化工企业生产中能源绿色回收系统设计--毕业论文

中文摘要随着化工业的发展，高分子材料得到普遍重视和广泛的应用。高分子产品已遍及国民经济的各个领域，因此我国对该领域及已高度的注视。丙烯腈是三大合成材料的重要原料之一，丙烯腈的发展在一定程度上代表了整个国家合成材料的发展，然而在我国丙烯腈的生产过程中存在着水资源严重浪费的现象，大大的增加了生产成本，影响着丙烯腈的发展，因此减少生产中的浪费已经成为了不容忽视的问题。吉化丙烯腈厂是我国生产丙烯腈的十大企业之一，经过我们对该厂的多次调研发现该厂目前生产中有许多水资源浪费的现象，我们对该方面进行查阅相关资料、进行整体方案设计与理论、相关理论知识及方法分析、改善方案能源回收过程分析等过程对蒸汽凝结水系统进行优化，改善目前的凝结水处理方式，减少水资源的浪费，同时改善生产环境降低生产成本。关键词丙烯腈、凝结水、水击、回收系统、安全阀TITLEALARGECHEMICALENTERPRISEINTHEPRODUCTIONOFGREENENERGYRECOVERYSYSTEMDESIGNABSTRACTALONGWITHTHEDEVELOPMENTOFINDUSTRY,POLYMERMATERIALSOBTAINEDUNIVERSALATTENTIONANDWIDELYUSEDPOLYMERPRODUCTSALREADYPERVADEDALLAREASOFNATIONALECONOMYINCHINA,THEREFOREINTHEFIELDANDHASHIGHATTENTIONACRYLONITRILEISTHREESYNTHETICMATERIALS,ONEOFTHEIMPORTANTRAWMATERIALSINTHEDEVELOPMENTOFACRYLONITRILEINACERTAINEXTENTREPRESENTSTHEWHOLECOUNTRYSYNTHETICMATERIALSDEVELOPMENT,BUTINCHINATHEPRODUCTIONPROCESSOFACRYLONITRILEEXISTSTHEPHENOMENONOFSERIOUSWASTEOFWATER,GREATLYINCREASINGTHECOSTOFPRODUCTION,AFFECTSTHEDEVELOPMENTOFACRYLONITRILE,THUSREDUCINGTHEWASTEPRODUCTIONHASBECOMETHEPROBLEMTHATNOTSALLOWTOIGNOREINCHINAJIHUAACRYLONITRILEFACTORYISONEOFTHETOPTENENTERPRISEPRODUCTIONACRYLONITRILE,AFTERWETOTHEPLANTMANYRESEARCHFOUNDMANYOFTHECURRENTPRODUCTIONWATERRESOURCESOFTHEWASTE,WETHISPAPERACCESSRELEVANTINFORMATION,OVERALLDESIGNANDTHEORY,RELEVANTTHEORETICALKNOWLEDGEANDMETHODSTOANALYZE,IMPROVESCHEMEENERGYRECOVERYPROCESSANALYSISPROCESSFORSTEAMCONDENSINGWATERSYSTEMOPTIMIZATION,IMPROVECURRENTWATERTREATMENT,REDUCEWATERWASTE,IMPROVINGPRODUCTIONENVIRONMENTTOREDUCETHEPRODUCTIONCOSTKEYWORDSACRYLONITRILE,CONDENSATIONWATER,WATERHAMMER,RECOVERYSYSTEM,THERELIEFVALVE目录1绪论111国内外丙烯腈生产情况1111国内外丙烯腈产量和市场需求分析1112国内外态势分析212我国丙烯腈产量、消费和市场分析213课题研究的内容、目的和意义3131课题研究的内容和目的3132课题研究的意义32丙烯腈的生产工艺521丙烯腈的制备方法522丙烯腈的生产流程623装置的工艺原理83蒸汽凝结水系统现状的研究和分析1531凝结水系统的现状及处理方法1532蒸汽凝结水系统改进的思路1933系统的节能分析及常见问题21331系统的节能分析21332系统节能中的常见问题及处理方法224蒸汽凝结水系统的优化过程2441蒸汽使用过程中的优化措施2442蒸汽管路的优化过程295设备的选型及经济效益分析3251设备的选择3252效益分析及设备投资回收期346结论37致谢38参考文献391绪论随着化工的发展，人们对高分子材料的的追求也日益增加，丙烯腈作为合成树脂、合成纤维、合成橡胶三大合成材料的重要原料之一得到快速发展。此外，丙烯腈聚合物与丙烯腈衍生物也广泛应用于国民经济的多个领域。丙烯腈与1893年由法国化学家首次制得，但直至20世界40年代丙烯腈才开始工业化生产，并且得到突飞的发展。11国内外丙烯腈生产情况111国内外丙烯腈产量和市场需求分析2005年世界丙烯腈产量为614万吨/年，2006年全球丙烯腈产量为617万吨/年。截至2010年，全球丙烯腈能力为624万吨/年。市场分析人员表示，2008年全球丙烯腈需求比2007年下降了约15，这是丙烯腈历史上需求降幅最大的一年。