4-创新性说明书

2018年“东华科技-陕鼓杯”第十二届全国大学生化工设计大赛广州石化黄埔分厂年产8万吨MMA项目创新性说明书江南大学H I Ge 团队成员：赵克凡、章正强、熊贤娟、刘芷汀、徐丽丽指导老师：倪邦庆、钮腾飞、葛新、刘冰、杜立永目录第一章工艺流程创新11.1 流程创新11.1.1 生产异丁烯流程创新11.1.2 合成MMA流程创新21.2 分离方法创新21.2.1 反应精馏21.2.2萃取精馏41.2.3共沸精馏51.3 资源循环和利用7第二章节能技术创新82.1 换热网络82.2 热泵精馏82.3 双效精馏92.4 MAL提纯塔直接蒸汽加热102.5 MAL提纯塔中间冷凝器设置102.6异丁烯氧化反应器热量回收11第三章控制安全创新123.1 Aspen Dynamics动态模拟123.1.1 萃取精馏Aspen Dynamics动态模拟123.1.2 共沸精馏Aspen Dynamics动态模拟143.1.3 MMA、C6H14分离塔Aspen Dynamics动态模拟153.1.4 双效变压精馏 Aspen Dynamics动态模拟183.2 自动控制方案设计213.1.1 萃取精馏设计213.1.2 共沸精馏设计233.1.3 MMA、C6H14分离塔设计243.1.4 双效变压精馏设计24第四章设备创新254.1 R0301全混流反应釜三釜串联254.2 高性能浮阀塔盘264.3管壳式换热器强化传热与自清洁技术284.4 加压内循环屏蔽泵29广州石化黄埔分厂年产8万吨MMA项目创新性说明书第一章工艺流程创新1.1 流程创新1.1.1 生产异丁烯流程创新工业上获得高纯度异丁烯的主要原料是抽余碳四馏分。抽余碳四馏分是乙烯裂解副产物裂解碳四经过丁二烯抽提后的剩余部分,包含正丁烷、异丁烷、一丁烯、一丁烯、异丁烯以及少量二烯烃、炔烃和碳三组分,其中异丁烯的质量含量约为。由于异丁烯和一丁烯的相对挥发度仅为1.05,异丁烯与异丁烷、正丁烷的沸点也很接近,所以不能通过简单精馏的方法从抽余碳四中分离出高纯度异丁烯。目前得到高纯度异丁烯的主要方法有：1.硫酸萃取法硫酸萃取法是工业上最早采用的异丁烯提纯方法,此方法用硫酸与碳四馏分中的烯烃发生酷化反应,同时也会伴随异丁烯的水合副反应,由于正丁烯的酷化反应速率只有异丁烯的左右,利用这种差异便可将异丁烯从碳四馏分中分离出来。硫酸法的代表性流程为流程,其工艺为将抽余碳四与的硫酸混合后引入反应器,在冲压力下反应后进入分离器分离器下层的硫酸叔丁醋及叔丁醇混合物经闪蒸后进入分解塔,在分解塔中硫酸叔丁醋分解为叔丁醇和硫酸,硫酸回收后循环到反应器,叔丁醇也进一步分解为异丁烯和水所得含异丁烯的混合物经压缩后进入蒸馏塔,在蒸馏塔塔顶得到纯异丁烯产品。硫酸萃取法的能耗低,异丁烯纯度回收率都很高,缺点是设备腐蚀严重,并且会产生大量废水。2.甲醇醚化-裂解法醚化-裂解方法是目前国内最主要的高纯度异丁烯生产途径,它的原理是利用异丁烯与甲醇的醚化反应将其分离,主要包括以下步骤将抽余碳四馏分和甲醇混合进入反应器,在强酸性阳离子交换树脂作用下,抽余碳四中的异丁烯与甲醇反应生成甲基叔丁基醚并从反应物中分离然后将提纯过的引入裂解反应器或反应精馏塔中,将裂解生成异丁烯及甲醇最后将裂解反应产物通过一系列精馏塔和水洗塔,脱除残留的甲醇、未反应的和副反应产物,得到产品异丁烯。此方法涉及多个反应,其中主反应为醚化反应和裂解反应,副反应主要包括异丁烯二聚、异丁烯水合以及甲醇脱水反应。主反应的选择性很高,醚化阶段中抽余碳四中的异丁烯转化率大于,而裂解反应中的转化率和异丁烯的选择性也可达。由于中间产物是一种重要的汽油添加剂,能够有效改善汽油爆震性,市场需求量很大,所以这种方法是国内生产高纯度异丁烯的主要途径。