4-创新性说明书

广西广维化工醋酸乙烯酯10万吨生产分厂项目 创新性说明书2019年“东华科技-恒逸石化杯”第十三届全国大学生化工设计竞赛广西广维化工醋酸乙烯酯10万吨生产分厂项目 参赛学校： 合肥工业大学（宣城校区） 团队名称： 键酯未来 指导老师： 姚运金、姚鑫、杨则恒、徐超、曹付虎 团队成员：李云云、吴城瑜、邢腾、夏星星、刘耀斌完成时间： 2019年7月20日 目录第一章 资源利用方案创新11.1来宾市制糖业副产品糖蜜11.2打破我国能源结构对醋酸乙烯酯生产的限制1第二章 反应技术与分离技术的创新32.1反应技术创新32.2分离技术的创新42.2.1存在的问题42.2.2技术方案的创新42.2.3技术方案的优势6第三章 清洁生产技术创新73.1三废处理方案73.1.1废气及处理方案73.1.2废水及处理方案83.1.3废固及处理方案93.2公用工程降耗减排10第四章 过程节能技术创新114.1热泵利用技术114.1.1简介114.1.2适用场合114.1.3热泵精馏的类型124.1.4热泵精馏模拟134.2热集成创新144.2.1概述144.2.2夹点技术144.2.3工艺流股提取164.2.4换热网络合成164.2.5换热网络设计19第五章 新型过程设备应用技术创新215.1反应器结构创新215.2新型高效3D圆阀塔板的运用235.2.1设计依据235.2.2新型塔板简介235.3新型换热器的使用245.3.1新型换热器的使用背景245.3.2 双壳程管壳式换热器结构说明255.3.3 新型装置作用效果265.4输送设备结构创新275.4.1 新型水冷式水泵的应用27第一章 资源利用方案创新1.1来宾市制糖业副产品糖蜜利用可再生的生物质资源为原料生产生物能源和生物基产品，它不仅仅是未来取代石油等化石资源的主要物质生产方式，也是真正实现循环经济、节能减排的重要途径。广西有着十分丰富的甘蔗生物质资源，利用甘蔗（糖蜜）制乙醇并将其催化脱水生成乙烯及其衍生物，形成化工的一个新兴领域生物质化工，具有广阔的应用前景。当前甘蔗除制糖外，正在向生物基醇方向发展，如糖蜜制生物乙醇的技术发展已十分成熟，充分利用了广西丰富的甘蔗生物质资源，不断促进产业链的延伸，并有效改善“甘蔗糖”产业的单一性，真正实现甘蔗产业多元化，这不仅仅关系到广西经济支柱产业糖业得以持续发展的有效途径，更关系到广西千万农户的切身利益。来宾市糖料蔗和机制糖产量分别占广西和全国总产量的17%和11%，在广西及全国的地级市中居第二位，成为广西优势糖料蔗产区和全国最大的蔗糖生产基地之一。“十一五”期间，来宾市每年产糖量均居广西及全国第二位，多项主要经济技术指标创历史新高，提前三年实现制糖业“十一五”期发展目标。全市制糖业产品趋向多样化，从单一的制糖业延伸发展成为糖、纸、酒精、酵母等综合利用产品的新格局，大力发展循环经济并已初具规模。糖蜜作为制糖业的副产品，如果直接将其进行处理，会造成原料浪费。糖蜜中有大量的可发酵糖，可以用于发酵制乙醇并将其催化脱水生成乙烯及其衍生物，因此选择糖蜜作为原料有以下优点：（1）原料来源充分，价格低廉，运输方便；（2）充分利用资源，防止资源浪费；（3）符合循环经济的要求，促进产业链的延伸，真正实现甘蔗产业多元化；（4）符合中国制造 2025中的绿色发展的主要方向。1.2打破我国能源结构对醋酸乙烯酯生产的限制目前世界上醋酸乙烯的生产主要有乙炔法和乙烯法两种。乙炔法装置投资较高，环保难度大，很多国家都已经放弃。但由于我国具有煤炭资源丰富，石油资源相对缺乏的能源结构，电石资源比较丰富，因而决定我国醋酸乙烯酯生产主要以乙炔法为主。我国甘蔗、甜菜等生物质资源丰富，生物乙烯工艺较为成熟。利用糖蜜生产的生物乙烯进行醋酸乙烯酯的合成，消耗少，成本低，产品质量优、杂质少、清洁度高，符合绿色生产和循环经济的要求，打破我国“富煤缺油少气”的能源结构对醋酸乙烯酯生产的限制。