受全球经济的影响，丙烯腈下游主要领域如腈纶纤维和丙烯腈丁二烯苯乙烯聚合物（ABS）市场需求降低，从而导致2008年全球丙烯腈需求下将至约440万吨/年。2008年全球丙烯腈装置的平均开工率为75，到了第四季度开工率甚至下降至55。2009年第一季度开工率比上年第四季度有较大幅度的上升，但仍远低于满负荷生产的水平。2010年丙烯腈的生产产量得以好转并有所提高。据分析，2008年来自腈纶领域的丙烯腈需求，从2007年的220万吨下降至176万吨；来自ABS领域的丙烯腈需求，则从2007年的220万吨下降至152万吨。据从事市场咨询的英国TECNONORBICHEM（泰可荣）公司分析，丙烯腈生产面临的最大问题是腈纶纤维的不景气。腈纶是丙烯腈最大的终端用户，占丙烯腈需求量近50。2008年以来，由于需求减少，腈纶纤维生产商的开工率低达60，产量大幅下滑。据日本化学纤维协会报道，2008年世界腈纶纤维比上年减少18，为202万吨，已连续4年减少。中国大陆产量减少25。主要出口地区日本、台湾省则分别大幅度减少39和32。腈纶需求衰退导致丙烯腈生产成本不能有效地向下游转移，迫使生产厂家低负荷运转，甚至停产。丙烯腈第二大终端用户是丙烯腈丁二烯苯乙烯聚合物（ABS），ABS成为驱动丙烯腈需求的主要动力。进10年来ABS消费占全球丙烯腈生产的份额增加。截至20082009年，全球的丙烯腈供应相对维持不变，约为620万621万吨/年。唯一计划新增的能力为旭化成公司与泰国PTT化学公司合资在泰国马塔府建设的20万吨/年装置，定于2010年底2011年初投产，目前该公司已经处于正常生产。生产商们很看好2011年的世界丙烯腈市场前景。20102011年世界丙烯腈需求年增长率约为15。腈纶需求量得到好转，其消费量比例将从2005年50上升到2011年57；ABS消费量比例将从32上升至36。据预计，2011年世界丙烯腈需求将达约724万吨1。112国内外态势分析2010年世界丙烯腈需求量为624万吨，按用途来分丙烯酸类纤维占50、ABS树脂占24、己二腈占10、丙烯酞胺占4、其他用途占12。据统计资料显示，2010年全球丙烯腈产能约为624万吨，按产地分布，美国为1845万吨、英国390万吨、德国395万吨、中国775万吨、韩国510万吨、俄国430万吨、巴西190万吨、墨西哥160万吨、荷兰275万吨、印度30万吨、西班牙130万吨、日本820万吨、中国台湾省420万吨。由于目前市场供应短缺、丙烯原料及能源价格上涨等原因导致丙烯腈价格不断上涨。虽然价格一路上扬，但毛利依然不高，致使部分生产商已降低产能，使市场供需趋于平衡。2010年全球丙烯腈产能约624万吨，预计未来产能还将以2的年增幅继续扩大，而且新增产能主要集中在亚洲，如BP和中石化合资的上海嘈径赛科石化新建260万吨/年丙烯腈装置，在2010年底已经投产。据预计，全球丙烯腈需求增速会略高于产能增速，平均为2025/A，且集中在亚洲，特别是我国。我国未来将扩大ABS树脂和丙烯酸类纤维生产能力，从而推动丙烯腈消费增长。全球丙烯腈开工率也由两年前的82上升至89。随着丙烯腈下游产品的迅猛发展，国内丙烯腈市场需求量已到每年140多万吨。每年有近1/3的丙烯腈需要从国外进口。因此，进一步提高丙烯腈的产能，降低生产成本，减少环境污染，加强节能减排已成为国内丙烯腈各生产厂家的共识。我国丙烯腈生产企业应加强与国内外科技和生产企业的交流与合作，加快合成技术提升的步伐，加大对丙烯腈衍生物的研究与开发力度，调整丙烯腈下游产品结构，逐步形成有技术、有实力、有特色的丙烯腈生产企业，形成精细化、系列化产品，增加经济效益，规避市场风险，提高竞争实力。目前世界上大多数国家50以上的丙烯腈用于生产腈纶纤维，我国则占80以上。近年来世界腈纶市场一直处于萎靡状态，国内腈纶装置相继停产，丙烯腈的出路成为一大问题。在此背景下，开发丙烯酰胺等丙烯腈的下游产品已成为当前提高石化产业精细化程度的战略任务2。12我国丙烯腈产量、消费和市场分析121丙烯腈的产量作为炼化产业链的重要环节，丙烯腈主要用于腈纶、工程塑料以及聚丙烯酰胺等方面的生产。目前，我国主要有10家丙烯腈生产厂家，年生产能力达132万吨。2005年我国主要生产企业丙烯腈产量约为1013万吨/年，全国总产能约达110万吨/年，2006年底我国丙烯腈主要企业总产量达到1062万吨/年，全国总产量约达115万吨/年。至2010年产能基本未变。我国丙烯腈生产量已由2000年417万吨、2001年42万吨、2002年518万吨、2003年604万吨、2004年712万吨、2005年931万吨和2006年942万吨增加到2007年965万吨和2008年1000万吨，2009年达102万吨。2010年达109万吨。122丙烯腈的市场前景我国丙烯腈消费量已由2000年57万吨、2001年68万吨、2002年812万吨、2003年985万吨、2004年103万吨增加到2005年1247万吨和2006年1257万吨，并进一步增加到2007年1285万吨，减少至2008年1279万吨，2009年增加到1471万吨，2010年再度增加达到1582万吨。我国对丙烯腈的需求持续增长，ABS需求的年增长率超过10，腈纶需求年增长率为3。