醚化-裂解法的缺点是副反应众多,再加上中间产物与甲醇会形成最低共沸物,需要引入水来洗涤甲醇,导致工艺中存在大量的分离设备,流程复杂,投资和能耗高,经济性差。而本项目采用异构反应精馏法，异构反应精馏法是将一丁烯到二丁烯的异构反应与普通精馏相结合的一种分离方法。由于在抽余碳四中异丁烯和一丁烯的沸点相差很小,相对挥发度之比仅为,采用普通精馏无法将一丁烯与异丁烯分离,而异构反应精馏法利用丁烯的骨架构反应,将抽余碳四中的一丁烯转化为沸点较高的二丁烯,再将异丁烯和二丁烯通过普通精馏分离,从而达到从抽余碳四中得到异丁烯和正丁烷的混合物。再次用萃取精馏方法，将混合物中的异丁烯提纯，最后可得到含量高于99.5%的异丁烯。由于丁烯异构反应在低温下就可以达到很高的转化率和选择性,所以这种方法的工艺流程简单,并且不包含化学反应,产品的质量好,成本较低。1.1.2 合成MMA流程创新由甲基丙烯醛制备MMA的过程中，通常首先采用P-Mo-V等杂多酸型催化剂将MAL氧化为甲基丙烯酸(MAA)，然后以硫酸或酸性离子交换树脂为催化剂与甲醇酯化制MMA。此方法具有生产设备多，工艺复杂，使用腐蚀性硫酸以及制酸步骤使用的P-Mo系催化剂寿命短、整体产率低等缺点。本项目采用甲基丙烯醛氧化酯化法，直接由MAL制备MMA，该工艺不经过甲基丙烯酸步骤，有效地避免了甲基丙烯酸聚合等副反应的发生，设备简单、原子经济性高，催化剂寿命长，且原料及反应物对设备腐蚀小，产品质量好，成本较低等优点。1.2 分离方法创新1.2.1 反应精馏本项目采用异构反应精馏方法，由于1-丁烯和异丁烯相对挥发度低，而2-丁烯和异丁烯相对挥发度较高，所以采取异构化法，将C4馏分中的1-丁烯转换为与异丁烯相对挥发度较大的2-丁烯，然后用普通精馏即可分离出绝大部分的异丁烯和正丁烷，而后进行再次分离提纯异丁烯。而本项目将异构化反应和精馏分离结合，采取反应精馏方法来初步分离异丁烯，反应精馏是是一种特殊精馏过程,它的特点是将化学反应和普通精馏祸合于单个设备中进行,可以同时对反应和精馏过程进行强化。与独立的精馏过程和反应过程相比,反应精馏有着诸多的优点从热力学上看,由于反应和精馏同时进行,使得反应产物能及时的从催化剂表面脱离,破坏了反应的化学平衡,实际上将单程反应过程转变为多程反应过程,增大了最终的反应转化率。当反应的产物为不稳定物质或热敏性物质时,精馏作用可以使产物及时脱离反应区,缩短了它在反应区的停留时间,减少了产物的热分解或副反应的发生,这样就提高了反应总体的选择性,提高了收率。从反应动力学上看,反应的生成物从催化剂表面脱离,可以提高反应物的相对浓度,这样就可以加快正反应的速率,提高反应的效率,工艺的处理能力也就得到了提高。当精馏体系中反应的放热量较大时,反应热可以及时被组分的汽化消耗,避免了飞温和局过热,反应体系温度趋于稳定,同时反应放热也可以节省部分能量输入。图1.1 反应精馏模拟图1.2 反应精馏详细参数（反应动力学参数见参考文献）1.2.2萃取精馏在异丁烯的提纯工段中，经过反应精馏提纯后得到的塔顶产品为异丁烯和正丁烷混合物如表1-1：表1.1 萃取精馏进料组成物质1-BUT-01C4H8CIS-2-01TRANS-01N-BUT-01ISOBU-02HYDRO-01摩尔流量（kmol/h）0.065111.6950.0010.090.0367.2230.21由于正丁烷和异丁烯相对挥发度较小，其气液相图如图1.1所示：图1.3正丁烷/异丁烯 T-xy相图普通精馏不能将其分离（分离需要很大的回流比和很高的精馏塔），所以本项目采取萃取精馏方式，运用N-甲基吡咯烷酮作为萃取剂，由于异丁烯含双键相对于正丁烷极性更大，则异丁烯更易溶于N-甲基吡咯烷酮中，并且N-甲基吡咯烷酮和正丁烷的相对挥发度差别很大，间接拉大了异丁烯和正丁烷的相对挥发度，即可以用合理的精馏塔和回流比将其分离。