表1-1 糖蜜规格序号名称组分备注1蔗糖3035（%）总糖量可达50%60%2葡萄糖311（%）3果糖716（%）4葡聚糖1004000（mg/L）5非发酵型还原物49（%）6总氮0.32.5（%）7钾1800040000（mg/Kg）本工艺流程以此实现了废糖蜜的资源化利用，相较于国内常见的电石乙炔法，该原料方案实现了资源利用方案创新，符合循环经济的要求，符合可持续发展战略，促进产业链的延伸，真正实现甘蔗产业多元化，是一条低碳生产、高效创收的醋酸乙烯酯合成新途径。第二章 反应技术与分离技术的创新2.1反应技术创新来自乙醇精馏塔T0102中的乙醇经一系列的换热过程，体积浓度为69.8 %的乙醇-水，不经过进一步脱水直接送入乙烯反应器中，在340下进行绝热脱水反应，与传统工艺采用体积浓度95%左右的乙醇水溶液为原料相比，省略了向原料中加入一定量水的操作，以实现提高乙烯的收率，解决反应器的积碳的目的，减少了生产过程中的工艺水消耗及工艺废水排放量。图2-1 常规乙烯合成及后处理过程图2-2 本项目乙烯合成过程乙醇在乙烯绝热固定床反应器中经绝热脱水反应生成乙烯，后经过几级冷却器及汽液分离罐，含有二氧化碳、氢气、甲烷、乙醛及乙烷等杂质的粗乙烯气相经粗乙烯压缩机送入醋酸乙烯酯合成反应单元，在醋酸乙烯酯产品精制过程中一并分离，简化了工艺流程，降低了操作费用，抑制了醋酸乙烯酯反应过程中副反应的发生。 2.2分离技术的创新2.2.1存在的问题在乙烯制备工艺过程中，需要对粗乙烯进行气液分离，才能够将我们需要的的气相（主要为乙烯）送入下一工段，将液相送入三废处理系统。但是，目前的气液分离工艺主要通过设置干燥剂来吸收水份和油份，气液分离效果较差，需要配合冷干机和油水过滤器等辅助设备来再次排出水份和油份，才能得到纯度较高的气体。除此之外，冷干机和油水过滤器等辅助设备的存在增加了生产成本，且需要消耗电能，环保性较差，另外冷干机和油水过滤器的滤芯需要经常更换，维修保养不便。2.2.2技术方案的创新针对上述问题，我们团队采用一种气液分离器（专利号：CN104524872A），其不需要配合冷干机和油水过滤器等辅助设备，即可排出气体内的水份和油份，得到纯度较高的气体。其针对上述问题所采用的技术方案为：圆筒形罐体结构，包括筒体、上封头和下封头。上封头上设置出气管，下封头上设置排水器和进气管，筒体内设置n级旋风气液分离装置和m级气体旋风集散装置。旋风气液分离装置包括散气封头和旋风出气管，该装置具有导向、拦截液体、冷却液体的有点。所述的散气封头上均匀间隔设置48个旋风出气管，该结构可以保证气体畅通、减少压降的优点。所述的气体旋风集散装置包括集气封头和集散管，该装置具有导向、引流、拦截液体的优点。n=m+1，每相邻两级所述的旋风气液分离装置之间设置有一级所述的气体旋风集散装置，该结构可以使气体在特定的冲力下与与气体旋风集散装置中集气封头接触，在提高旋风气液分离效果的同时，可以避免在气液分离器内产生压差。所述的筒体内设置油水过滤芯，其与出气管的进气口连接。该结构能进一步拦截未能被旋风分离装置分离出的细小颗粒的油份和水份，提高气液分离的效果。所述的筒体内可以设置排气孔板，使气流分布更均匀。其结构示意图，俯视图，如图所示。图2-3 新型气液分离器结构示意图图2-4 新型气液分离器结构俯视图1筒体 2上封头 3下封头 4出气管 5排水器 6进气管 7n级旋风气液分离装置 8m级气体旋风集散装置 9油水过滤芯 10安全阀 11压力表 12取样口 13取样管 14排气孔板 71散气封头 72旋风出气管 81集气封头 82集散管2.2.3技术方案的优势与现有技术相比，本发明的优点在于通过n级旋风气液分离装置将进入筒体内的气体以旋风方式与筒体内壁进行至少二次充分接触,气体在与筒体内壁接触过程中气体内含有的水份和油份等液体沿筒体内壁向下排放最终经由排水器排出，而分布在n级旋风气液分离装置之间的m级气体旋风集散装置保证气体从筒体下部向上部行进的过程中保持具有一定的冲力，同样产生旋风，但是又不会产生压力差，增强n级旋风气液分离装置的旋风排液效应，由此实现精密气液分离，不需要配合冷干机和油水过滤器等辅助设备，即可排出气体内的水份和油份，得到纯度较高的气体，不消耗电能，节能环保，且维修保养方便。