第25卷第5期石化技術(shù)與應(yīng)用Vol 25 No 52007年9月Petrochemical Technology ApplicationSep.2007工業(yè)技術(shù)(420~424)丙烯精餾塔熱泵流程的優(yōu)化陸敏菲,馮霄(西安交通大學(xué)化學(xué)工程系,陜西西安710049)摘要:利用 Aspen Plus流程模擬軟件,選用RK-S0AVE物性模型和 RADFRAC精餾模型,對(duì)常規(guī)丙烯精餾塔的操作工況進(jìn)行了模擬。在此基礎(chǔ)上,對(duì)丙烯精餾塔的2種熱泵流程即塔頂蒸汽直接壓縮式熱泵流程和塔釜液閃燕再沸式熱泵流程進(jìn)行了模擬計(jì)算。結(jié)果表明,對(duì)于丙烯精餾塔而言采用塔釜液閃蒸再沸式熱泵流程吏有利。所選熱泵精餾流程優(yōu)化操作參數(shù)如下:丙烯精餾塔進(jìn)料佗置為第125塊塔板,回流比為16.5,節(jié)流閥壓力為10MPa。通過(guò)對(duì)操作參數(shù)進(jìn)行優(yōu)化,在處理量相同的情況下,可使塔釜液閃蒸再沸式熱泵精餾流程壓縮機(jī)功率降低352.39kW,輔助冷卻器負(fù)荷降低31.72kW。關(guān)鍵詞:丙烯;精餾;熱泵;精餾塔;內(nèi)烷; Aspen Plus軟件;流程模擬中圖分類(lèi)號(hào):TQ221.212文獻(xiàn)標(biāo)識(shí)碼:B文章編號(hào):1009-0045(2007)05-0420-05在氣體分餾裝置的丙烯精餾塔中,由于丙烯從丙烯精餾塔第125塊塔板進(jìn)入,其所含丙烷、丙和丙烷的沸點(diǎn)非常接近,當(dāng)采用常規(guī)丙烯-丙烷烯、異丁烯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)介別為2218%,779%精餾流程對(duì)二者加以分離時(shí),通常都要求精餾塔70.03%。產(chǎn)品中丙烯體積分?jǐn)?shù)要求不低于99.6%控制較大回流比以保證產(chǎn)品純度,而這卻使得丙1.2模擬結(jié)果烯精餾單元在整個(gè)氣體分餾裝置中的能耗比例利用 Aspen Plus軟件12,采用 RADFRAC(嚴(yán)偏高。因此,如何降低丙烯精餾塔的能耗就成為格精餾/吸收)模型模擬丙烯塔(采用單塔模氣體分餾裝置節(jié)能的關(guān)鍵。擬),選用RK-SOAⅤE物性集計(jì)算汽液相平衡熱泵是在精餾過(guò)程中通常采用的一種有效及焓。的節(jié)能技術(shù)。采用熱泵工藝,不僅可使生產(chǎn)能耗將裝置基礎(chǔ)工藝數(shù)據(jù)和物性計(jì)算模型輸入大幅降低,而且叮使冷卻介質(zhì)的溫度在生產(chǎn)操作軟件進(jìn)行模擬計(jì)算,所得結(jié)果與實(shí)際數(shù)據(jù)的比中不再具有決定性的作用。因此,該工藝非常適較見(jiàn)表1。合丙烯-丙烷這種沸點(diǎn)非常接近的精餾系統(tǒng)"。表1丙烯精餾塔模擬結(jié)果與實(shí)際數(shù)據(jù)的比較常用的熱泵精餾流程有2種類(lèi)型,即塔頂蒸汽直模擬值實(shí)測(cè)值接壓縮式(以下簡(jiǎn)稱(chēng)為A型熱泵流程)和塔釜液塔頂壓力/MPa閃燕冉沸式(以下簡(jiǎn)稱(chēng)為B型熱泵流程)。塔頂溫度/℃32.0塔底溫度/℃43.0筆者從節(jié)能的角度出發(fā),運(yùn)用 Aspen Plus流塔頂采出量(kg,b-")66256580程模擬軟件,確定出適合內(nèi)烯-內(nèi)烷常規(guī)精餾分塔頂丙烯體積分?jǐn)?shù)/%998離要求的熱泵流程,并對(duì)熱泵精餾的操作參數(shù)進(jìn)行了優(yōu)化。由表1可見(jiàn),模擬值與實(shí)測(cè)值非常接近。這表I常規(guī)丙烯精餾塔的模擬1.1甚礎(chǔ)數(shù)據(jù)常規(guī)內(nèi)烯精餾塔共設(shè)有200塊塔板,采用雙塔TH中國(guó)煤化工CNMH G(20436040中聯(lián)方式,操作壓力1.38MPa,回流比16.5。溫度作者簡(jiǎn)介:陸敏菲(1982一),女,江蘇常州人,碩士研究生。研究方向?yàn)檫^(guò)程系統(tǒng)工程。