版本8项目创新说明书

1、目录1原料方案的改进与创新3234产品结构方案创新4工艺技术创新点5反应工段的创新75分离过程的创新8TEG 脱水装置8深冷-膜分离耦合脱氢装置85.3 脱丙烯热耦合塔12过程节能降耗技术创新176.1 概述17项目耗能分析17项目节能措施18环境保护技术创新21废气处理218.节水过程创新228.18.28.3水循环节水22水用量节水22优化换热流程节水221 原料方案的改进与创新本装置用于丙烷脱氢制丙烯，使用 UOP 公司的 Oleflex 工艺。因此本工艺最主要的原料为丙烷，对于建造一座山东昌邑的分厂而言，原料富丙烷液化石油气可以直接从总厂引进，即降低了生产成本又减少了对原料空间的需要。

2、同时可以在一定程度上改善总厂的产品结构，提高抗击市场风险的能力。在 Oleflex 工艺中，反应稀释剂使用氢气。稀释剂氢气起到的作用有以下几点：（1）能够降低原料烃类的分压，有利于提高反应物的转化率。（2）稀释剂在反应中能起到热载体的作用。（3）能够维持催化剂的稳定性，一直催化剂上的结炭反应，在其他相同条件下，未加稀释剂的工艺的催化剂的结炭速率是加入稀释剂的工艺的 20 倍左右。但是，氢气作为稀释剂，由于氢气本身是反应的产物，对丙烯的生成不利，同时，也为产品的分离增加难度、能耗以及费用。因此，氢气的加入量对反应的进行起着的作用。 Oleflex 工艺中氢烃比为 15，经过 Aspen 模拟，得

3、到丙烷转化率、丙烯选择性以及丙烯收率与轻烃摩尔比的关系图。图 1 丙烷转化与与氢烃比关系曲线图 2 丙烯选择性与氢烃比关系曲线图 3 丙烯收率与氢烃比关系曲线综上考虑，选择氢烃比为 1 作为进料标准。2 产品结构方案创新本工艺年产 34 万吨聚丙烯，副产物有富丁烷液化石油气以及氢气。全厂工艺主要原料只用到丙烷、甲烷、氮气、氢气、TEG 以及水，并且精制车间脱除的 C2 及以下的轻烃作为气通往加热炉中燃烧供热，大大提高了原子的利用率，生产过程十分绿色。副产物氢气运往总厂其他设备，即完善了总厂的设备体系、降低了总厂的成本，同时又减少了对产物储存空间的需要。而且的产品多元化，彼此互补，可以有效提高抗

4、击市场风险的能力。3 工艺技术创新点目前，世界上的丙烯生产技术主要有蒸汽裂解联产丙烯、炼厂副产丙烯以及丙烷脱氢制丙烯。其中，丙烷脱氢制丙烯是新兴技术，相对于传统的丙烯生产方法，丙烷脱氢制丙烯的主要特点是进料单一，产品单一，流程简单，产品纯度高。另外，生产成本只与丙烷密切相关，主要是丙烯与丙烷的差价，而且丙烷脱氢设备的投资比石脑油裂解低 33，可有助于规避市场风险。目前，丙烷催化脱氢制丙烯的工艺技术主要有 5 种。UOP 公司的 Oleflex 工艺、ABB公司的 Catofin 工艺、德国公司的 Linde 工艺、石油公司的 Star 工艺以及与意大利 Snrogetti 工程公司联合开发的

5、FBD-3 工艺。而其俄罗斯中，UOP 公司的 Oleflex 工艺应用最为广泛。图 4 Oleflex 工艺流程图Oleflex 工艺流程图见上图。Oleflex 工艺采用四段绝热式移动床反应器，反应所需的热量有级间加热器提供。整个工艺包括三个工序：反应、催化剂再生以及产品分离。丙烷经提纯、脱硫处理后与稀释剂氢气循环物流混合依次进入 4 个串联的反应器。在反应过程中，气体带动催化剂依次经过 4 个反应器，然后进入催化剂再生装置，再生后，通体输送，反应第一个反应器参与反应，如此循环。反应温度 560620，反应压力略大于大气压，丙烷单程转化率在 35左右，丙烯收率在 95左右。这次的丙烷脱氢制