2010年我国丙烯腈的主要消费领域仍是腈纶纤维，约占总需求量的554；其次是ABS/SAN树脂（占241）、丙烯酰胺（占61）和丁腈橡胶。由于丙烯腈副产氢氰酸的环保问题，近年新增产能较少，预计2015年将达到140万吨/年，由此可以看出丙烯腈有个很好的市场前景3。13课题研究的内容、目的和意义131课题研究的内容和目的面对着我国目前对丙烯腈的需要，如何提高丙烯腈的产生率以及生产过程中有效的利用各种资源已经成为刻不容缓的问题。目前在丙烯腈的生产过程中，水是其过程中的主要伴热资源，然而我国水资源短缺的现象比较严重，因此合理充分利用水资源已经成为不容忽视的问题。尤其在化工企业尤为主要，化工企业每天需要大量的水资源，通过对吉化丙烯腈厂的实际调研，发现目前该厂实际生产中水资源浪费现象很严重，水蒸汽没有得到有效的回收。因此我们对该厂进行了数据收集，同时也对该厂实际水处理情况进行了细节的观察。通过我们收集的数据及其水处理的情况我们通过一系列的改善来对该厂生产过程中的水及其蒸汽进行回收。本文研究的目的就是在于节约利用水资源减少对其的浪费同时也大大减少了丙烯腈的生产的成本，进而提高丙烯腈的生产效益。132课题研究的意义工业蒸汽有效利用最主要的措施是凝结水的回收利用。凝结水含有蒸汽总热量的2030，而且品质优良，是相当可观的余热资源。但长期以来，我国很多企业的凝结水回收率很低，造成热能和水资源的巨大浪费。其主要原因有两个方面一方面，由于蒸汽疏水阀选型、安装有误以及疏水阀本身质量等问题，致使间接用汽设备无法正常疏水，或影响加热，或漏汽严重；另一方面，由于没有很好地解决高温凝结水的泵送汽蚀问题，回收方法多采用开放式，闪蒸降温的损失十分严重。因此，要高效利用凝结水，提高节能率，首先应尽量减少用汽设备的漏汽，其次应尽量将凝结水及时地输送至适合利用的场合。而这需要从系统和设备两方面来解决，即通过性能较好的设备组成密闭式凝结水回收系统，使凝结水在降温损失较小的情况得到利用。通过对凝结水系统优化，优化后丙烯腈全厂对空间无泄漏现象，改变了全厂环境面貌。其二充分利用了潜热热值，其三提高了凝结水的回收量，凝结水回收率达到90以上，因此经过凝结水系统优化后大大的减少了全厂对水浪费的现象，同时改变了厂区的生产环境。2丙烯腈的生产工艺21丙烯腈的制备方法丙烯腈的生产方法有氰乙醇法、乙炔法和乙醛氢氰酸法、丙烯氨化氧化法。其中氰乙醇法已淘汰，乙炔法仅少数国家沿用。1960年以前，丙烯腈的生产方法有三种，具体如下1氰乙醇法环氧乙烷和氢氰酸在蒸汽凝结水和三甲胺的存在下反应得氰乙醇。然后以碳酸镁为催化剂，于22290脱水制得丙烯腈，收率约75。反应方程式如下（21）、（22）所示（222CHONCH1）（2222O2）此法虽能制得高纯度的丙烯腈，但氢氰酸毒性大，成本也较高2乙炔法乙炔和氢氰酸在氯化亚酮氯化钾氯化钠稀盐酸溶液的催化作用下，在8090反应得丙烯腈反应方程式如下（23）（222CHNCH3）此法生产简单，收率良好，以氢氰酸计可达97，但副反应多，产物精制较难，毒性也大，且原料乙炔价格高于丙烯，在技术经济上落后于丙烯氨化氧化法。3乙醛氢氰酸法乙醛和氢氰酸在氢氧化钠溶液的催化作用下反应，生成氰醇，在磷酸的作用下分解成丙烯腈和水，具体反映方程式如（24）所示241952年以后世界各国相继建立了乙炔与氢氰酸合成丙烯腈的工厂。本方法比上两法技术先进、工艺过程简单，但丙烯腈分离提纯较为困难，需大量电能生产电石。虽然这一方法曾被世界各国普遍采用，但生产发展受到地区资源的限制。由于以上生产方法原料贵，需用剧毒的HCN为原料引进CN基，生产成本高。限制了丙烯腈生产的发展。1959年开发成功了丙烯氨氧化步合成丙烯睛的新方法，该法具有原料价廉易得、工艺流程简单、设备投资少、产品质量高、生产成本低等许多优点，使其1960年就在工业生产上应用，很快取代了乙炔法，迅速推动了丙烯腈生产的发展，成为世界各国生产丙烯腈的主要方法4。4丙烯氨氧化法原理（主、副反应）丙烯氨化氧化的反应主反应为（25）（25）丙烯氨氧化法原料便宜易得，工艺流程简单，利用蒸汽伴热即可，而且对丙烯纯度要求不高，炼油厂含丙烯50以上的尾气即可使用，生产成本大约是环氧乙烷法的4050，是乙炔法的5055左右，产物分离相对容易，产品纯度高，是目前最先进最经济的合成路线。丙烯、氨、氧在一定条件下发生反应，除生成丙烯腈外，尚有多种副产物生成。副产物是通过以下副反应产生的（26）以上（26）是生成氢氰酸的化学方程式，此反应过程中的氢氰酸生成量约占丙烯腈质量的1/7。（27）以上（27）是生成乙腈的化学方程式，此反应过程中的乙腈的生成量约占丙烯腈质量的1/6。（28）以上（28）是生成丙烯醛的化学方程式，此反应过程中的丙烯醛的生成量约占丙烯腈质量的1/100（29）以上（29）是生成丙烯醛的化学方程式，此反应过程中的二氧化碳的生成量约占丙烯腈质量的1/5，它是产量最大的副产物。上述副反应都是强放热反应，尤其是深度氧化反应。在反应过程中，副产物的生成，必然降低目的产物的收率。这不仅浪费了原料，而且使产物组成复杂化，给分离和精制带来困难，并影响产品质量。为了减少副反应，提高目的产物收率，除考虑工艺流程合理和设备强化外，关键在于选择适宜的催化剂，所采用的催化剂必须使主反应具有较低活化能，这样可以使反应在低温水蒸气下进行，这样可以抑制副反应从而提高丙烯腈的生成率5。