（1-1）式中，為主流道內(nèi)的壓力，Pa；z為與主流流道流動方向一致的軸向坐標，m；為主流道中的氣體流速，m/s；De為主流道水力學直徑，m；為氣體密度，；K為動量交換系數(shù)，需實驗測定；為氣體流動摩擦阻力系數(shù)。式中，帶“”項中“+”表示分流流動，“-”表示集流流動。布氣管過孔壓降關(guān)聯(lián)式為：（1-2）式（1-2）中，為實驗測定的過孔壓降系數(shù)。修正的動量方程式（1-1）說明了主流道中流體壓力的沿程變化與流體速度變化之間的定量關(guān)系，即主流道中的壓力變化是由流體的動壓變化和摩擦阻力損失引起的。對于分流流動，流體流速因側(cè)向分流而不斷減小，使流體的動壓不斷轉(zhuǎn)化為靜壓，從而造成流體壓力沿流動方向不斷增大；而對于集流流動，由于流體不斷從側(cè)向補進使流速不斷增大，動壓的不斷增大需消耗體系的靜壓，從而造成流體壓力沿流動方向不斷減小。而摩擦阻力對壓力的影響是單調(diào)的，即摩擦阻力損失總是使流體壓力沿流動方向不斷下降。對于脫氫反應器，由于主流道中流體的動壓交換對壓力變化的影響遠大于流動摩擦阻力的影響，兩者疊加的結(jié)果使變質(zhì)量流的分流流動的壓力沿程增大，而使集流流動的壓力沿流動方向下降較快(與恒質(zhì)量流壓力變化相比)。徐承恩等人利用式（1-1）模擬計算徑向反應器向心π型和向心z型兩種情況，可得到圖7-2的結(jié)果。由圖可以看出，向心π型流動時兩主流道之間的壓力差分布要比向心z型時均勻得多。由于兩主流道之間的壓差也是由催化劑床層壓降及氣流過孔壓降組成的，均勻的兩主流道壓差分布即意味著均勻的反應氣流軸向分布，因此對軸向均勻布氣而言，向心π型流動優(yōu)于向心z型流動。圖7-2流型比較綜上所述，本設(shè)計中，我們創(chuàng)新性地使用向心π型流型的移動床反應器。再根據(jù)文獻資料初步確定移動床反應器的條件，在該條件下該項目采用ComsolMultiphysics多物理場模擬軟件對氧化偶聯(lián)反應器進行了模擬。設(shè)定3種不同的長徑比反應器尺寸得到了三種反應器中物質(zhì)的濃度分布以及單程反應丙烯的收率，從而確定了催化劑床層最佳的尺寸：高6.6m，直徑2.2m。反應器結(jié)構(gòu)簡圖與模擬結(jié)果如圖7-3、7-4、7-5所示。圖7-3反應器結(jié)構(gòu)簡圖圖7-4丙烷濃度圖7-5丙烯濃度分布7.2塔器板式塔在化工分離設(shè)備中一直占據(jù)著主要地位，隨著科學技術(shù)的進步，石油化工、煉油和化肥等工業(yè)逐漸向大型化、集團化方向發(fā)展，所以對塔器的處理能力要求也越來越高。新型塔板的開發(fā)與應用成為了側(cè)重的方向。塔板的開發(fā)研究主要有兩個側(cè)重點，一是針對提高效率，二是針對某些特定要求，如滿足低壓降、大通量等。針對本項目中物質(zhì)分離的高工藝要求和大液相負荷特點，我們采用四溢流結(jié)構(gòu)塔板，以應對溢流強度過高的問題。和其他溢流形式相比，四溢流塔板由于出口堰長度較大，可顯著降低溢流強度，尤其適用于液體負荷較大的操作其結(jié)構(gòu)形式如圖7-6所示；同時，由于四溢流塔板液體通道長度的減小，可減少液面落差，氣液分布更為均勻，其流動形式見圖7-7。板上液層較低，塔板阻力小，泡沫層低，霧沫夾帶??；汽液相接觸得到有效改善，塔板效率和處理能力得到顯著提高。圖7-6四溢流塔板結(jié)構(gòu)圖圖7-7四溢流流動示意圖在設(shè)計計算降液管面積分配和位置時，目前通用的方法有兩種：等通道長度法和等鼓泡面積法。（1）等通道長度法等流道長度是指兩側(cè)降液管到偏心降液管的中心線的距離與中心降液管到偏心降液管的中心線的距離相等。