6、丙烯的工段就是模拟了 UOP 公司的 Oleflex 工艺，催化剂使用Pt0 3Sn0 9/Al2O3。反应进料温度 600，进料压力 0.2MPa，每段反应器压降 0.02MPa。反应动力学模型使用 LHHW 模型，反应方程式基于 Loc 和 Lobera 等人的研究，动力学参数基于Loc 等人的研究。经模拟，反应单程转化率为 33.29，丙烯选择性为 94.68，丙烯全程收率为 89.33。与文献原始数据对比见下表表 1反应性能参数对比文献模拟偏差转化率%33.233.30.271%选择性%94.894.7-0.127%收率%31.531.50.0635%从上表可以，模拟结果与文献原始数据

7、吻合度高、偏差小。下图为反应车间布置图图 5反应车间布置图4 反应工段的创新丙烷脱氢制丙烯的反应温度为 600，的工艺流程中并没有物流可以与这个物流实现换热。于是，只能考虑使用公用工程对进料进行加热。首先选用温度高达 1000的烟道气，但经过能耗和经济分析发现投入很大，于是放弃了这一方法。经过小组以及查阅资料，决定采用加热炉来供能。首先，利用天然气燃烧的反应热来对 4股物流进行加热，而燃烧产物温度高达 1000，还可以利用它的余热来给第一个反应器的进料进行加热，换热后，燃烧产物的温度降到 600，用于加热公用工程中的低压水蒸气，用于脱丙烷塔、脱乙烷塔塔底再沸器的加热。而且，脱乙烷塔塔顶产物：C

8、2及以下轻烃也作为气进入加热炉中燃烧供能。经过模拟发现，天然气只要 1729kg/h的流量就可以实现反应器的完全换热。大大节约了成本，降低了损耗。5 分离过程的创新5.1 TEG 脱水装置选择三甘醇（TEG）来吸收裂解气中的水。TEG 脱水装置主要有 2 个填料塔，分别为水吸收填料塔，以及 TEG 再生汽提塔。其中，水吸收填料塔中，气相裂解气从塔底进入，而吸收剂 TEG 贫液从塔顶进入，二者进行逆流接触，三甘醇中的羟基和醚键与水形成氢键，将裂解气中的水分吸收过来。经干燥的裂解气从吸收塔塔顶排出，吸收了水分的甘醇富液自塔底流出，与再生塔顶部的水蒸气换热后进入三甘醇闪蒸罐，分离出被甘醇溶液吸收的烃

9、类气体后，依次经过过滤器（固体过滤器）和活性炭过滤器，除去甘醇溶液在吸收塔中吸收与携带过来的少量固体、液烃、化学剂及其他杂质，以防止引起甘醇溶液起泡、堵塞再生系统的精馏柱或使再沸器的火管结垢。过滤后的富三甘醇溶液进入三甘醇缓冲罐，与贫液换热后注入到再生塔中对富液进行提浓转换为贫液后，经缓冲罐换热并水冷，由泵打入吸收塔循环使用。吸收塔要求低温、高压，再生塔要求高温、低压。设置吸收塔温度为 30，压力为 1.0Mpa，再生塔再沸器温度为 285，压力为0.1Mpa。经查阅资料，工艺要求水处理后的质量分数要达到 PPM 级别，而采用的装置可以将水质量分数处理到 0.161PPM，满足工艺需要。5.2