22丙烯腈的生产流程丙烯腈的生产过程是一个比较复杂的，在其生产中有许多副产物，必须将其分离开来并且得到纯净的丙烯腈下面是丙烯腈总的反应流程流程图B1B2B3B4B5B6B7B9B10B1B12B13123456781011213B14151618202122324252627282930进料段反应段分离段萃取解吸脱乙腈脱HCN成品塔图21反应流程图（A）图21反应流程图（B）以上图21AB为丙烯腈生产中的流程图6，下面我们对此流程进行分析1进料阶段液氨和丙烷分别用水加热蒸发，在经过预热器预热到66，在进入反应器中，在此过程中我们应该注意在机床启动时，反应器进料组分应按下列顺序进入空气、氨和丙烯；机床停止时，反应器进料组分的切断应严格按照相反的顺序，即首先切断丙烯进料，然后切除氨进料，最后是切除空气进料，或同时切除这三种原料。这是为了避免在反应器中形成爆炸性混合物。2反应段经过过滤后的空气有压缩机压缩到010325MPA左右，经计量进入反应器，同时加入适量的催化剂，此过程利用水蒸气进行加热，并且该过程为放热反应，因此反应过程中产生的热量必须移出，以便能够保持反应区域的温度在400450范围内。为移出这部分热量，需要在反应器催化剂床中安装了撤热系统，该系统由竖直安装在反应器催化剂床中的32组盘管组成。在这些盘管当中，有22组用于产生蒸汽，10组用于蒸汽过热。用于蒸汽过热的10组盘管其中6组是三通道的，4组是六通道的；而用于蒸汽发生的盘管中有18组六通道盘管、2组五通道盘管以及2组二通道盘管。在反应器集气室和反应器出料管线存在着后燃的可能性，这一情况可根据后燃点温度以每秒3060急剧上升来判明。以下原因可能导致后燃发生如果催化剂被过度的还原，大量的丙烯将不能反应，并且与空气混合可能形成易燃物，因此反应器出口气中的氧含量应该保持在要求的范围内通常为13，以防止催化剂被过度的还原；若氨对丙烯的配比太低，易在催化剂床层上方燃烧的过量丙烯醛就会产生，因此氨对丙烯的配比也应保持在要求范围之内，也就是说所有的进料必须是精确计量的。如果反应器出口气中氧的含量太高，其中的有机物就可能燃烧。反应器内装有八组三级旋风分离器，反应气体在离开反应器之前必须通过旋风分离器。这些旋风分离器能脱除大部分被反应气体夹带出的催化剂，催化剂落入各自旋风分离器下部的料腿，并返回至催化剂床层。第一级料腿向下延伸至反应器下部，第二级和第三级料腿延伸至反应器密相床中部，并装有翼阀，翼阀由挡板构成，以阻止气体在旋风分离器料腿中向上流动。当料腿中催化剂的重量克服翼阀外部的压力时，挡板就会间歇地打开，当挡板打开时，一些催化剂就会被卸至催化剂床层中。第二级和第三级料腿在三个位置进行仪表风的吹扫，吹扫必须始终进行。仪表风的吹扫能使料腿中的催化剂保持流化，有助于催化剂的流动。料腿堵塞会导致催化剂损失量的异常增长。3分离段经过反应器反应后的气体产物，经床顶的分离器除尘，回收催化剂，再由预冷冷却装置将气体温度降低，在经过急冷塔进行氨中和急冷塔下部由环水洗去夹带的粉尘，以及可能已经形成的渣滓，和少量的氨。随后气体通过泡罩进入急冷塔上半段，用工业硫酸中和气体中残余的NH3，之后气体经急冷塔进入下一个装置中。生成的气体进入水收塔，吸收塔吸收了生辰气体中的丙烯腈，乙腈，氢氰酸等有机成分，防空未反应气体，得到粗丙烯腈水溶液4萃取解吸段和脱乙腈丙烯腈水溶液进入萃取精馏塔，丙烯腈和水的共沸物从塔顶馏出，乙腈由侧线采出，乙腈再到乙腈塔精馏得到相应的副产物。而ANH2O共沸物冷却后分为水相和油相两层，经分离器收集的油相含AN和HCN、少量丙烯醛，进入脱氰化氢塔内，水相返回萃取塔做溶剂5脱HCN和成品塔段脱氰化氢塔从塔顶分离采出，得到高纯度的HCN，塔釜为粗AN，釜料进入AN精馏塔（即成品塔）真空精馏，塔釜为高沸物，塔顶为低沸物，AN从侧线采出，成为合格产品进入成品贮槽。以上5个步骤就是丙烯腈的生产过程，此过程中需要大量的热量，因此在现在的化工行业生产系统中提供的热源大都来自水蒸气，蒸汽加热能够保证反应过程中反应物加热均匀。23装置的工艺原理1反应器的工艺原理反应器内所用的催化剂是一种非常细小的颗粒，当气体通过催化剂床层时，催化剂象液体一样流动，称为流化的催化剂。通过催化剂床层上升的反应气体不仅可以引起床层的上升和膨胀，而且会使床层在反应器内翻腾和流动，就象水在锅中剧烈沸腾一样。如果通过反应器的气体流量太低，气体和催化剂将不能够得到良好的接触，那么气体仅能以鼓泡或沟流的形式通过催化剂床层；另一方面，若气体流量太高，就会引起反应器内催化剂床层高度过高而导致催化剂被带出反应器而造成损失。线速度大小会影响到催化剂的流化效果。线速度可按照如下方法计算反应器线速度，M/S（反应器进料量）（TR）（PN）（105）/（反应器截面积）（TN）（PR）（210）A反应器进料量进入反应器的空气、丙烯及氨的流量之和，NM3S。BTR反应器床层温度，K273。CTN273K，标准温度。D105出料气与进料气的摩尔比。E反应器截面积未按内部构件校正的反应器截面积，平方米。FPN标准压力，KPAGPR反应器顶部压力，KPA2急冷塔的工艺原理急冷塔为两段式塔，用来使反应气体从200冷却至80；在急冷塔上段中和反应气体中未反应的氨；在急冷塔下段把夹带的催化剂和重组分从反应气体中分离出来。