2.2.4 萃取精馏萃取精馏和恒沸精馏相似，也是向原料液中加入第三组分（称为萃取剂或溶剂），以改变原有组分间的相对挥发度而得以分离。不同的是，要求萃取剂的沸点较原料液中各组分的沸点高很多,且不与组分形成恒沸液。萃取精馏常用于分离各组分沸点（挥发度）差别很小的溶液。工业乙醇精制工段中，由于常压下，乙醇与水为共沸体系，无法通过普通精馏来实现乙醇与水高纯度分离。目前文献报道分离方法大致有以下几种：萃取精馏法、共沸精馏法、膜分离法、分子筛吸附脱水法、加盐萃取精馏法等。其中，萃取精馏法制取无水乙醇具有无污染、能耗低、设备简单、操作方便等优点，故本工艺结合专利（申请号：CN105418370A），选择利用萃取精馏的方法，利用乙二醇作为萃取剂实现乙醇与水的分离，同时利用萃取剂再生塔实现萃取剂的循环回收利用。图2-5萃取精馏工艺模拟第三章 清洁生产技术创新3.1三废处理方案3.1.1废气及处理方案（1）焚烧炉烟气各台焚烧炉分别配一套旋风除尘和电袋复合除尘系统经处理后，一起进入脱硫塔进行石灰石-石膏法脱硫，处理后到GB13223-2011火电厂大气污染物排放标准后，从烟囱排放。（2）发酵废气酒精生产发酵过程产生大量的二氧化碳，二氧化碳气体从各个发酵罐顶部排出，经洗涤塔回收CO2气体中的酒精后用CO2吸收塔吸收，再将吸收废渣统一运出厂区。（3）火炬燃烧本分厂独设火炬，装置产生的CH4、C2H6等可燃尾气以及事故气送至火炬系统，经充分燃烧后通入CO2吸收塔。（4）煤堆场煤堆场设在地下，设喷水除尘装置。煤堆场含粉尘气采用袋式除尘器处理后排入大气。表3-1 废气排放处理一览表序号排放源废气名称排放量kg/hr废气组成及浓度排放特征排放去向处理方法1T0102乙醇精馏塔废气7596.1300水、乙醇、甲醇连续三废处理站燃烧利用2V0204冷却水气液分离罐蒸汽1013.3335水蒸气连续公用工程催化氧化回收余热3V0205脱气罐废气261.4518VAC、乙烯、N2连续三废处理站燃烧利用3.1.2废水及处理方案装置内排水按其水质划分成工艺废水系统、生活污水系统、污染雨水系统和雨水系统，在设计上层层把关，做到清污分流生产期间的主要废水包括：发酵过程有机酸性废液、醋酸乙烯酯精馏塔废液以及生活污水。在厂区内设置污水处理站，污水处理站为全埋地式设计，所有处理单元均在绿地以下，不影响地面景观。经污水处理站处理过的废水由市政污水管网排入来宾市河西污水处理厂进行深度处理，尾水排入红水河。（1）有机酸性废液主要成分为发酵过程中产生的酒精废液，将酒精废液采用四效真空蒸发浓缩设备浓缩至65BX浓度后送入锅炉燃烧可以取代部分煤当做燃料。（2）本项目设有初期雨水调节池，收集装置内被污染地面的污染雨水，生产污水后地面冲洗水，经初级雨水调节池调节后，用调节池上的污水泵提升至厂区内的污染雨水管道，排入全厂污水处理场经处理。（3）生活污水采用重力流排出装置区，接入厂区生活污水管道。送污水处理场处理。（4）本项目除上述废液外的废水由排水系统收集后，进入污水处理站的格栅井，通过格栅去除固体颗粒杂物后，由泵输至沉砂调节池。来自本工艺装置废水先进入集水池，然后直接泵入调节池。进入调节池的污水进行均质均量，并调整污水中的营养物含量和PH值。调节池中设置曝气系统，再经液位控制仪传递信号，由提升泵送至SBR反应池进行生化处理。SBR反应分为四格，轮换使用，进行酸化水解和硝化反硝化，降低有机物浓度，去除部分氨氮。污水在SBR池中经进水曝气厌氧沉淀排泥滗水等程序，在曝气阶段通过离心鼓风机向污水中的微生物提供好氧阶段所需的氧气；在厌氧阶段通过消毒设备向污水中的厌氧微生物提供反硝化所需碳源。