10、 深冷-膜分离耦合脱氢装置5.2.1 脱氢工艺脱氢工艺主要有三种：变压吸附、深冷脱氢、膜分离。下表三种工艺对比表 2脱氢工艺对比工艺名称变压吸附膜分离深冷脱氢适合规模中规模小规模大规模投资高低中产品氢气的纯度（V）99.99999.897操作压力 MPa1.03.01.952.151.0烃类产品回收能力低低高深冷分离系统最适合于回收烃类产品。即使使用一个简单的部分冷凝工艺，也能回收分离含有 C2 或 C3 和 C4 以上组分的烃类物流。C2，C3，C4 的回收率接近 100。膜分离工艺和变压吸附工艺均不适合于回收烃类副产品。膜分离的尾气，由于压力较高，适合作为或其他装置的原料；而变压吸附的尾气

11、，压力较低（只有 0.030.05MPa），只能用于有低压火嘴的炉子作为。5.2.2 选择依据本工艺的丙烷脱氢制丙烯工段，反应器产物的经过加压、脱水处理后体积流量为1.2Wcum/h，规模较大，并且脱氢工艺必须有利于烃类产物的回收。综合考虑，选择了深冷分离装置进行脱氢。但是，深冷分离装置所得的富氢气产物中氢气的体积分数仅为97，还含有主要为 C2 及以下的烃类。并且这部分的量较多，6200kg/h 的流量，其中包括5000kg/h 的氢气，1200kg/h 的烃类。为了提高这部分气体的利用价值。计划将氢气进行进一步的提纯，高纯度氢气部分循环会反应器进料，部分供给总厂催化剂再生技术的连续重整装置

12、（要求氢气体积分数达到 99.5），烃类作为气进入热电厂或者加热炉。综合考虑，选择了规模小（体积流量仅为 4000cum/h），造价低，氢气收率、纯度高的单级膜分离装置，它具有分离效率高 , 流程简单 , 操作方便 , 占地少的特点下面是工艺的操作条件。5.2.3 工艺流程下图为脱氢装置的工艺流程图图 6 脱氢装置流程图1、深冷脱氢装置丙烷脱氢工艺最适合的制冷方式是丙烯+乙烯联合制冷，其中利用液态丙烯的气化将裂解气温度降至-40，再用液态乙烯气化进一步降温至-95。在 0.90、2.00、3.70Mpa 压力下制冷温度对丙烯回收率的影响见下图 3-11。图 7 制冷温度对丙烯回收率的影响从图中

13、可以看出，当制冷温度从 0降至-150时，不同压力下丙烯回收率分别由0、60.7和 79.6均增加至接近 100；在 0-80之间，压力对丙烯回收率的影响较大，当温度低于-90时，压力对丙烯回收率的影响很小。当丙烯回收率为 99.0时，0.90、2.00、3.70Mpa 压力下的制冷温度均在-90-95范围内。在不同压力下制冷温度对丙烯回收率有较大的影响。综合考虑各种，选定分离温度为-95，压力为0.97Mpa。并且，分离后的气相、液相产物的温度为-95，可以用来给进料进行冷却。2、膜分离装置膜分离技术是利用特殊制造的、具有选择透过性的薄膜，在外力推动下对混合物进行分离、提纯、浓缩的一种新型分

14、离方法。本工艺采用的是中空膜分离器，与其他膜分离器相比，它具有以下优点：耐压性能好；膜为自支撑结构，无需加支撑体，可大大简化组装成膜组件的复杂性，而且膜组件可做成任意大小和形状；中空膜组件有很高的装填密度，它可以提供很大的比表面积，据 Mastson 等膜组件比表面积可达到 8000m2/g。，中空与列管式换热器类似，中空膜分离器的丝内侧简称管程，丝外侧简称壳程。按气体膜分离器有以下 3 种操作模式：流道和方向来划分，中空原料气走丝外，原料气与渗透气方向相反，属逆流流形。原料气走丝外，原料气与渗透气方向垂直，属错流流形。料气走丝内，原料气与渗透气方向相反，属逆流流形。在所有的流型中，逆流流型分