急冷塔下段急冷的实现是通过引入四效残液完成的，该液体经过两块除沫塔盘后进入塔内。当反应气体通过急冷塔下段时，其中的水蒸汽（未饱和）量会变成饱和状态，水的绝热蒸发起到了冷却反应气体的作用。在急冷塔内四效残液中的所有聚合物仍然会保留在未蒸发液之中，并作为急冷塔釜液排出，急冷塔釜液中含有很低浓度的丙烯腈、催化剂微粒和聚合物，送至废水处理系统。脱氢氰酸塔分层器的水相以及成品塔釜液也要引入急冷塔下段，在急冷塔中，这些物料中的丙烯腈从液相中闪蒸出来进入急冷塔上段得以回收。来自脱氢氰酸塔水相物料中的醋酸与氨反应生成醋酸铵。醋酸铵和成品塔釜液中的聚合物都存留在急冷塔釜液中，送至废水处理系统。经过反应器而未转化的氨必须中和除去。如果氨的含量过多，氨可能与丙烯腈反应形成各种聚合物，而且氨还能促使氢氰酸聚合。未反应的氨是通过与加至急冷塔上段循环水物料中的硫酸起反应来除去的，硫酸和氨反应生成的硫酸铵用泵送至硫酸铵回收装置。硫酸的加入量取决于急冷塔上段循环液的PH值，正常情况下PH值的范围应在3550。通过控制急冷塔上段加入的急冷水量，使得急冷塔上段的硫酸铵的浓度控制在1822。一台塔顶除沬器安装在急冷塔的后面，以捕集带出的液滴并使其返回到急冷塔上段。当急冷塔上段的硫酸铵浓度达到26或更高时，就会产生相分离。硫酸铵浓度升高时，硫酸铵中聚合物的溶解度就会降低，聚合物相一但成形并老化，就能造成此设备及相连管道的严重堵塞问题7。3吸收塔的工艺原理吸收塔及相关的热交换器和蒸发器是一个综合的系统。吸收塔全塔为高效填料，吸收塔设计能回收进料气中999的丙烯腈。吸收塔系统中任何部分操作条件的变化，都会影响到其它部分，操作变化的互相联系和整个影响将需相对较长的时间，才能在此设备中得以明显的体现。吸收水流量的主要控制点是吸收水冷却器出口贫水管线上的流量调节器，此调节器的设定值是根据吸收水的需要量来确定的，该调节器的改变将使吸收塔中段集液盘上的液位发生变化，通过集液盘液位调节器的自动控制，从而改变了吸收塔上段循环回路中的水流量，然后，通过吸收塔塔釜液位指示调节器的作用，使吸收塔塔釜富水的流量发生了改变，该流量的变化又调整了吸收塔塔釜的液位，并使吸收塔在新的贫水流量下操作。从以上流量变化和控制说明可以明显地看出，水的流量的改变必须缓慢地进行，使得在做进一步改变之前，应有充足的时间自动地调整液面。高压有利于吸收。在与反应器良好的操作状态相一致的前提下，吸收塔应在较高压力下进行操作；低温也同样有利于吸收，吸收塔设计在20的塔釜温度下操作。如果低温能够获得，且系统各处的吸收水没有冻结的危险，那么吸收塔低温操作是有益的。采用较低的温度，可以在较低的压力或较低的水流量下能够获得同样的吸收效果，或者在同样的压力和水量下吸收效果更好。如果不能获得20的塔釜操作温度，那么增加压力，吸收也会增加，在恒定的温度和压力下，水量的增加，同样有利于吸收。吸收塔尾气物料的分析结果，可用来确定应使用的水量、操作温度和操作压力。通常尾气中丙烯腈的量应小于1KG/H。吸收塔的操作温度受制冷系统能力的限制。要维持所期望的吸收温度，天暖时操作就会比天冷时需要更多的冷量。吸收塔全面的温度控制取决于很多因素，以下就是其中一些因素急冷后冷却器气体离开后冷却器进入吸收塔。如果温度较高，就必须在吸收塔中移出较多的热量，另外吸收塔进料气温度较高必然导致吸收塔进料中水蒸汽增加，这部分多余的蒸汽冷凝下来所释放的热量也必须从吸收塔中移出。急冷塔后冷器凝液冷却器从急冷后冷却器出来的工艺冷凝液在此进一步冷却到10。然后送至吸收塔下段填料层的上部。丙烯蒸发器的操作如果较多的丙烯被蒸发，就需要较多的热量，贫水从蒸发器出来的温度就较低，因此丙烯蒸发器和吸收塔的操作是互相联系的，蒸发器壳程压力的减小会使丙烯蒸发温度降低。吸收水冷却器较低的温度有利于吸收塔操作。氨蒸发器的操作氨蒸发器和丙烯蒸发器是类似的，氨的蒸发量、蒸发器壳程氨的压力以及吸收水的温度都是相互联系的，氨蒸发器或丙烯蒸发器的温度太低都有可能导致吸收水冻结。进料气的组成吸收热随进料气组成的变化而变化。因此改变这些组分的量，会使热负荷也随之改变。要吸收的气体量吸收热必须从吸收系统中移出。如果更多的气体被吸收，就必须从系统中移出更多热量。吸收水流量所有循环的吸收水必须冷却。因此，吸收水流量改变，热负荷也将随之改变8。4回收塔的工艺原理回收塔是由90块浮阀塔盘组成的，它通过萃取精馏把乙腈从丙烯腈中分离出来，同时将大部分水脱除。如果两种组分的沸点非常相近，简单的精馏技术无法使它们分离，可采用萃取精馏分离这两种组分。在萃取精馏时，引入第三组分（溶剂），以助于分离，第三组分的存在提高了一种主要组分的相对挥发度。在回收塔中，使用水作为溶剂将乙腈从丙烯腈中分离出来。丙烯腈最好以丙烯腈水共沸物的状态从塔顶馏出，但有时带出的水比形成共沸物所需要的水要多一些；乙腈从回收塔下段汽提出来，并作为汽相侧线从塔中引出。进料中的氢氰酸被分开了，其中大部分和丙烯腈一起从塔顶采出，其余的和乙腈一起从侧线引出，进入乙腈塔。影响回收塔操作的可变因素主要有以下几点（1）回收塔温度分布（2）塔的压力（3）溶剂水流量（4）进料量（5）热量输入（再沸蒸汽、进料和溶剂水的流量和温度）6溶剂水中乙腈量。下面讨论这些可变因素的作用及其相互影响。回收塔温度分布图22是典型的回收塔温度分布图，其实线表示所期望的分布状态，虚线表示以下讨论的变化情况。