西南赛区重庆real v团队提交版设计创新性说明书

1、创新性概述1、工艺路线的改进和创新1.1 经济节能的 DMO 精馏技术DMO、DMC 与混合工艺气体分离精制系统中，由于粗产品中气体含量过高，直接精馏能耗高，所需精馏塔塔板数多，塔径大，设备，分离难度大，鉴于以上考虑，选择了减压“蒸发-精馏”的精制方案，在保证收率和产品质量的同时，大大地降低了能耗和设备投资成本。图 1-1预分离塔工艺流程图1.2 DMC 与甲醇分离流程优化由于 DMC 与甲醇形成了共沸体系，采用普通精馏很难将二者分离干净，采用增大回流比与塔板数的方法可以在一定程度上将甲醇和 DMC 分离，但是这样设备费用和能耗都会增大，本工艺设计中采用平行双效变压精馏技术，将分离任务分担到两

2、个塔进行，塔 T0202 在常压下操作，然后塔底采出物经泵加压后进入塔 T0203。有效减少了塔板数和能耗。图 1-2平行双效精馏塔分离 DMC 与甲醇流程示意图1.3 增设尾液回收循环一般的乙二醇精制塔塔顶采出的物料直接进入三废处理，这样既是对原料的大大浪费，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残液回收处理流程，将未反应的 DMO 和 MG 加压循环回到加氢反应器中。如下图所示（图中蓝色物流线表示从乙二醇精制工段循环回加氢工段的 DMO 和 MG）。图 1-3尾液循环回收流程图1) 回收了废液中的有用组分，增加了产品产量；2) 减少了废液的处理量，

3、节省了三废处理成本，降低了对环境的污染程度。1.4 氢气膜分离单元回收氢气采用先进的膜分离技术回收了 95%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，节省了生产成本的同时从本质上减少了驰放气体的排放量。一般工艺对加氢尾气的简单处理是送燃气总管做气，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。同时，排放出去的氢气的安全处理也是一题。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，且浓度较高，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

4、 sep 模块进行概念设计模拟氢气膜分离过程，模拟示意图如下。图 1-4氢气膜分离单元示意图经过加氢产品的气液分离后的加氢尾气部分送入氢气膜分离装置，由于循环氢气浓度较高，只需要掉补充的被消耗部分的氢气时带入的惰性气体氮气，所以不需要全部循环气体进行膜分离处理，所以先采用简单分流，将少部分循环气体引入氢气膜分离装置进行处理即可，这样既回收了氢气，节省了生产成本，减少了驰放气体的排放，同时也避免了膜设备的浪费，减少了设备投资费。最终回收了 99%纯度达 99.9%的氢气循环回加氢反应器中，大大减少了新鲜氢气的补充量，且大大减少了能量消耗和驰放气体的排放，具有十分显著的经济效益。2 、换热网络的优

5、化使用 Aspen Energyyzer 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 2-1全流程热集成示意图采用夹点技术进行换热网络的设计时，一般是先找出最小公用工程消耗，即先设计能量最优的换热网络，然后在采取一定的方法，减少换热单元数，从能量和设备数上对换热网络进行调优。同时换热网络的实际还需考虑到设备布置，不同车间之间物流换热的代价，物流是否具有腐蚀性还有对换热材料的要求等。因此在具体设计换热网络时可以从两方面出发：一是物流信息的确定，求出整个系统的所有涉及到加热冷凝的物流信息；二是考虑到具

6、体物流的热集成能力以及其他性质情况（包括位置等）在满足换热匹配的要求上进行换热设计。本项目中换热的基本：各个工段内，反应后的热物流与反应前的冷物料进行换热，若反应后的热物流能量，反应前的冷物料的剩余能量由公用工程提供，以保证达到反应所需的温度。对于加氢反应工段，反应器 R-301 的出料温度较高，能量也较高，可以为流程内其余物流加热。该出料先后加热酯化工段MN 再生反应精馏塔（T-401）、甲醇回收塔（T-402）塔底釜液，完全提供釜液汽化所需热量，之后加热羰化反应工段甲醇洗涤塔（T-101）塔底釜液，部分提供釜液汽化所需热量，之后加热反应器 R-301 进料，提供原料部分所需能量，原料剩余能