分离流程模拟如图1.2所示：图1.4萃取精馏模拟示意图图1.5萃取精馏塔信息图1.6溶剂回收塔信息采取萃取精馏塔分离出正丁烷，后用普通精馏将溶剂和异丁烯分离，分离出纯度达到99.5%的异丁烯产品。1.2.3共沸精馏由于C4H8氧化反应和水洗塔会引入大量的水，对于MAL（甲基丙烯醛）和水体系查看其T-xy相图（如图1.5）图1.7 MAL/水T-xy图发现在MAL摩尔分数为0.75时，水和MAL有共沸点，此共沸点水仍占有很大比例，由Aspen可知甲醇和MAL同属共沸体系（见图1.6），则选取甲醇为共沸剂，来拉大MAL和水的相对挥发度，以便实现水和MAL的分离，同时，MAL和甲醇属于混溶体系，但在后续MMA（甲基丙烯酸甲酯）合成过程甲醇同样可作为原料进料，所以可省去甲醇和MAL分离工序，直接将共沸精馏塔产品（MAL和甲醇混合物）作为第三工段（MMA合成工段）的原料。图 1.8 MAL/甲醇T-xy图图1.9共沸精馏塔图1.10共沸精馏塔信息1.3 资源循环和利用本项目设计多股循环物流，包括萃取剂（萃取精馏）循环、吸收水循环、MAL原料循环、甲醇循环以及萃取剂（双溶剂萃取塔）循环等。MAL原料循环充分回收了未反应的MAL和甲醇，提高的原料的利用率，吸收剂、萃取剂循环减少了吸收剂和萃取剂的用量，降低了污水的排放量和有害物质的含量，可以使污水中的有害物质含量处于PPM级别。各循环物流如图1.11所示：图1.11全流程模拟（红色线为循环物流）第二章节能技术创新2.1 换热网络本项目通过使用Aspen Energy Analyzer软件，根据软件给出的经济最优设计方案，根据夹点设设计，结合本厂设备布置的实际情况，综合考虑能量和经济间的优化关系，设计出全场经济最优换热网络，如图2-1所示：图2-1 优化后换热网络优化后的换热网络公用工程消耗分别为67.19MW（热公用工程）、156.8MW，相比于最初换热网络节能46.37MW（热用工程90.36MW、冷用工程180MW），节能效率达到了17.15%，实现了能量的较大利用，并且总费用节省效率达到45.29%，实现了较优的经济节省。2.2 热泵精馏热泵精馏塔（T0101），经单塔模拟得塔顶温度为48.8，塔底温度为57.7，温差仅为8.9，可见塔顶与塔底温差较小。而且该塔的作用是提纯异丁烯，因此均满足使用热泵精馏的条件，故反应精馏塔宜采用热泵精馏进行节能。图2-2 热泵精馏模拟示意图本项目热泵精馏中通过压缩机将能量升级利用，其中压缩机电耗为1431.1KW，辅助冷却器能耗为4899.3KW,辅助加热器消耗3302.4KW,机械能和电能是比热能更高价值的能量形式，电热转换系数约为3.29，因此热泵精馏加热能耗12.9MW。普通精馏与热泵精馏能耗对比如表2-1所示：表2-1 热泵和普通精馏能耗对比精馏形式热泵精馏普通精馏冷凝器负荷（KW）4899.320752.7再沸器负荷（KW）3302.420509.6压缩机负荷（KW）1431.10节能效率 = 1-（3302.4+4899.3+3.29*1431.1）/（20752.7+20509.6）=68.71%2.3 双效精馏本项目中甲醇精制工段使用双效精馏分离甲醇和水，由于双效变压精馏中高压精馏塔（T0304）塔顶不设置冷凝器，常压精馏塔（T0305）不设置再沸器，通过两股物料直接换热，大大节省了冷热公用工程量的消耗，因此具有非常明显的节能效果。