為40℃、壓力為20MPa、流量為8500kg/h的進(jìn)料通訊聯(lián)系人。第5期陸敏菲等,丙烯精餾塔熱泵流程的優(yōu)化421明采用單塔模擬實(shí)際的雙塔串聯(lián)方式是可行的。液丙烷一部分作為產(chǎn)品直接采出,剩余部分則經(jīng)另外,模擬結(jié)果還表明,當(dāng)常規(guī)內(nèi)烯精餾塔的回節(jié)流閃蒸,吸收塔頂氣相丙烯的熱量后轉(zhuǎn)化為氣比為16.5時(shí),塔頂冷凝器負(fù)荷為10527.03kW,相,氣相丙烷經(jīng)壓縮機(jī)壓縮后用作塔釜的熱源。塔底再沸器〔所需熱量50%由60~80℃熱水供B型熱泵精餾流程如圖2所示。給,50%由蒸汽供給)負(fù)荷為10487.32kW。由丙烯此可見(jiàn),內(nèi)烯精餾塔采取大回流比撅作致使其能耗較高。因此,筆者在不改變丙烯精餾塔的基本狀態(tài),并在處理量、產(chǎn)品質(zhì)量及收率相同的進(jìn)料前提下,對(duì)A型和B型2種熱泵流程進(jìn)行了模擬計(jì)算。2熱泵精餾流程的模擬2.1A型熱泵精餾流程的模擬1—丙烯精餾塔;2-冷凝器;3一壓縮機(jī);2.1.1流程簡(jiǎn)述4一閃蒸;5一節(jié)流閥;6一輔助冷卻器A型熱泵精餾'是以塔頂丙烯氣體作為T(mén)圖2B型熱泵精流程質(zhì)。塔頂丙烯經(jīng)壓縮升溫后進(jìn)入塔底再沸器,在2.2.2流程模擬此冷凝放熱使塔釜液丙烷再沸騰,丙烯冷凝液則根據(jù)分離工藝、設(shè)備性能及產(chǎn)品質(zhì)量的要經(jīng)節(jié)流閥減壓后,一部分作為產(chǎn)品采出,另一部求,采用 Aspen Plus軟件對(duì)B型熱泵精餾流程進(jìn)分作為回流。為了使回流溫度能夠滿(mǎn)足塔頂溫行模擬調(diào)試,確定出主要運(yùn)行參數(shù)如下:節(jié)流閥度控制的要求,增設(shè)輔助冷卻器以對(duì)回流液進(jìn)行壓力0.87MPa;閃蒸罐壓力0.87MPa;壓縮機(jī)為進(jìn)一步冷卻。A型熱泵精餾流程如圖1所示。等熵壓縮,出口壓力1.52MPa;輔助冷卻器出口溫度30℃。2.3熱泵精餾流程的選取模擬所得A,B型熱泵精餾工藝主要操作條件和能源消耗費(fèi)用與常規(guī)精餾L藝的比較見(jiàn)進(jìn)料表2。4表2AB型熱泵精與常規(guī)精餾捐作參數(shù)及能耗費(fèi)用對(duì)比A型熱泵B型熱泵常規(guī)精餾塔頂壓力/MPa1.38L.38塔頂溫度/℃32丙烯精餾塔;2-壓縮機(jī);3—節(jié)流閥塔底溫度/℃4一輔助冷卻器;5一塔底再沸器塔頂采出量/(kg·h-)1A型熱泵精餾流程塔頂丙烯體積分?jǐn)?shù)/%99.8塔頂冷凝器負(fù)荷/kWt0527.032.1.2流程模擬塔底再沸器負(fù)荷/kW10487.32根據(jù)分離工藝、設(shè)備性能及產(chǎn)品質(zhì)量的要輔助冷卻器負(fù)荷/kW1187.42求,采用 Aspen Plus軟件對(duì)A型熱泵精餾流程進(jìn)壓縮機(jī)功率/kW1589,071330能源消耗費(fèi)用’/(萬(wàn)元·a)行模擬調(diào)試,確定出主要運(yùn)行參數(shù)如下:壓縮機(jī)汽為等熵壓縮,出口壓力3.0MPa;輔助冷卻器出口熱循環(huán)水溫度30℃;節(jié)流閥壓力1.4MPa中國(guó)煤化工521.5122B型熱泵精餾流程的模擬CNMHG562.391108.1422.1流程簡(jiǎn)述操作時(shí)間按8000h/a計(jì),能源費(fèi)用按蒸汽63.6元/t,電B型熱泵精餾是以塔釜液丙烷為工質(zhì)。塔釜0.49元/(kW·h),熱循環(huán)水及冷卻水均為0.32元/t計(jì):石化技術(shù)與應(yīng)用第25卷由表2可見(jiàn),對(duì)于同一丙烯精餾塔而言,在處塊間的任意塔板處進(jìn)料時(shí),塔頂丙烯體積分?jǐn)?shù)均理量、產(chǎn)品質(zhì)量指標(biāo)及操作壓力均相同的情況下,可滿(mǎn)足產(chǎn)品指標(biāo)(不低于996%)要求;同時(shí),壓采用2種熱泵精餾流程的能源消耗費(fèi)用都比采用縮機(jī)功率和冷卻器負(fù)荷基本恒定。