在沉降池去除污泥后，经中间集水池泵入过滤罐，初步实现固液分离，清除水中颗粒，并在活性炭过滤器中进一步去除有机物和悬浮物。出水进入清水池，并通过加氯杀菌消毒后回用到本工艺设备中。沉淀池底的污泥经污泥泵送到污泥池，然后用污泥输送泵送至压滤机压滤脱水制成泥饼，并定期外运作为肥料。滤液可返回调节池循环。从污水处理站产生的沼气收集到沼气气柜，经鼓风机送入脱硫塔进行脱硫。脱硫后气体经增压机加压后进入吸收塔脱碳。吸收了二氧化碳的溶液经再生塔再生后循环使用。从吸收塔出来的生物质燃气，经干燥稳压后送入总厂改装后的锅炉燃烧。该项目工艺流程简图如下：图3-1 沼气利用流程表3-2 废液排放处理一览表序号排放源废液名称排放量kg/hr废液组成排放特征排放去向处理方法1T0101乙醇粗馏塔废水425103.0000水、乙醇连续锅炉燃烧利用余热2V0106粗乙烯气液分离罐液相1555.3600乙烯、乙醛连续三废处理站生化处理3V0303冷凝液分离器废液3549.5579水、乙醛连续三废处理站生化处理4V0304回流罐废液1589.5914VAC、水、乙醛连续三废处理站生化处理5T0401乙醇粗分塔废水4671.0491乙醛、乙醇连续三废处理站生化处理3.1.3废固及处理方案生产期间的主要固废包括：废催化剂、焚烧炉灰渣、废碱渣以及生活垃圾，分别采用不同的方式进行处理。本工艺装置中所用催化剂含多为贵金属废催化剂，有一些颗粒较大的催化剂可进行分选，部分催化剂返回至工艺装置，其余废催化剂返回催化剂厂家回收。焚烧炉灰渣先储存于灰渣堆场，并定期装车运出厂外送水泥厂作辅料或铺路。废碱渣和生活垃圾集中收集，分类回收后送厂区外处理。表3-3 废固排放处理一览表序号排放源废固名称排放量t/a组成排放特征排放去向处理方法1生活区生活垃圾10生活垃圾间歇三废处理站分类回收2催化剂处理站废催化剂31.32贵金属催化剂间歇催化剂厂家回收3生产流程废渣23.45焚烧炉灰渣、废碱渣等间歇水泥厂辅料或铺路3.2公用工程降耗减排为了进一步节能降耗减排，本项目在采用废热利用等热集成技术对原工艺系统进行优化后，公用工程能耗显著降低，有效地减少了碳排放量，具体节能减排情况见表。表3-4 优化前后部分参数对比项目热公用工程负荷/（kJ/h）冷公用工程负荷/（kJ/h）优化前6.9871086.857108优化后6.3031086.918108能量优化量6.23107 kJ/h每年碳排放减少量17015.6 吨煤/年第四章 过程节能技术创新4.1热泵利用技术4.1.1简介化工行业是能耗大户，其中精馏又是能耗极高的单元操作，而传统的精馏方式热力学效率很低，能量浪费很大。如何降低精馏塔的能耗，充分利用低温热源，已成为人们普遍关注的问题。对此人们提出了许多节能措施，通过大量的理论分析、实验研究以及工业应用表明其中节能效果比较显著的是热泵精馏技术。热泵精馏是把精馏塔塔顶蒸汽加压升温，使其用作塔底再沸器的热源，回收塔顶蒸汽的冷凝潜热。4.1.2适用场合热泵精馏在下述场合应用，有望取得良好效果：（1）塔顶和塔底温差较小，因为压缩机的功耗主要取决于温差，温差越大，压缩机的功耗越大。据国外文献报导，只要塔顶和塔底温差小于36，就可以获得较好的经济效果。（2）沸点相近组分的分离，按常规方法，蒸馏塔需要较多的塔盘及较大的回流比，才能得到合格的产品，而且加热用的蒸汽或冷却用的循环水都比较多。若采用热泵技术一般可取得较明显的经济效益。（3）工厂蒸汽供应不足或价格偏高,有必要减少蒸汽用量或取消再沸器时。（4）冷却水不足或者冷却水温偏高、价格偏贵，需要采用制冷技术或其他方法解决冷却问题时。（5）一般蒸馏塔塔顶温度在38138之间,如果用热泵流程对缩短投资回收期有利就可以采用，但是如果有较便宜的低压蒸汽和冷却介质来源，用热泵流程就不一定有利。（6）蒸馏塔底再沸器温度在300以上，采用热泵流程往往是不合适的。