運用等通道法進行設(shè)計時，可假設(shè)各通道的通道長度相等，此時各通道的鼓泡面積不相等，由于通過各通道的氣體流量正比于各通道鼓泡面積，為了保證各通道內(nèi)氣液比一致，則液體流量應正比于各通道鼓泡面積；由于同一層塔板上各降液管停留時間相等，且通過各降液管的液體流量正比于各通道鼓泡面積，則各降液管面積之比等于各通道鼓泡面積之比。（2）等鼓泡面積法等鼓泡面積是指兩側(cè)降液管和降液管之間的鼓泡面積與中心降液管和偏心降液管之間的鼓泡面積相等。運用等鼓泡面積法時，假設(shè)每個有效鼓泡區(qū)域的面積相同，每塊區(qū)域上開孔數(shù)是相同的，即假設(shè)氣體均分四個有效鼓泡區(qū)。為了使板上氣液接觸充分，液體也被平均分成四份，通過合理調(diào)整降液管的結(jié)構(gòu)，使液體平均進入四個鼓泡區(qū)。其中以等通道長度法使用較優(yōu)。由此我們參考中國石化集團洛陽石油化工工程公司08年對兩套重油催化裂化裝置的主分餾塔的設(shè)計，為本項目的塔器設(shè)計提供新思路。在AspenPlus中得到的塔的水力學參數(shù)基礎(chǔ)上，我們創(chuàng)新性地引入MATLAB進行編程，以對塔板結(jié)構(gòu)進行輔助設(shè)計，最后通過KG-Tower軟件對塔器進行四溢流塔板的校核。如對T0102脫丙烷塔，采用精餾段為傳統(tǒng)雙溢流塔板、提餾段則為新型四溢流塔板的組合形式，并設(shè)計為兩段變徑結(jié)構(gòu)，其結(jié)構(gòu)簡圖如圖7-8所示。詳細計算過程見《7-典型設(shè)備設(shè)計計算書》。圖7-8T0102脫丙烷塔結(jié)構(gòu)示意圖此種設(shè)計思路更適宜于本項目的工藝特征，并在滿足分離要求的同時成功解決了溢流強度較大等問題，使結(jié)果更適應未來工業(yè)的大型化發(fā)展方向，具有更高的實踐意義。7.3四合一加熱爐本項目選用UOP的Oleflex丙烷脫氫工藝。加熱爐是其重要設(shè)備之一，四臺徑向移動床反應器與四臺立式圓筒加熱爐串聯(lián)，Pt/Sn催化劑在移動床反應器中連續(xù)再生，允許在催化劑上結(jié)焦，裝置在低氫油比，常壓，高溫下運行。由于裝置的操作壓力較低，各反應器壓降設(shè)計值為0.4bar，而物料要連續(xù)通過4臺反應器進行反應（如圖7-9），因此對加熱爐的壓降提出了嚴格要求，爐型選擇必須和這種工藝特點相匹配。圖7-9反應器加熱爐組合形式大型丙烷脫氫反應加熱爐的典型設(shè)計是將三臺或四臺加熱爐合并為一臺大型的箱式加熱爐，中間用火墻隔出三間或四間輻射室，以避免溫度相互干擾。每間的爐管為多路并聯(lián)。一般設(shè)計20~45路支管甚至更多。各支管的出入口與爐外的大型集合管相連。輻射室的高溫煙氣進入一個公用的對流室，在對流室產(chǎn)生裝置所需的中壓蒸汽。燃燒器則根據(jù)爐管的排列特點進行特殊布置，有的在爐底，有的在側(cè)墻布置。這種爐型適用于大處理量（400kt/a以上）的丙烷脫氫裝置。 結(jié)合工程上的應用情況，我們選擇倒U形排列爐管，排列如圖7-10、7-11所示：圖7-10合一重整加熱爐圖7-11輻射管呈倒U型排列布置圖此種爐管的排列特點為：1) 適用于底燒，可油氣混燒；2) 集合管位于輻射室底部，管內(nèi)滯留雜物容易清出；3) 管系由大曲率半徑的彎管在爐內(nèi)連接，管內(nèi)壓降?。?) 集合管在爐底，爐管位于集合管上，且為爐外單獨支承，鋼結(jié)構(gòu)投資較正U型爐??；5) 燃燒器安裝在底部，爐管表面熱強度的分布不如正U型均勻；6) 爐管不宜太高，太高容易失穩(wěn)，且固定困難；7) 適用于大中型丙烷脫氫裝置。7.4輸送設(shè)備本項目回收反應器加熱爐產(chǎn)生的高溫煙道氣的熱量用于產(chǎn)生中壓蒸汽，中壓蒸汽驅(qū)動汽輪機進行氣體壓縮，有效地減少了項目電的消耗量。8.