因此,進(jìn)料位常規(guī)精餾流程低。與常規(guī)精餾流程相比,A,B型置選取在第118塊至第130塊塔板間均可。熱泵精餾流程可節(jié)省能源消耗費(fèi)用分別為439.58,圖5是在第125塊塔板處進(jìn)料時(shí)丙烯精餾塔545.75萬(wàn)元/a?？梢?jiàn),B型熱泵精餾流程具有比A的氣相組成曲線(xiàn)。圖中丙烯和丙烷的組成曲線(xiàn)型熱泵精餾流程更好的節(jié)能效果。其次,與B型都很平滑,由此反映出進(jìn)料的組分組成與塔內(nèi)該熱泵精餾流程相比,A型熱泵精餾流程中塔底再沸處的組分組成很接近,塔內(nèi)的混合效應(yīng)小,這說(shuō)器的傳熱溫差很小,僅為5℃,因此在總傳熱系數(shù)明第125塊塔板是理想的進(jìn)料位置。相同的情況下,其所帶的傳熱面積大。另外,考慮到壓縮機(jī)存在工質(zhì)泄漏,單就經(jīng)濟(jì)效益而言,選用丙烷(市場(chǎng)價(jià)約4500元/)作壓縮工質(zhì)明顯優(yōu)于選用丙烯(市場(chǎng)價(jià)約1000元/t)作壓縮工質(zhì)。因此,確定選取B型熱泵精餾流程0.43B型熱泵精餾操作參數(shù)的優(yōu)化3.1進(jìn)料位置原設(shè)計(jì)進(jìn)料位置為第125塊塔板。在進(jìn)行一丙烷;●一丙烯進(jìn)料位置的優(yōu)化時(shí),選取第118塊至第130塊間圖5塔板氣相組成曲線(xiàn)的塔板作為考察對(duì)象。進(jìn)料位置對(duì)塔頂丙烯體積分?jǐn)?shù)、壓縮機(jī)功率和冷卻器負(fù)荷的影響見(jiàn)圖3回流比和圖4由圖6可知,隨著回流比的增加,塔頂丙烯體積分?jǐn)?shù)逐漸增大;當(dāng)回流比大于16.5時(shí),塔頂0.99768丙烯體積分?jǐn)?shù)基本恒定。如若繼續(xù)增大回流比安0.99764反而會(huì)導(dǎo)致裝置能耗大幅上升。因此,確定適宜回流比為16.5。*0.997600.997581.m0118120122124126L28130g096進(jìn)料板數(shù)塊圖3不同進(jìn)料位置下的塔頂丙烯體積分?jǐn)?shù)1340●7.01300圖6回流比對(duì)塔頂丙烯體積分?jǐn)?shù)的影響12603.3節(jié)流閥壓力塔的熱負(fù)荷隨著處理量的不同而變化。如l18120122124126128130低業(yè)了亞丙烷壓縮機(jī)產(chǎn)生的進(jìn)料板數(shù)塊果塔的多余中國(guó)煤化工對(duì)丙烷壓縮機(jī)出O一冷卻器負(fù)荷;·一壓縮機(jī)功率口處CNMHG后再使其返回塔圖4不同進(jìn)料位置下的壓縮機(jī)功率和冷卻骼負(fù)荷底,從而維持塔的熱量平衡由圖3和圖4可見(jiàn),在從第118塊至第130節(jié)流閥壓力對(duì)壓縮機(jī)功率和輔助冷卻器負(fù)第5期陸敏菲等.丙烯精餾塔熱泵流程的優(yōu)化423荷都會(huì)產(chǎn)生影響。在丙烯精餾塔的操作條件由表3可見(jiàn),通過(guò)優(yōu)化操作條件,使B型熱定時(shí),如果節(jié)流閥壓力低,即丙烷壓縮機(jī)入口壓泵精餾壓縮機(jī)功率降低了352.39kW,輔助冷卻力低,則壓縮比大,所需的壓縮機(jī)功率就大,需要器負(fù)荷降低了31.72kW,取得了較好的節(jié)能輔助冷卻器平衡的熱負(fù)荷就高;相反,如果節(jié)流效果。閥壓力高,則壓縮比小,所需的壓縮機(jī)功率就小,需要輔助冷卻器平衡的熱負(fù)荷就低。但節(jié)流閥壓力并不是越高越好,節(jié)流閥壓力越高,丙烷通4結(jié)論過(guò)節(jié)流閥后的溫度也就越高,這樣它在換熱器中a.利用 Aspen Plus流程模擬軟件,選用與丙烯的換熱溫差就越小,導(dǎo)致?lián)Q熱面積增大。RK- SOAVE物性模型和 RADFRAC精餾模型可見(jiàn),要確定適宜的節(jié)流閥壓力,應(yīng)綜合考慮丙可準(zhǔn)確模擬丙烯精餾塔的操作工況。烷壓縮機(jī)的功率和換熱過(guò)程中的平均溫差這2b.通過(guò) Aspen Pluυs軟件模擬確定了2種個(gè)因素。