对于双效变压精馏，具体流程如图2-3所示：图2-3 双效精馏模拟本项目中分别对普通变压精馏与双效变压精馏进行Aspen Plus模拟，高压精馏塔和低压精馏塔共消耗冷公用工程3218.48KW，热公用工程5732.01KW，对于普通精馏塔，其消耗冷用工程7079.9KW，消耗热用工程8979.62KW。（结果如下表）精馏形式双效精馏普通精馏冷凝器负荷（KW）3218.487079.9再沸器负荷（KW）5732.018979.62表2-2 双效精馏和普通精馏能耗对比节能效率 = 1-（3218.48+5792.01）/（7079.9+8979.62） = 44.45%2.4 MAL提纯塔直接蒸汽加热本项目中MAL-水-甲醇共沸精馏塔，由于塔底为近似为纯水，采用直接蒸汽加热方式，这样可以提高蒸汽效率，并且节省一台再沸器。（模拟如图2-4）图2-4 直接蒸汽加热模拟2.5MAL提纯塔中间冷凝器设置本项目中MAL提纯塔塔顶温度过于低，塔板间温度跨度大，则选择中间冷凝器方式来降低冷用工程费用（热用工程为直接蒸汽）。图2-5 中间冷凝器模拟采用中间冷凝器，其能耗如下表：序号塔（含中间冷凝器）塔冷凝器负荷（KW）3367.928187.97中间冷凝器负荷(KW）4821.680冷用工程消耗量冷冻盐水（25）：180吨冷冻盐水（25）：420吨冷冻淡水（5）：250吨冷冻淡水（5）：0冷用工程单价冷冻盐水（25）：20元冷冻盐水（25）：20元冷冻淡水（5）：10元冷冻淡水（5）：10元冷用工程费用冷冻盐水（25）：3600元冷冻盐水（25）：8400元冷冻淡水（5）：2500元冷冻淡水（5）：0总费用6100元8400元表2-3有（无）中间冷凝器费用对比由表可知含中间冷凝器塔可以节省费用为：节省率 = （8400-6100）/8400 = 27.4%2.6异丁烯氧化反应器热量回收本项目中异丁烯氧化放热反应，采用内置冷却蛇管来移除反应放出的热量。由ASPEN模拟流程可知，物料在进入反应器之前预热到了267，所以异丁烯氧化反应放出的热量有两部分取走，一部分让原料升温到反应温度380，另一部分由冷却蛇管中的熔盐将热量导走，回收的热量可用于发生蒸汽用于售卖或者用于公用工程。第三章控制安全创新3.1 Aspen Dynamics动态模拟3.1.1 萃取精馏Aspen Dynamics动态模拟萃取精馏塔目的是应用N-甲基吡咯烷酮来分离异丁烯和正丁烷，在通过溶剂回收塔回收大部分萃取剂，并提纯异丁烯。（要求：异丁烯纯度99.0%）萃取精馏过程控制如下：（1）进料流量控制（2）调整气相流出物量来控制萃取精馏塔操作压力（3）调整两塔流出物量来控制两塔回流罐液位（4）回流比控制，控制流出物的流量（5）调整萃取精馏塔釜液流量控制萃取精馏塔釜液位（6）调整萃取剂加入量控制溶剂回收塔液位得到控制方案如图3-1，仪表盘如图3-2。图3-1 萃取精馏动态模拟控制方案图图3-2控制器仪表盘控制器Kc（min）温控器（B10）温控器（B9）3.1284780.29636722.4411.8表 3-3 温控参数在3h后添加流量扰动（流量增大5%）后，馏出液C4H8纯度、两塔灵敏板温度如下图：图3-4 C4H8浓度对干扰响应图图3-5 萃取精馏塔灵敏板温度对干扰响应图图3-6 溶剂回收塔灵敏版温度对干扰响应图由图中可知，发生进料波动时候4h即可达到稳态，且干扰对塔板温度、产品浓度的影响浮动范围很小，控制质量较高。3.1.2 共沸精馏Aspen Dynamics动态模拟共沸精馏塔目的为回收未反应的MAL和部分甲醇。（要求：甲醇流量8.2kmol/h）共沸精馏（部分冷凝）过程控制如下：（1）进料流量控制（2）调整气相流出物量来控制萃取精馏塔操作压力（3）塔釜液位通过调整釜液流量来控制（4）回流罐液位通过调整液相流出物流量来控制（5）调整再沸器负荷控制灵敏板温度（6）回流液流量为固定值得到控制方案如图3-4，仪表盘如图3-5。