以上只是对一般情况而言,对于某个具体工艺过程，还要进行全面的经济技术评定之后才能确定。4.1.3热泵精馏的类型根据热泵所消耗的外界能量不同，热泵精馏可分为加压方式和吸收式两种类型。而加压方式热泵精馏又有下述两种：压缩机方式和蒸汽喷射式。4.1.3.1压缩机方式压缩机方式又可分为间接式、塔顶气体直接压缩式、分割式和塔釜液体闪蒸再沸式流程。1.间接式当塔顶气体具有腐蚀性或塔顶气体为热敏性产品或塔顶产品不宜压缩时，可以采用间接式热泵精馏。 它主要由精馏塔、压缩机、蒸发器、冷凝器及节流阀等组成。这种流程利用单独封闭循环的工质（冷剂）工作：冷剂与塔顶物料换热后吸收热量蒸发为气体，气体经压缩提高压力和温度后，送至塔釜加热釜液，而本身凝结成液体。液体经节流减压后再去塔顶换热，完成一个循环。于是塔顶低温处的热量，通过冷剂的媒介传递到塔釜高温处。在此流程中，制冷循环中的冷剂冷凝器与塔釜再沸器合为一个设备。在此设备中冷剂冷凝放热而釜液吸热蒸发。间接式热泵精馏的特点是：（1）塔中要分离的产品与冷剂完全隔离；（2）可使用标准精馏系统，易于设计和控制；（3）与塔顶气体直接压缩式相比较，多一个热交换器(即蒸发器)，压缩机需要克服较高的温差和压力差，因此其效率较低。与普通制冷剂相比，水的化学和热稳定性好，泄漏时对人和臭氧层无负效应，价格便宜，而且具有极好的传热特性，在热交换中所需的换热面积较小，特别适合精馏塔底温度较高的精馏系统。2.塔顶气体直接压缩式塔顶气体直接压缩式热泵精馏是以塔顶气体作为工质的热泵，精馏塔顶气体经压缩机压缩升温后进入塔底再沸器，冷凝放热使釜液再沸，冷凝液经节流阀减压降温后，一部分作为产品出料，另一部分作为精馏塔顶的回流。塔顶气体直接压缩式热泵精馏的特点是：（1）所需的载热介质是现成的；（2）因为只需要一个热交换器(即再沸器)，压缩机的压缩比通常低于单独工质循环式的压缩比；（3）系统简单，稳定可靠。塔顶气体直接压缩式热泵精馏适合应用在塔顶和塔底温度接近，或被分离物质因沸点接近难以分离，必须采用较大回流比的情况下，因此需要消耗大量加热蒸汽（即高负荷的再沸器），或在低压运行必须采用冷冻剂进行冷凝。为了使用冷却水或空气作冷凝介质，必须在较高塔压下分离某些易挥发物质的场合。本项目采用塔顶气体直接压缩式。当选用热泵精馏时，能源费用急剧下降。此时，冷却水温度已不再是决定因素，精馏塔可在更低的压力下操作，既简化了分离过程，又降低了设备成本。4.1.3.2闪蒸再沸闪蒸再沸是热泵的一种变型，它以釜液为工质。与塔顶气体直接压缩式相似，它也比间接式少一个换热器，适用场合也基本相同。不过，闪蒸再沸在塔压高时有利，而塔顶气体直接压缩式在塔压低时更有利。4.1.4热泵精馏模拟乙醇常规精馏分离能耗较大，且冷凝器和再沸器的热负荷相差不大，可以使用热泵精馏减少能耗。热泵精馏是将塔顶的气相物料经压缩机加压升温后进入塔底再沸器，对塔底物流进行加热，塔顶物流再经加压阀减压、辅助冷凝器冷却后进入回流罐。热泵精馏工艺流程图见图4-1:图4-1热泵精馏工艺模拟表4-1普通精馏与热泵精馏能耗对比算表操作方式热能能耗对比（kW）电能能耗对比（kW）总能耗对比（kW）采用热泵精馏节能分率冷凝器再沸器普通精馏108023108049216072热泵系统10702.82692.8611244.124639.7688.6 %通过对比不难看出，使用热泵精馏能够有效地降低冷凝器与再沸器的热负荷，减少公用工程耗量并降低生产操作成本。4.2热集成创新4.2.1概述在大型过程系统中，存在这大量需要换热的流股，一些物流需要被加热，一些物流需要被冷却。大型过程系统可以提供的外部公用工程种类繁多，如不同压力等级的蒸汽，不同温度的冷冻剂、冷却水等。为提高能量的利用率，节约资源与能源，就要有限考虑系统中的各流股之间的换热、各流股与不同公用工程种类的搭配，以实现最大限度的回收能量，尽可能提高工艺过程的热力学效率。本项目为醋酸乙烯项目。