為此,分別對(duì)節(jié)流閥壓力與壓縮機(jī)功率熱泵精餾流程的工藝操作參數(shù)。模擬計(jì)算結(jié)和輔助冷卻器負(fù)荷進(jìn)行靈敏度分析(見(jiàn)圖7),以果表明,與常規(guī)丙烯精餾流程相比,A,B型熱確定最佳的節(jié)流閥壓力。泵精餾流程分別能節(jié)省能源消耗費(fèi)用439.58,3000545.75萬(wàn)元/a。考慮到丙烯-丙烷的傳熱溫差及壓縮機(jī)工質(zhì)泄漏對(duì)經(jīng)濟(jì)效益的影響,對(duì)于允比司丙烯精餾塔而言采用B型熱泵精餾流程更有利。B型熱泵精餾流程優(yōu)化操作參數(shù)如下0.50.60.70.8091.0L.11.2丙烯精餾塔進(jìn)料位置為第125塊塔板,回流比壓力/MPa為16.5,節(jié)流閥壓力為1.0MPa。通過(guò)對(duì)操作O一輔助冷卻器負(fù)荷;魯一壓縮機(jī)功率圖7節(jié)流閥壓力與壓維機(jī)功率和輔助冷卻器負(fù)荷的關(guān)系參數(shù)進(jìn)行優(yōu)化,使B型熱泵精餾流程壓縮機(jī)功率降低了352.39kW,輔助冷卻器負(fù)荷降低由圖7可知,節(jié)流閥壓力越高,壓縮機(jī)功率了31.72kW。和輔助冷卻器負(fù)荷就越低,但由于要保證丙烷和丙烯換熱時(shí)的溫差,即節(jié)流閥壓力受塔頂溫度的限制,其值不宜過(guò)高。綜合考慮,節(jié)流閥壓力參考文獻(xiàn):以1.0MPa為最優(yōu),此時(shí)輔助冷卻器負(fù)荷為1[1]馮霄化工節(jié)能原理與技術(shù)[M].第2版,北京:化學(xué)工業(yè)出1155.70kW,壓縮機(jī)功率為978.01kW。版社,2004.109-114[2] Aspen Teehnology. Process simulation with AMpen Plus model3.4優(yōu)化效果在處理量、產(chǎn)品質(zhì)量及操作壓力均相同的情[M]. cambridge: Ma66achhusetts, 19況下,優(yōu)化前后B型熱泵精餾操作參數(shù)及運(yùn)行效313號(hào)伯文催化裂化裝置技術(shù)問(wèn)答M].北京:中國(guó)石化出版杜,1993.195果對(duì)比見(jiàn)表3。表3B型熱泵精流程操作優(yōu)化前后參數(shù)對(duì)比相關(guān)文獻(xiàn)鏈接項(xiàng)目?jī)?yōu)化前優(yōu)化后1!景立新,吳大可.氣體分餾裝置丙烯精餾塔操作條件的優(yōu)進(jìn)料板數(shù)/塊125化J].貴州工業(yè)大學(xué)學(xué)報(bào)(自然科學(xué)版),2005,34(1)回流比節(jié)流閥壓力/MPa0.87中國(guó)煤化工輔助冷卻器負(fù)荷/kW1155.70CNMHG丙烯精餾塔,油縮機(jī)功率/W130.4097.01技術(shù)與工程,2003,3(7):44-46石化技術(shù)與應(yīng)用第25卷Optimization of heat pump flow for propylene fractional distillation columnIu Minfei, Feng XiaDepartment of Chemical Engineering, Xi'an Jiaotong University, Xi'an 710049, China)Abstract: The process of conventional propylene ble to propylene fractional distillation column. Thefractional distillation column was simulated by Asp- optimum operation parameters of selected heat pumpen Plus software with RK- SOAVE property and fractional distillation flow were: using the 125 colRADFRAC distillation models. Two kinds of heat umn plate ag feed entrance point, reflux ratio 16.5pump flow of propylene fractional distillation, using and throttle valve pressure 1. 