15、离效果最理想。实际应用中，氢气分离膜大多采用原料气走丝外的操作模式，因为含氢原料气压力通常较高。所以，选择逆流流型以及原料气走丝外的操作模式。原料力为 2.15MPa，温度为 83。膜分离组件：规格 2003000 膜芯材质为聚酰亚胺，壳体材质碳钢 20#，芯膜制造商：空气产品公司，使用5 年。5.2.4 总结综上所述，脱氢装置采用了深冷分离-膜分离耦合装置。其中，深冷装置保证了烃类产物的收率以及纯度，膜分离装置保证了氢气产物的收率以及纯度。经处理，烃类产物中C3 收率为 99.2，氢气质量分数为 0.02；氢气产物中氢气收率为 99.6，体积分数为99.8。5.3 脱丙烯热耦合塔将热量从精馏

16、段传到段来实现节能是精馏过程节能的一种有效方法，即二次回流和蒸发(SRV)。热耦合精馏塔 (HIDIC)的热耦合机理仍是 SRV 方法，但去掉了再沸器和冷凝器，具有较大的节能潜力。1、发展二十世纪六十年代，为了进一步改进精馏塔的热力学效率，人们提出了热耦合技术，Flower 等人总结概括了这种，并通过大量详细的仿真证明了它的热力学效率优于常规精馏塔。等人根据热耦合技术，提出了二次回流与蒸发精馏塔。Mah 等人认为可以将精馏段的底部和段的顶部进行耦合，从而实现一定的可逆操作，但是他们并没有提出精馏段和段之间藕合的程度对精馏塔节能程度的影响问题。1985 年开始,的 Taatsu等人进行了这一技术

17、的研究，并在理论和实验基础上证明了热耦合精馏塔用于二元共沸混合物分离时比常规精馏塔更有优势。1995 年，他们注意到了热耦合精馏塔的耦合程度对给定分离系统的能量利用效率有很大的影响，于是他们提出了理想热耦合精馏塔。即将精馏塔的整个精馏段和整个段进行耦合，并将其应用于二元共沸物的分离，证明了理想热耦合精馏塔优于常规精馏塔和其他热泵精馏塔。混合物分离中对于混合物的严格要求也得到了进一步解决。从 1985 年开始,先后开发了同心圆柱式和多同心圆柱式的传热结构，并且后者己在丸善株式会社中成功应用。早在二十世纪 80 年代中期就开发了板翅式型的传热结构。英国的研究者在年提出了滤网型传热结构，认为可以通过

18、改变总传热效率来解决热耦合精馏塔传热。欧盟在 2006 年开发了一种热交换屏式传热结构，并将其应用于丙烯/丙烷二元混合物的分离，进行了实物实验。这种热交换屏式的结构能提供很大的传热面积。2、装置下图是 HIDIC 的示意图.精馏段和段被分为两个塔.热耦合通过两段之间的热交换器来实现。为了提供传热必须的推动力，精馏段将在较高的压强下进行操作。为了调整压强，两段之间安装了压缩机和调节阀。由于热耦合，使精馏生向下的液相流，生向上的蒸汽流，从而可以去掉常规的再沸器和冷凝器，达到节能目的。图 8HIDIC 示意图同时热耦合精馏塔的进料端还必须根据实际进料的气液组成和热状况适当的加入进料预热器或者进料预冷

19、器，保证在过程操作的初始阶段精馏塔内有足够的上升蒸汽量和下降液量。根据精馏段与段的塔板数的关系可以将热耦合精馏塔分为三种结构形式。1）对称性：精馏段与段塔板数相同，且两段之间逐板进行热交换；2）上对齐型：精馏段塔板数多于段，段与精馏段上端对齐，逐板进行热交换；3）下对齐型：精馏段塔板数少于段，精馏段与段下端对齐，逐板进行热交换。综上所述，热耦合精馏塔的特征有：1）由两个单塔组成，他们分别起到精馏段和段的作用；2）依靠精馏段和段之间的热交换作为推动力来产馏段的液相回流和段的上升蒸汽，省去了冷凝器和再沸器，实现零外部回流操作和零外部回热操作，大大降低了系统的不可逆性以及能耗。3）热耦合部分精馏段与