控制方案的創(chuàng)新8.1動態(tài)模擬自動化技術(shù)的進步推動了工業(yè)生產(chǎn)的飛速發(fā)展，在促進產(chǎn)業(yè)革命中起著十分重要的作用?；ぷ詣踊窃诨ぴO(shè)備上，配備上一些自動化裝置，代替操作人員的部分直接勞動，使生產(chǎn)在不同程度上自動地進行。其中自動控制更是自動化生產(chǎn)的核心部分。AspenPlus進行的是工藝的穩(wěn)態(tài)模擬，是工廠連續(xù)操作后，工藝條件處于穩(wěn)定時，物流參數(shù)在某一范圍內(nèi)處于穩(wěn)定值，因此AspenPlus模擬得到的是理想情況下的各種物流信息。但是在實際生產(chǎn)中，不可避免會遇到由于設(shè)備的故障或者其他的工藝條件改變（開、停車過程）造成流程處于非穩(wěn)態(tài)操作條件下，從而影響的產(chǎn)品的產(chǎn)量和和純度。在開、停車過程中為了達到產(chǎn)品要求，需要不斷調(diào)整工藝條件，包括具體的進料量、溫度、壓力等操作因素，因此在化工生產(chǎn)中，對于設(shè)備的控制，或者說是在控制下的設(shè)備所具有的抵抗干擾性和操作彈性也具有相當重要的作用。對于干擾因素以及控制系統(tǒng)的性能可通過使用AspenDynamics實現(xiàn)。其控制原理如圖8-1所示：圖8-1控制原理圖脫丙烷塔整個工藝流程中預分離工段的第二個塔，其分離效果對后續(xù)的分離效果和反應速率有很大的影響。其分離效果的好壞直接影響聚合級丙烯產(chǎn)品的質(zhì)量和產(chǎn)量，同時也會影響塔的負荷。，所以我們用AspenDynamics對脫丙烷塔進行控制方案的分析和開車過程的模擬。改進后的精餾塔控制如圖8-2所示。圖8-2脫丙烷塔（T0102）動態(tài)模擬通過流量控制（FC）控制進料閥門開度（V1）從而調(diào)節(jié)液化石油氣（LPG）的進料流量，避免進料過大或過小從而對分離要求、塔負荷、操作費用和安全造成一定影響。通過塔頂回流罐液位控制（LC）控制塔頂餾出液閥門開度（V2）從而調(diào)節(jié)回流罐液位，使回流罐保持一定液位以及達到分離要求。通過塔底塔釜液位控制（LC）控制塔底餾出液閥門開度（V3）從而調(diào)節(jié)塔釜釜液液位，使塔釜釜液保持一定液位，控制塔釜再沸器負荷。通過塔的靈敏板溫度控制（TC）控制塔底再沸器負荷，避免因再沸器負荷變化導致產(chǎn)品不純。8.2SIS概念設(shè)計本項目的控制系統(tǒng)以DCS集散型控制系統(tǒng)為主體，另外還設(shè)計了丙烷脫氫加熱爐F0201的SIS安全儀表系統(tǒng)。DCS與SIS的區(qū)別如下表8-1所示。表8-1DCS控制系統(tǒng)與SIS控制系統(tǒng)的區(qū)別項目SISDCS安裝目的為了保護為了控制系統(tǒng)屬性安全儀表系統(tǒng)，聯(lián)鎖系統(tǒng)的一種，一般做工廠過程設(shè)備的安全保護控制，有時也包含機組安全保護控制。分散式控制系統(tǒng)，工廠控制級系統(tǒng)，常規(guī)數(shù)據(jù)采集，設(shè)備控制都由此系統(tǒng)完成。系統(tǒng)特征SIS是“靜態(tài)”系統(tǒng)，正常工況時，它始終監(jiān)視生產(chǎn)裝置的運行，系統(tǒng)輸出不變，對生產(chǎn)過程不產(chǎn)生影響，非正常工況下時，它將按照預先的設(shè)計進行邏輯運算，使生產(chǎn)裝置安全聯(lián)鎖或停車。DCS是“動態(tài)”系統(tǒng)，它始終對過程變量連續(xù)進行檢測、運算和控制，對生產(chǎn)過程進行動態(tài)控制，確保產(chǎn)品的質(zhì)量和產(chǎn)量。系統(tǒng)組成SIS系統(tǒng)是由傳感器、邏輯解算器和最終元件