温度分布对回收塔的操作是很重要的，但是温度分布并不能表示出什么时候的出料组分可能是不合格的，最终的控制数据要看塔顶物料和侧线物料的分析结果。乙腈塔进料中丙烯腈的含量也很重要，但由于这股物料中丙烯腈的浓度总是很低，因此，选择乙腈塔塔顶物料的分析是观察回收塔操作的一个好位置。正如图中虚线所示，塔的温度分布是可能改变的，它可以通过改变包括溶剂水和进料的温度、溶剂水的流量、蒸汽量、温度调节器的位置和温度设置以及塔压力的综合效果达到。曲线上“A”点以上的变化主要是由去塔顶水量的变化引起的。这些温度的变化并不是关键性的，但是为了尽量减小乙腈、水和丙酮的量，应该尽可能的保持低的塔顶温度。“B”点以下温度变化是由于压力和组分的变化造成的。图22回收塔温度分布图图22中“A”和“B”两点之间的温度变化非常重要。当这些温度向上方的虚线移动时，回收塔塔顶物料中就会出现大量的乙腈；当这些温度向下方的虚线移动时，在乙腈塔进料中就会出现大量的丙烯腈。为了获得回收塔最灵敏的控制，将温度记录调节器设置在第3挡，其温度设定值为8087，温度记录调节器就能测出“A”和“B”之间拐点处的温度。压力回收塔在微小的正压下操作，使得分层器可向洗涤器排气。在回收塔内，较小的压力变化对分离的影响可以忽略不计。溶剂水量溶剂水量（溶剂水与丙烯腈的理论配比为61）是很重要的，这是因为如果溶剂水量太小，将导致乙腈和丙烯腈的分离效果不好；溶剂水量太大，就会造成蒸汽和冷却水的不必要浪费。设计的溶剂水量是相对保守的，并且如果溶剂水温度较低，那么溶剂水的需求量也就较少。进料量当一股需回收的物料加入进料中或从进料中消除时，进料量会改变，这些改变应该缓慢地进行。当加入或除去一股上述物料的时侯，必须仔细地观察回收塔的操作情况。再沸蒸汽在回收塔正常操作期间，为控制该塔，进入再沸器的蒸汽量是计算机或操作者最常调节的变量，在调节同时，要密切注意塔的温度分布。通常的反应是如果回收塔塔顶的乙腈量太大，就需减小再沸蒸汽量；如果太多的丙烯腈去乙腈塔而损失，就需增大进入再沸器的蒸汽量。溶剂水和进料进料和溶剂水的稳定控制对保持回收塔恒定的热量输入是重要的，这些物料的流量或温度的改变都应缓慢地进行。溶剂水和进料的设计温度分别是48和66，开始操作时应稳定在这些温度上，有了操作经验之后，就能找到实际需要的值。溶剂水中的乙腈量溶剂水中的乙腈的浓度能强烈而迅速地影响到回收塔塔顶乙腈的浓度，因此应保持在抽出的贫水/溶剂水物料中的乙腈浓度必须保持在50PPM（百万分之50）以下。应该注意的是，任何残留在贫水/溶剂水侧线物料中的乙腈，都将存在于送往回收塔塔顶的溶剂水中，并且其中大约80的乙腈将同丙烯腈一起从回收塔顶部馏出。由于回收塔釜液中含有98以上的水，当塔釜压力大约是007MPA时，回收塔釜液温度应恒定地保持在大约115左右。这一温度和塔内其它点温度的降低都表明乙腈甚至还有氢氰酸正沿回收塔下降，这种情况可以通过加大进入该塔再沸器的热量来调整，增加的再沸器热量将加热整个塔。为了避免回收塔温度分布图中“A和“B”两点之间对应塔段的升温，同时乙腈塔的侧线采出气相量也要同时增大，这样操作的结果能使回收塔塔釜的蒸汽量增加，而不致使塔的中部过热的现象出现。回收塔釜液中杂质乙腈含量的较小改变，对115的塔釜温度不会有明显地影响。溶剂水中乙腈含量为25PPM或100PPM时，塔釜温度会是相同的，然而，25PPM和100PPM的差别足以造成回收塔顶部粗丙烯腈的不合格。因此该塔的一个重要的控制点是控制溶剂水中的乙腈含量。回收塔顶部出料回收塔顶部出料气必须冷却至40以下，以便在分层器中实现相分离，即在分层器中分成含丙烯腈88的富丙烯腈相和含水约83的富水相。富丙烯腈相中丙烯腈和水的比例约为101，剩余组分主要是氢氰酸；水相返回至回收塔进料，以便通过再处理回收少量有机物。为防止腐蚀和确保丙烯醛、丙酮能与HCN反应生成氰醇，应通过向回收系统中加入碳酸钠溶液使得回收塔分层器水相的PH值保持在5572之间9。5乙腈塔的工艺原理乙腈塔是由15块浮阀塔盘组成的，设计可生产浓度为5的粗乙腈。在进料量恒定的条件下，减少出料量，将使回流比增加，并因此获得较高的乙腈纯度。但是，必须注意的是，酰胺生产时丙烯腈中杂质恶唑可通过粗乙腈的出料而被除去，在减少出料量的同时，侧线中恶唑含量会上升，应确保出料量能足以将系统中的乙腈及恶唑移出，出料量太低可使过量的乙腈及恶唑返回回收塔，致使丙烯腈中乙腈及恶唑含量不合格。可根据反应器中乙腈的转化率和侧线恶唑的含量，确定所希望的粗乙腈出料量和乙腈纯度。6脱氢氰酸塔的工艺原理脱氢氰酸塔是由62块浮阀塔盘组成。此塔的作用是从丙烯腈中脱除氢氰酸和水，回收并生成高纯度的氢氰酸。该塔的进料是来自回收塔分层器的粗丙烯腈。自脱氢氰酸塔顶部出来的气体由氢氰酸、少量的水及少量的丙烯腈组成，送至丙酮氰醇装置。需重视的是，为了满足最终的丙烯腈产品质量要求，在脱氢氰酸塔中需将氢氰酸从丙烯腈中除去。脱氢氰酸塔在真空状态下操作。在0075MPA的压力下，其塔顶设计温度为15，塔顶温度通过监测第6挡温度的温度记录调节器来保持，该调节器是和调节塔顶回流量的流量记录调节器串级的。在恒定的压力下，温度上升表示丙烯腈的损失量增加，氢氰酸的纯度也就必然降低。