20、段的塔板一一对应，相应塔板间配有换热器；4）由于常规精馏塔精馏段温度低于段，为了顺利实现精馏段与段之间的热交换，安装压缩机和节流阀，使得精馏段压力高于段；5）为了保证初始阶段塔内有足够的下降液量和上升蒸汽，要在进料位置加一个预处理器，保证进料同时具有气液两相。6）与常规精馏塔相比，热耦合塔充分利用了精馏段的热能，不仅降低了系统对外部环境的需求，而且提高了系统的可逆程度。3、节能原理根据热力学原理，系统有效能的损失源于系统的不可逆性，提高系统可逆程度，能减少系统有效能的损失。热耦合塔由于精馏段和段之间的热传递，使得精馏塔的操作线与气液平衡线形状非常相似。因此，达到和常规精馏塔相同的分离程度所需的

21、传质推动力明显减小，分离过程可逆程度提高，有效能损失降低。下图为常规精馏塔和热耦合塔的McCabe-Thiele 原理图。图 9 常规精馏塔 McCabe-Thiele 原理图图 10热耦合塔 McCabe-Thiele 原理图4、模拟优化过程脱丙烯塔处理量大，并且丙烷与丙烯的相对挥发度为 1.2。而且要得到质量分数为99.5的丙烯，这样导致了常规精馏分离的方法，无论是能耗还是塔的尺寸规格都不实用。经过查阅资料，最终确定使用热耦合精馏塔。通过假设，精馏段的负荷集中体现在冷凝器上，将段的负荷在再沸器上，通过升压，使冷凝器温度高于再沸器 20K，满足传热温差要求。同时，通过模拟，发现冷凝器的热负荷

22、要高于再沸器，于是，在换热器之后又设置了一个冷却器用于塔顶气相的液化。精馏段压力设置为1.75Mpa，以使塔顶回流温度为 43左右，可以使用冷却水进行冷却，降低公用工程的费用。通过模拟，热耦合精馏塔比普通精馏塔的节能达到了 70.24。首先模拟了一个常规的精馏塔，经过优化后得到的数据如下：塔板数 187，操作压力 17.5bar，塔顶温度 42.6，塔底温度 50.9，冷凝器能耗-57.37MW，再沸器能耗 61.38MW。无疑这是耗能很大的塔，通过观察，发现塔顶和塔底产物的温度相差不大，于是，想到了热泵精馏塔。于是，模拟了一个热泵精馏塔（Aspen 模拟详见附录脱丙烯塔优化中）。通过优化，得

23、到的结果如下：塔板数 180 块，操作压力 17.5bar。同时，还模拟了一个热耦合塔，经过模拟、优化，确定间壁塔塔板数为 172 块，精馏段 124块，操作压力 17.5bar，段 48 块，操作压力 8.5bar。见下图。下表为普通精馏塔、热泵精馏塔以及热耦合精馏塔之间能耗费用的对比表。图 11热耦合塔 Aspen 模拟图表 3普通、热泵、热耦合塔能耗费用对比表名称普通精馏塔热泵精馏塔热耦合塔塔板数187180170操作压力 bar精馏段 17.517.517.5段 8.5电 MW/h05.18.1热 MW/h冷却水冷却57.412.46.3低压蒸汽加热61.49.20电量 万度/年040