纵观整个流程，大量能量被消耗在分离过程中。因而需要对能量进行回收利用，并采取一定的节能措施来降低能量消耗，提高过程的经济性。4.2.2夹点技术20世纪70年代末，史密斯和林霍夫首次提出了将夹点技术应用在过程中能量流的分析中，英国化学公司率先在工程设计中采用这种实际方法，对新建工厂的每个工程项目进行优化，最终比常规设计平均节能30%，取得了令人瞩目的节能效果。夹点分析是将一个必须优化的换热器网络的冷、热流体的复合曲线表示在温焓图上，而冷、热流体的复合曲线最短处，就是该换热网络的夹点，此时的温度差即为夹点温差（Tmin），如图4-2所示。通过夹点将整个换热网络分为两部分：上部为热端，须从公用工程吸收冷量被冷却；下部为冷端，须从公用工程得到热量被升温。当夹点的能量为零是，该系统的能量得到了充分的利用，从公用工程得到的能量最小。这个状态是换热网络优化的终极目标，但实际上，由于达到该状态时须付出的代价较大，因此须选择合适的夹点温度，以得到最经济的换热网络。图4-2 T-H示意图夹点分析的基本原则夹点分析一般遵循的3个原则：避免冷、热流体穿越夹点；夹点上部尽量不从公用工程得到冷量；夹点下部尽量不从公用工程得到热量。夹点物流匹配的原则1、夹点热端，热物流的总物流数（原有热流数和热流分配的数目之和）小于等于冷端物流数（原有冷流数分配的数目之和）；夹点冷端热流总物流数大于冷锻的总物流数。2、夹点热端，每一热流夹点匹配的比热容（CP,H包括原有热流数和热流分配）小于每一冷流夹点匹配的比热容（CP,H包括原有冷流数和冷流分配）；夹点冷端，每一热流夹点匹配的比热容大于等于每一冷流夹点匹配的比热容。3、每一换热器的热负荷要等于匹配的冷、热物流的热负荷较小者，如何让可以是该物流一次达到所需的温度，从而减少换热器的数量，降低优化带来的设备投资；在以上的前提下，尽量选择比热容数值接近的冷、热物流进行匹配，如此可使所选择的换热器结构相对简单，设备投资费用较低。4.2.3工艺流股提取在使用Aspen Energy Analyzer进行换热网络设计之前，我们已经使用Aspen plus对所有的塔器进行优化，减少的不必要的能量消耗，而后将需要能量交换的流股进行提取列于下表4-2、4-3中。表4-2 中间过程流股数据流股名称进口温度（）出口温度（）热负荷（kW）0101 To 010220305413.750102 To 0103308128442.80108 To 0109985028442.80118 To 011983.5883.882696.820127 To 0128248100575.4840206 To 02073750119.1150215 To 022212656452.750227 To 3-12055677.8表4-3 塔设备流股数据塔设备名称设备位置进口温度（）出口温度（）热负荷（kW）B3冷凝器70.964.4141356B3再沸器98.599.4150767T0301冷凝器76.639.718741.3T0301再沸器112.5114.419045.8T0302冷凝器54.29-1106583.87T0302再沸器981007049.334.2.4换热网络合成Aspen Energy Analyzer（能量分析器）是AspenTech公司旗下的产品，是进行换热网络优化设计的一个强大的概念设计包，提供包括夹点分析和换热网络优化设计环境，是Aspen在工程上的一个重要工具。Aspen Energy Analyzer的主要功能：1、计算能量和设备的投资目标；2、进一步改善能量的热集成项目，从而减少操作费用、设备投资费用、并使能量利用最大化；3、提供过程能量的优化工具；4、提供图表结合使用的方法。