7、量由中压蒸汽提供，反应出料降温后用循环冷却水继续冷却至所需温度。对于羰化反应工段，反应器 R-101 的出料先预热反应器进料，之后加热压缩机 C-401 进料，其能提供该进料所需的温度，反应器出料降温后用循环冷却水继续冷却至所需温度。羰化反应工段甲醇洗涤塔（T-101）塔底釜液汽化剩余能量由乙二醇精制塔（T-502）塔顶蒸汽加热。其他物流使用公用工程换热处理。工段和不同工段之间的换热实现了能量的梯级利用和能量的自给自足，其中，反应器饱和水的换热可以产生高温水蒸汽，该水蒸汽可以作为公用工程为流程内合适的冷物流提供热量，大大减少了公用工程的使用，达到节能效果。用夹点技术方案优化换热网络，可以能量级

8、别高低综合利用的总能体系，这种体系，有效能的内外损失都将大为减少，同时显著减少了公用工程的耗用量，达到了“按质用能，按需用能”的指导原则。热集成前后冷热公用工程对比情况如下表所示。表 2-1 热集成前后冷热公用工程对比3 、Aspen plus 对反应器的模拟确定反应器的主体结构通过使用 Aspen plus模拟管式平推流反应器最终确定本工艺的反应器采用四个反应器串联，其中前面三个反应器采用列管式固定床反应器，且分别采用不同压力的加压水，从而实现不同的吸热效果，最后一个采用绝热反应器。四个反应器的内径大小各不相同。反应器内径及冷却水压力的详细数据见表 3-1。表 3-1 反应器内径及冷却水压力

9、反应器的特点：（1）多段换热反应器由于该反应属于弱放热反应，导致反应进行过程中，反应器内的放热量很不稳定，假如采用同样的冷却系统，将导致系统内温度很难控制。因此采用多段换热。反应器变量反应器一(R1)反应器二(R2)反应器三(R3)反应器四(R4)壳体内径(m)2900197243842827冷却水压力(bar)1.81.732.22汽化潜热(kJ/kg)2210.92214.3322192.4项目热公用工程(KJ/h)冷公用工程(KJ/h)总费用（Cost/s）匹配前6.7731089.0001080.6737匹配后3.5161085.7431080.3878节约百分率48.09%36.19

10、%43.45%（2）反应器内径大小不一反应器 R-1：由于反应刚开始时反应速率较快放热量很大，从而使冷却系统可以很容易的来保持反应器内温度恒定。通过 Aspen plus 模拟应器内的温度变化如图 3-1 所示。也得到了验证。第一段反图 3-1 第一段反应器内温度分布由图可以看出第一段反应器内的温度分布确实是基本不变，前后相差不到一度。反应器 R-2：由于本反应器为串联反应器，反应进行到第二段时，由于反应器内热量的积累以及催化剂反应活性等多方面的原因导致第二段反应器内的放热量急剧增多，从而导致温度很难控制。为此采用了床层高度与第一段相同，但截面积比第一段小的反应器，从而增大床层内流体速度，减慢

11、其停留时间从而使反应的速率稍微降低，降低了冷却的难度。反应器 R-3：由于反应速率随着反应的进行不断减小，导致第三段反应器内的放热量也相对减小，为了保证冷却系统正常运行，采用大直径的反应器，从而适当的增大流体才反应器内的停留时间，加快反应转化量，增大反应放热量。反应器 R-4：由于反应器进行到了后期，反应物浓度降到了很低，产物浓度较高，此时反应速率已经到了很低的程度，从而反应放热量也很小，为此可以采用绝热反应器来保证反应器内的催化剂活性温度。保证反应的顺利进行从而达到目标产量。4、基于 fluent对羰化反应器气体分布器的模拟Fluent 是通用的 CFD，用来模拟从不可压缩到高度可压缩范围内

12、的复杂流体的。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。想使用 fluent对分布器的流体分布做出一个模拟，通过观察各个管嘴的出口速度分布从而来判断此气体分布器的性能采用的气体分布器为新型的多管式气体分布器，如图 4-1 所示。图 4-1 多管式气体分布器首先通过手工的初步计算，确定了气体分布器的分支管直径为 100mm，管嘴直径为 20mm，每个管嘴的间隔为 10mm。通过查阅相关文献，知道，气体在分支管的前几个管嘴处会出现一定程度的偏流现象。随着向下沿程轴向速度的减小，使得下游分支管口处的偏流有所减小并逐渐接近于均匀。建立分支管与管嘴的二维模型，来进行流体力学的模拟。首先使用Gambit设计气体分布器网格，在用 Fluent导入 2D 模型，设置进口速度为 25m/s。选用标准的 K-模型，松弛系数为默认值。最终模拟出来的流体速度分布图如图 4-2 所示。图 4-2气体速度分布图从图中可以看到每个管嘴的出口速度基本上是相