如果塔的其它部位温度分布没有改变，塔顶温度稍微低一点是允许的；如果该塔第6挡的温度开始下降，则表示氢氰酸未被除去，而且是沿塔下降，这将导致塔釜液中的氢氰酸过量。去再沸器的贫水通常以恒定的流量运行，其流量的设置应使塔内保持合适的汽液比。醋酸加至塔顶冷凝器和排气冷凝器的入口，以防止液体氢氰酸的聚合。为了脱除水，从脱氢氰酸塔抽出丙烯腈液体，并经侧线换热器和侧线冷却器冷却至38，进入分层器中发生相分离并分成两相有机相含有大约95的丙烯腈，其余是水、少量的氢氰酸和重组分，有机相作为脱氢氰酸塔下段进料返回；水相含有大约90的水，其余是丙烯腈和少量的氢氰酸，水相通常返回急冷塔以回收丙烯腈，也可送往回收塔。在脱氢氰酸塔下段，水、少量的氢氰酸和丙酮从丙烯腈中除去。在脱氢氰酸塔分层器中氰化物含量越低，脱氢氰酸塔干燥段的脱水能力就越好。由于塔釜液中杂质含量是变化的，因此分析该塔的塔釜出料是重要的。除非杂质的量变化很大，否则不会显著地改变塔釜温度。7成品塔的工艺原理成品塔是50块浮阀塔盘并真空操作的塔，它能把重组分和轻组分从丙烯腈中分离出来。塔顶系统包括一台塔顶气体冷凝器和回流罐，排气冷凝器和真空泵。排气冷凝器和真空泵用来排除不凝气体和维持系统在所要求的压力下操作。塔内温度固然重要，但不能用来进行控制，成品出料和塔釜出料的分析对于确定该塔的操作效率是必要的。塔釜温度的控制取决于塔釜中杂质的含量和类型，在0068MPAG的压力下，塔釜温度大约为69。塔釜温度可通过改变去再沸器的贫水流量或调节塔顶温度来控制，而塔顶温度取决于塔顶压力，即在004MPAG的压力下，塔顶温度大约为50。反应生成的重产物和精制系统中形成的任何聚合物，都经由成品塔塔釜出料排出除去，其流量最初应设定在设计值，有了操作经验后，就可确定该流量是否需要改变。丙烯腈成品作为液相侧线从成品塔中抽出，这样就能得到纯的产品，而使低沸点的杂质从塔顶馏出。排气冷凝器先将凝液从塔顶气体中排出，再将不凝气体排放出去。大部分塔顶物料作为回流返回至成品塔顶部，其余部分通常返回至回收塔进料。物料返回至回收塔进料可使低沸点杂质从成品塔中除去并防止杂质积存在成品塔顶部。成品塔的操作是通过进入热虹吸再沸器的贫水来控制的。为了除去塔中的固态聚合物，由釜液泵抽出的成品塔釜液先经过滤，然后送往急冷塔以回收丙烯腈。为了降低成品塔的操作温度，该塔采用真空操作。其优点是首先减少了重组分的形成；其次稳定了该塔进料中的氰化物。经验表明，这种方法对于保证产品中氢氰酸的规格是适用的。3蒸汽凝结水系统现状的研究和分析蒸气作为一种热能载体被广泛应用于石油、化、造纸、橡胶等工业领域中。蒸气在各用气设备放出气化潜热后,变为近乎同温同压下的饱和凝水,所具有的热量可达蒸气全热量的2030,且温度、压力越高,凝结水具有的热量就越高,占蒸气总热量的比例也就越大。可以看出,如果能够100的回收凝结水的热量,并加以有效利用,那么将会产生很大的经济效益。因此，许多企业针对日益显著的凝结水回收的经济效益,以及能源不足带来的问题,对生产产生的凝结水重视起来,以期通过有效的余热回利用,节约能源,保护环境,降低生产成本。凝结水回收利用的技术不断改进,但是如何有效的利用凝结水,如何解决蒸气凝结水回收系统的问题,使之达到最优化的经济效益是一个值得研究的课题。丙烯腈厂是吉林化工公司的下属分厂（下图31为丙烯腈厂外部图），在其整个生产过程中，水蒸汽伴热是它的主要能源之一，采用蒸汽凝结水系统的主要优点1加热均匀2成本低3取材方便等。在生产中主要是锅炉加热来提供水蒸气，水蒸汽在整个生产过程中的用量很大，各种生产用量为每小时280吨左右，年消耗蒸汽为235万吨左右。丙烯腈装置A丙烯腈装置B图31丙烯腈装置31凝结水系统的现状及处理方法根据对丙烯腈厂的几次调查研究，目前丙烯腈全厂对使用后的水及其水蒸气的处理方式如表31所示表31水及其蒸汽的处理方式序号装置名称主要换热设备名称设备台数蒸汽压力（MPA）蒸汽用量（T/H）合计备注再沸器3031丙烯腈装置14蒸馏塔10360直接回收进系统管壳式换热器2100816直接回收进系统2甲甲酯装置2塔釜再沸器20336一台回收，一台直排精制再沸器10322直排精制再沸器10333直排夹套式换热器1406125175直排3甲甲酯装置1采暖风机303134老硫胺装置综合1101010直排5乙腈装置12综合2037515直排主要设备蒸汽用量合计581以上表31中的数据是装置中的主要换热设备，并且每个换热设备使用的蒸汽用量是根据现场技术人员估计值得出，在表中可以看出，许多的蒸汽和凝结水都没有回收，直接排放，以下是上表中对凝结水的处理方法1）14丙烯腈装置的蒸汽锅炉的排污量未有效控制，连续排污及定时排污的污水量大，1排污的二次闪蒸汽基本回收。2）装置比较集中，蒸汽输送管线距离短，蒸汽在输送过程中会产生凝结水，第一没有强制排水措施，第二安装疏水设备存在问题，第三没有设计凝结水回收设备，就地排放。如图32、33所示图32凝结水直接排放图图33路蒸汽未回收直接排放图3）厂区内的物料蒸汽伴热管线因疏水设备的问题没有回收，就地排放。如图34,35所示图34物料伴热管线蒸汽排放图图35物料伴热凝结水排放图4）换热设备的疏水器的选型存在针对性不强的问题，不同的场合，凝结水的产生有不同的机理，部分疏水设备失效直接排放蒸汽。