Aspen Energy Analyzer夹点分析法的优化步骤：1、新建HI Case/HI Project；2、导入物流信息与公用工程信息；3、查看目标窗口确定能量集成的目标及夹点温度；4、自动设计换热网络方案；5、比较方案，即比较给出各个方案的总费用、换热器面积、换热单元数、设备投资费用、冷用工程费用、操作费用等，选择一个最优的方案；6、对换热网络方案进行手动优化。我们将所提取的工艺物流导入Aspen Energy Analyzer中，并对最小传热温差进行比较，获得总费用与最小传热温差的关系曲线，如图4-3所示。图4-3 总费用与最小传热温差的关系曲线由上图可以看出，在10左右，总费用降至最低，故我们选择10为最终的最小传热温差。设置好最小温差之后，可得到冷、热物流的组合曲线，如下图4-4所示。图4-4 冷、热物流的组合曲线从而得到换热网络合成的目标，如图4-5所示。图4-5 换热网络合成能量目标由能量目标可得总组合曲线，如图4-6。图4-6 总组合曲线依据上图和需要换热的流股数据，我们确定了冷公用工程和热公用工程。4.2.5换热网络设计根据Aspen Energy Analyzer的推荐设计功能，对工艺物流进行匹配，达到目标能量的目的，一共获得11种推荐的换热网络优化方案，通过比较不同的换热网络方案，从而选择出了年度总费用最低的换热网络，如图4-7所示。图4-7 年度总费用最低换热网络综合考虑各个方面的因素，我们对换热网络进行的进一步的手动优化，删去换热回路，面积过小的换热器后得到了最佳换热网络，如图4-8优化后的换热网络。图4-8 优化后的换热网络该换热网络的性能参数如图4-9。图4-9 优化后的换热网络各项性能参数换热网络优化前后的各项性能指标对比见下表4-4：表4-4 优化前后部分参数对比项目热公用工程负荷/（kJ/h）冷公用工程负荷/（kJ/h）换热器总换热面积（m2）优化前6.9871086.85710823340优化后6.3031086.91810818080从表4-4中可以看出，换热网络优化后相比较优化前，公用过程用量、操作成本指数、总年度费用大幅度减少，与优化前的换热网络相比，能量的利用率更大，使整个工艺更节能经济。相比较没有进行优化的换热网络相比较，优化后的换热网络能量回收约为4.5%，能量回收效果显著。第五章 新型过程设备应用技术创新5.1反应器结构创新在乙烯氧乙酰制备醋酸乙烯化工段中，本项目结合实际选择一种新型的列管式反应器。引用于中国石油化工股份有限公司，备专利号：CN 104437269A。该反应器具有催化剂利用率高，转化率高，目的产物醋酸乙烯酯选择性好，装置制造简单等优点。用于生产醋酸乙烯酯的列管式反应器，包括反应器筒体（1）、反应管（2a，2b，2c）、至少两个环状折流板（7）和折流盘（8）沿反应管（2）轴向交替排列，所述折流板（7）和所述折流盘（8）上有供反应管（2a，2b，2c）穿过的穿孔（19a，19b，20a，20b），所述穿孔（19a，19b，20a，20b）与反应管（2a，2b，2c）外侧壁之间留有间隙；所述反应管（2a，2b，2c）固定在上管板（6）和下管板（5）之间；所述的反应筒体（1）上部设有原料进料口（11），下部设有反应物出料口（13），中部设有载热流体进口导流筒（3）、载热流体出口导流筒（4），其中载热流体导流筒（3）位于反应管（2）下端筒体（1）壁面上，载热流体进口导流筒（3）的外侧壁面上设有载热入口（9），其通过载热流体进口导流筒（3）以及内测筒体（1）壁面上设置的小孔（17）与反应管（2a，2b，2c）之间的间隙相通；载热流体出口导流筒（4）位于反应管（2）上端筒体（1）壁面上，载热流体出口导流筒（4）的外侧壁面上设有载热流体出口（10），内侧筒体（1）壁面上开有小孔（18）；载热流体出口通过载热流体出口导流筒以及内侧筒体壁面上设置的小孔与反应管之间的间隙相通；所述的上管板（6）上方进料口（11）下方设有进料分布器（12），下管板（5）位于出料口（13）上方，催化剂装在反应管内，反应管下端面设有催化剂支撑装置（15）；环状折流板（7）具有上开口和下开口，且上开口在水平方向的投影面积小于下开口在水平方向的投影面积。