24、53.36437.7冷却水量 万吨/年1728367.2187.0低压蒸汽量 万吨/年86.412.20费用 万元/年146884837.84371.4能耗费用节省 067.172.5从上表可知，能耗方面，热耦合塔节省的最多。而从塔的尺寸来看，热耦合塔精馏段直径 6.8m，塔高 95.68m；段直径 5.6m，塔高 44.59m。而热泵精馏塔的直径则达到了 9.6m，高度 125m。尺寸方面，热耦合塔也节省了很多。综合以上几点，选择了热耦合塔。6 过程节能降耗技术创新6.1 概述能源是人类赖以生存和活动的物质基础，在现代化工厂企业，最主要的体现形式是动力。进入新世纪以来，能源已成为世界的焦点之

25、一，它直接关系到经济和民生，国内的经济的发展和能源的关系变得越来越突出。在生产粗放的时代，能源问题还不很突出，企业总是把注意力放在扩大生产上，只要产量上去就会有利润。而现在能源和利润的关系变得越来越紧密，企业的经济决策人应以新的思考理念，完善好能源和 利润的关系。当前企业管理的流行语是“节能任重于天，细节决定成败”。化工项目属于高耗能产业，在项目的建设和管理方面都要注意采取高效节能措施。6.2 项目耗能分析综上所述，工厂设计中，需要消耗大量能量，因此，能量的充分利用时是决定本设计是否优秀、全厂能否的重要方面。不管是从反应条件的选择还是从热量的优化和充分利用方面，本工艺在节能方面均具有极大优势。

26、6.3 项目节能措施为了充分利用能源，降低消耗，在本项目中采用了多种切实可行的节能措施。本项目工艺设计中充分选用了国内外现有的先进技术和工艺，引进国外技术、专利及关键设备，同时采取能量集成使系统能量得到了充分利用。主要节能措施有：6.3.1 天然气锅炉供热以及燃烧产物余热利用图 12天然气锅炉供热以及燃烧产物余热利用气燃烧反应热用于反应器级间加热器加热，燃烧产物余热用于加热低压蒸汽用于精馏塔塔底再沸器加热。反应共消耗 1729.41kg/h 的天然气以及 1.79kWh 的电量。经模拟，能量关系表见下表表 4 加热炉供热系统能量关系表负荷 MW名称一级加热器29.83二级加热器7.88三级加热

27、器5.54四级加热器4.35燃烧反应热-28.18（损失 0.5）燃烧产物余热（用于加热一级反应器）-20.84燃烧产物余热（用于加热低压水蒸汽）-11.16脱丙烷塔塔底再沸器15.72脱乙烷塔塔底再沸器4.52总和9.09多余的 9.1MW 的热量属于脱丙烷塔塔底再沸器所需热量，这部分通过公用工程的低压蒸汽进行加热。6.3.2 多级深冷脱氢深冷脱氢单元的丙烯、乙烯换热器：经查阅资料以及 Aspen 模拟可知，裂解气中脱出氢气要在低温、高压的条件下进行，通过 Aspen 模拟、优化，确定当压力为 10bar 左右，温度为-95时，分离效果最好。于是要将经过干燥的产物从 60.5降温至-95。先

28、用-50液态丙烯的气化来吸取产物的热，再用-105的液态乙烯的气化进一步将产物温度降至-95。而丙烯、乙烯可以通过加压、冷却、换热来完成一个循环。这时发现，深冷脱氢闪蒸罐的塔顶、塔底产物的温度为-95，也可以用来与进料进行换热。通过不断的Aspen 模拟和 Aspen Energyyzer 的分析，最终确定了现在的流程。见下图图 13 多级深冷脱氢6.3.3 脱丙烯塔使用间壁塔，节能效果更优于 Oleflex 自身使用的热泵塔。详细叙述见 5.2。6.3.4 采暖通风设备厂采用地板采暖与带式辐射板采暖，更为有利的是，低温水采暖可充分利用供热回水，低温工艺废水和天然热源以及热泵产生的热量；减少通风换气量：将工艺设备密闭加排风罩进行局部排风，既能使工艺设备产生的有害物质不会影响工人健康，也达到了一定的节能效果。采取空气再循环使用以