图3-7共沸精馏塔动态模拟控制图3-8共沸精馏塔控制仪表盘调节对温控器进行继电-反馈调节得到参数如下：控制器Kc（min）温控器（B12）9.4020表 3-9温控参数在2h后添加流量扰动（流量增大10%）后，馏出液甲醇流量、灵敏板温度如下图：图3-10馏出液甲醇流量图图3-11共沸精馏塔灵敏板温度图由图中可知，发生进料波动时候3.2h即可达到稳态，且干扰对塔板的影响浮动范围很小，控制质量较高。3.1.3 MMA、C6H14分离塔Aspen Dynamics动态模拟MMA分离精馏塔目的为分离MMA和C6H14，得到高纯MMA（要求：MMA纯度99.5%）精馏塔过程控制初步拟定如下：（1）通过进料阀门调整总进料流量（2）通过塔再沸器热负荷调整塔灵敏板温度（3）添加回流和进料量质量比例控制（5）通过调整冷凝器热量移除塔操作压力（6）通过调整馏出物流量控制回流罐液位（7）通过调整釜液流量控制塔釜液位得到控制方案如图，仪表盘如图。图3-12 MMA分离塔动态模拟控制方案图3-13仪表板调节对温控器进行继电-反馈调节得到参数如下：控制器Kc（min）温控器（B10）1.04988513.2表3-14温控器参数在2h后添加流量扰动（流量增大10%）后，产品纯度和灵敏板温度如下图：图3-15纯度对干扰响应图图3-16灵敏板温度对干扰响应图由图中可知，发生进料波动时候3h即可达到稳态，且干扰对浓度的影响浮动范围很小，控制质量较高。虽然此类控制可以使精馏塔以较短时间达到稳态，但是对于一些对产品纯度要求高的场合此类控制便不符合要求。精馏塔控制除温度控制外还有组分控制器，这类控制虽然控制速度较慢，但对于组分浓度控制质量较高，所以对于MMA分离塔选取温度-组分控制，使精馏塔可以在较短时间内达到浓度要求的范围内。温度-组分控制精馏塔过程控制如下：（1）通过进料阀门调整总进料流量（2）通过塔再沸器热负荷调整塔灵敏板温度（3）添加回流和进料量质量比例控制（5）通过调整冷凝器热量移除塔操作压力（6）通过调整馏出物流量控制回流罐液位（7）通过调整釜液流量控制塔釜液位（8）通过组分控制和温度控制串级结合保证产品纯度要求得到控制方案如图，仪表盘如图。图3-17 MMA分离塔温度-组分控制方案图3-18 仪表板调节对温控器进行继电-反馈调节得到参数如下：控制器Kc（min）温控器（B10）温控器（B13）0.92641125.044811.834.32表3-19温控器参数在2h后添加流量扰动（流量增大10%）后，产品纯度如下图：表3-20 产品浓度对干扰响应图由图中可知，发生进料波动时候3h即可达到稳态，且浓度能迅速恢复，控制质量高。3.1.4 双效变压精馏 Aspen Dynamics动态模拟应用高压塔和低压塔实现甲醇和水的分离并最大限度节省能量。（要求：甲醇（高、低压塔）纯度96%）双效变压精馏过程控制如下：（1）通过高压塔进料阀门调整总进料流量（2）通过高压塔再沸器热负荷调整高压塔灵敏板温度（3）通过低压塔进料阀门调低低压塔灵敏板温度（4）两塔添加回流和进料量质量比例控制（5）通过调整冷凝器热量移除低压塔操作压力（6）通过调整馏出物流量控制回流罐液位（7）通过调整釜液流量控制塔釜液位得到控制方案如图，仪表盘如图。