为了便于填装填催化剂，可通过在反应器上部设置人孔（16）或者可开启的顶盖（21）的方式进行；卸废旧催化剂也可以通过如上述在反应器上部设置人孔或者可开启的顶盖的方式采用负压差吸出的手段进行。为了使卸载废旧催化剂更方便还可以在所述的反应器筒体（1）下部设有废催化剂卸出口（14）。上述技术方案中所述的环形折流板（7）优选为中空的圆台型，更优选所述的圆台型的侧面与下底面之间的夹角为110，最优为5。所述的圆台上底面与筒体横截面的面积比为0.20.4。上述技术方案所述的折流盘（8）优选为倒圆锥型，其侧面与底面之间的夹角为110，最优为5。所述的倒圆锥的上底面与筒体横截面积比为0.60.8。环形折流板与折流盘开有的供反应管穿过的穿孔优选为圆形。图5-1 列管式反应器方式示意图 图5-2 环状折流板正视图 图5-3 环状折流板俯视图 图5-4 倒锥形折流盘正视图 图5-5 倒锥形折流盘俯视图5.2新型高效3D圆阀塔板的运用5.2.1设计依据该新型塔板通过参考文献周三平. 新型高效3D圆阀塔板的实验研究J. 过程工程学报，2008，7(4)：657-660. 以及专利ZL01265985.1设计。5.2.2新型塔板简介 5.2.2.1设计目的克服现有工业中常用的F1型浮阀存在的不足，近年来国内外相继开发了许多其他类型 的高效浮阀，如条形浮阀等。但是圆形浮阀仍然还在大批量使用。同时如果将现役塔设备F1型浮阀全部废弃，损失巨大，因此开发出高效的圆形浮阀十分必要，以便于对老式F1浮阀塔进行改造。在此本项目采用了一种新型高效3D圆阀，是在现有F1型浮阀上改造而成，从而提高塔板效率。5.2.2.2 3D浮阀简介该类浮阀设计了一个为板上气液两相构造一个分层次多方位的立体鼓泡传质模型，极大提高气液两相的接触面积，从而显著提高塔板效率。将3D圆阀周边设计成锯齿状的下凹导流片结构，使气液接触周长比同样开孔面积的F1浮阀周长增加为了减少阀顶的传质死区，3D 圆阀中央向下开出3个鼓泡口，鼓泡口连着下凹的导向片，其主要特点如下：（1）圆阀周边的下凹导流片和圆阀顶端开设的下凹导向片使上升的气流从多个方位进入液层，形成了一个分层次多方位的鼓泡立体传质模型，使鼓泡均匀细化，传质更加充分，提高了传质效率；（2）减弱了低负荷下部分浮阀关闭所引起的脉动现象，降低了总板压降；（3）阀孔的特殊设计使3D圆阀克服了F1型浮阀在阀孔中旋转、导致浮阀易磨损和脱落且不稳定的缺点等；（4）在塔板的弓形区域合适的方向布置该阀，通过阀的顺流导向，可以减弱或消除塔盘弓形区域的涡流和滞流死区；（5）阀顶导向片和周边区域的导流片的低位设计，使从阀顶鼓泡口和周边导流片的缝隙斜向鼓出的气泡通过板上液层的距离加大，气液两相接触时间增长，从而气液两相传质更加充分，也减少了雾沫夹带。5.2.2.3新型塔板结构我们对该塔板进行了三维结构的设计，运用SolidWorks三维软件对其三维结构进行构建。其具体结构如下所示。图5-6 3D圆阀结构示意图 图5-7 3D圆阀鼓泡状态示意图5.3新型换热器的使用5.3.1新型换热器的使用背景现有的管壳式换热器，结构复杂，不仅增加了生产成本，还增加了系统的复杂程度，在空间有限的系统中更是十分不便，安装和维护工作举步维艰；同时，在实际生产中，壳程介质气体气质较差，含有较少量水汽和粉尘，常规冷却所用的管壳式换热器采用弓形折流板支撑，虽然换热效果好，但管内气体易结焦，不易清理，管道堵塞后使压强增大，影响传热效果，无法满足换热需求，而且缩短了换热器的使用寿命。为改进和提高换热器工作效率以达到节能降耗的目的，最为重要的手段就是改善其内部流体的流动形态，因为此因素为管壳式换热器传热性能和动力消耗起着决定作用。双壳程管壳式换热器是在管束中心放置一块隔板，折流板被上下隔开，壳程被一分为二。由于壳体被中间隔板分成两部分，能实现冷、热流介质在纯逆流