0 MPa, and the com-the vapor from the top as heat pump medium and pressor power and auxiliary cooler load could be de-using the liquid from the bottom as heat pump medi- creased by 352. 39 kW and 31. 72 kW respectivelyum were simulated based on the calculation results as treat with the same quantity feedstockof the conventional column. The simulation resultsKey words: propylene; fractional distillation; heatshowed that the heat pump flow of using the liquid pump; fractional distillation column; propane; Aspenfrom the bottom as the heat pump medium was feasi- Plus softwaflowsheeting(上接第419頁(yè))Low temperature aromatization process for liquefied petroleum gasChao Shihai, Cheng Liangliang, Zhang Zhixi, Ma Yinghai, Liu JinyuLanzhou Petrochemical Research Center, Petro China, Lanzhou 730060, China)Abstract: The low temperature aromatization reac- Lemperature 400-420C, H, pressure 1.9S (LPG)2. 0 MPa, feed liquid space velocity 0. 9-1. 4 hDLG-I was researched. The influences of reactionThe activity of catalyst could decrease because oltemperature, H, pressure and feed liquid space ve-locity on reaction behaviour were investigated in or-king when the amount of carbon deposition was moreder to produce gasoline with high octane number. than 18. 319. The coversion of C4 olefin could beThe relationship between reaction time and carbon kept more than 99. 5% during the period of 600 hdeposition on catalyst was analyzed, and the activity test on the reactivated dystof reactivated catalyst was also evaluated. The resultsKey words: liquefied petroleum gas; aromatizeshowed that the yield of product could reach99.39%, and the research octane number of product tion C4 olefin; zeolite catalyst; catalyst reactivation98.7 at the optimized conditions of reaction中國(guó)煤化工CNMHG