图3-17双效变压精馏动态模拟控制方案图3-18控制器仪表盘通过程序编写，控制高压塔冷凝器热负荷等于低压塔再沸器负荷，程序如下图：图3-19程序图对温度控制器进行继电-反馈调节，对控制器参数进行整定得到温度控制器参数调整表，如下表：控制器Kc（min）低压塔温控器（Tc1）0.99987.92高压塔温控器（Tc2）0.59332542.24表3-20温控器参数在3h后添加流量扰动（流量增大10%）后，产品纯度和灵敏板温度如下图：图3-21两塔纯度对干扰响应图图3-22低压塔灵敏板温度对干扰响应图图3-23 高压塔灵敏板温度对干扰响应图由图中可知，发生进料波动时候4.2h即可达到稳态，且浓度可以在短时间恢复，控制质量较高。3.2 自动控制方案设计3.1.1 萃取精馏设计图 3-24 萃取精馏塔PID图图 3-25 萃取精馏塔PID图3.1.2 共沸精馏设计图 3-26 萃取精馏塔PID图3.1.3 MMA、C6H14分离塔设计图 3-27 MMA分离塔PID图3.1.4 双效变压精馏设计图 3-28双效分离塔PID图第四章设备创新4.1 R0301全混流反应釜三釜串联经Aspen-Sensitivity调节后的R0301全混流反应釜参数如下图：图4-1 R0301参数图发现反应器体积为50立方米较大，而MAL转化率为MAL=107/111 = 96.39%，未能完全转化。根据化学反应工程学原理知全混流反应器串联可以大限度的减少反混，减少反应器体积，所以采用三反应釜串联的方式减少反应器体积，参数如下图：图4-2三釜串联单釜参数图由图知体积节省率=1-3*6.5/50 = 61%，并且MAL=110/111=0.99，转化率的到提升，并且节省了反应器费用。4.2 高性能浮阀塔盘经过综合分析以及各类资料的查询，我们对本项目中的板式塔塔盘均选用泽华公司发明ADV高性能浮阀塔盘。ADV高性能浮阀塔盘是在F1型浮阀塔板的基础上，吸取其有利因素，并克服其缺点而开发的，在浮阀结构和塔板结构上有其独特之处，具体如下：ADV微分浮阀结构示意见图4-3。在浮阀顶平面上增加了3个切口，相当于小阀孔，消除传统F1型浮阀顶部传质死区，使气体分散更加细密均匀匀，气液接触更充分。此外，由于部分气流经阀顶小孔喷出，降低了阀周边喷出的气速，并减少了高负荷时各阀间的气流对冲，从而减少雾沫夹带，相应提高了气相处理量。图4-3 ADV浮阀塔盘示意图(2) ADV微分浮阀具有特殊的阀腿和阀孔结构，使浮阀不能旋转，只能上下浮动，对气流具有一定的导向作用，可以减少返混，有利于消除塔板上液体滞流区，使液流分布均匀，从而提高效率(见图4-3和图4-4)。图4-3 ADV微分浮阀和传统浮阀鼓泡状况图4-4塔盘上液体的流动状态(3) 采用铰接式塔板连接结构，使塔板连接处也可布阀，增大了塔盘的开孔率，提高了整个塔盘的阀孔排列均匀度，进一步提高了塔板效率和处理能力，同时缩短了塔盘安装时间。(4) 在液体人口区安装鼓泡促进器。其原理是减薄液层，降低液体人口处的液体静压，使气泡更易形成，同时使气体分布也趋于均匀，从而提高了传质效率。(5) 采用新式降液管，可有效降低受液面积，从而增加鼓泡区面积，提高塔盘处理量。ADV浮阀塔盘与F1浮阀塔盘具有相同的浮阀尺寸，因此F1浮阀塔盘的设计程序和方法完全适用于ADV浮阀塔盘的常规设计。只需要用ADV浮阀一对一替换F1浮阀，而不必改变其他塔盘参数和阀孔排列，就可减少安装时间，节约投资，并且塔板性能就会有如下变化： 塔板处理能力提高40%； 塔板效率提高10%以上； 塔板的泄漏率大幅下降，约降低60%以上； 塔板的操作弹性由5提高至10； 高气速下，雾沫夹带量大幅下降；10%夹带点气速提高约20 30%； 氧解吸塔板效率较F1增加5 15%。4.3 管壳式换热器强化传热与自清洁技术传热效率低下和传热表面积污结垢造成的传热劣化问题，是国际上多年来一直未解决的热传递过程中的难题，也是制约化工等高能耗行业提高能耗利用率的