如图36、37所示图36疏水设备导致蒸汽排放图图37蒸汽排放进地沟5）部分采暖疏水器年久失效，蒸汽直接进入凝结水管网，导致闭式回收设备压力高，影响凝结水回收，甚至在闭式回收设备处打开防空口直接排放如图38、39所示图38打开放空口排放蒸汽图39凝结水就地排放6）在乙腈二套装置中都设计常压凝结水收集罐，收集罐排放口处排放着凝结水的二次闪蒸汽及蒸汽现象，损失大量的热能，直接排放不但损失了20左右的水，因其中5270的余热都随着闪蒸其损失了。7）装置中仪表伴热水和蒸汽就地排放。如图310、311所示图310伴热蒸汽排放图图311伴热疏水排放除了表（31）所示的情况外，该厂还有多个地方对蒸汽凝结水的回收未做合理的处理，因此我们对其主要问题进行分析1锅炉连续排污扩容器液位控制失效由于锅炉的连续排放的冲击，导致连续排污扩容器液位控制失效，连排扩容器液位控制失效后造成扩容器无水位运行闪蒸汽从排水管道串入定排扩容器排空造成浪费。另外，锅炉中压管道疏水扩容器的闪蒸汽与连排扩容器相通并入除氧器，由于以上原因闪蒸汽串入定排扩容器无法进入除氧器，造成运行时的排空浪费。2锅炉管道中疏水没有回收锅炉运行时中压管道疏水采用两只截止阀串联手动控制，凝结水至疏水扩容器扩容后进入凝结水回收管道。在此过程中存在着两方面的问题致使凝结水不能够被顺利的回收，一方面由于截止阀关闭不严，导致运行中蒸汽泄漏至扩容器。而且扩容器没有安装阻汽排水装置，造成蒸汽串入回水管道，影响水的回收，另一方面顶部二次闪蒸汽也无法进入除氧器，运行中全部排空。3疏水设备选择不当，蒸汽排空现象严重目前选择的疏水设备全部采用手动截止阀进行疏水。为了保证热备用管道不集水，只能长期开大截止阀，结果造成蒸汽的长期泄漏。泄漏的蒸汽直接进入疏水箱，然后几乎全部从疏水箱顶部排空。排空口为400450MM，蒸汽直冲高度大约为25米。通过我们初步计算，疏水箱顶部蒸汽排空量为5吨/小时左右，节能潜力很大。4冬季采暖和伴热用换热器凝结水没有回收目前设计的冬季采暖系统是通过一级管壳式换热器加热采暖水，加热汽源为052MPA蒸汽，之后产生的凝结水直接进入二级管壳换热器进行锅炉加热，然后进入疏水箱。然而在实际运行时，一级换热器出口凝结水管道水击严重，凝结水无法回疏水箱。即使在二级换热器前加旁通直接至疏水箱也无法回收，导致实际运行时凝结水从一级换热器出来后直接排到地沟，浪费很大。冬季伴热用换热器耗用蒸汽量和运行情况与采暖换热器相同。通过分析发现，二级换热器不能投入，凝结水无法回收的原因主要有两个（1）一级换热器和二级换热器间凝结水管道为DN60，根据凝结水管道选用表可知，12T/H的凝结水量选用DN60的管径过小，造成凝结水无法回收。（2）一级换热器出口没有任何阻汽排水装置，很容易造成蒸汽和凝结水一起进入凝结水管道，造成回水管道的水击。5疏水箱出口无凝结水回收装置疏水箱回收的是高温凝结水，含有大量热值和除盐水价值。而原系统没有回收装置，这样不仅仅没有对凝结水的进行回收，也没有更好的利用除盐水的价值。如果将其回收送至除氧器，将产生较高的经济效益。6轴封加热器凝结水没有回收轴封加热器室压力为真空状态，原设计是把凝结水送至疏水箱，但是由于疏水箱位置较高，导致与加热器之间产生的了一定的压差，致使轴封加热器室的压力无法把凝结水送至疏水箱。凝结水直接排地沟，造成浪费。32蒸汽凝结水系统改进的思路通过我们的丙烯腈厂目前的情况我们可以通过以下几个方面对其进行优化，具体优化思路如下第一、蒸汽产生阶段的优化思路锅炉补水除氧等的自耗汽最高可达17，一般来说，锅炉补水温度每增加6、锅炉燃料消耗减少约1，因此，蒸汽产生阶段的节能要点为利用锅炉自身长期稳定的吸热资源，最大程度地吸收整个企业的低温余热（凝结水、排污水等），减少锅炉自耗汽，提高锅炉产汽效率。石油化工企业的产汽锅炉本属于高、中压热电联产形式，蒸汽节能系统节能减排的主要工作是锅炉连续排污二次闪蒸汽扩容器系统、定时排污二次闪蒸汽扩容器系统、锅炉除氧设备的排氧口的改造工作，目的是将锅炉在运行过程中需要连续排污的过程，排污量在锅炉产汽量的23，排污水温度在160左右，通过技术改造将锅炉排污的二次闪蒸扩容器的乏汽回收再利用，闪蒸后的高温水中的热值经过换热后变成低温水在直接排除，换热冷媒是除盐水。每台锅炉都有除氧设备，除氧设备上口要排放不凝结气体，也排出一部分闪蒸蒸汽，通过技术改造将闪蒸汽的热值回收，不凝性气体及时排出。第二、蒸汽输送阶段的优化思路蒸汽输送管线优化思路的要点在于能够及时的将蒸汽输送管线中产生的凝结水及时排出，并且设计凝结水回收设备以便及时回收凝结水，减少泄漏、减少散热损失、减少压降保障品质。保持蒸汽品质不降低，其实质就是减少了用户对蒸汽的需要量。物料蒸汽伴热管线优化思路的要点在于能够保证物料伴热效果，及时将凝结水回收再利用。第三、蒸汽管路的优化思路蒸汽凭借资源丰富、价格便宜、对环境无污染、易于控制等优点，担当着热量传递的重要任务。从目前实际运行状况看，蒸汽管路跑、冒、滴、漏现象非常普遍，饱和蒸汽中含水率高，品质差，蒸汽无效消耗相当大，整个系统普遍存在大量的热量损失。一般饱和蒸汽管路系统的设计包括蒸汽输送系统、蒸汽使用设备、蒸汽凝结水回收系统三大部分。蒸汽系统设计时要从这三个方面出发，针对不同工况，选择不同的过滤器、汽水分离器、减压阀、疏水器、空气阀、流量计等设备，施工时要正确安装，确保蒸汽管路无泄露、无水锤现象，使蒸汽系统控制方便可靠、计量准确，蒸汽使用设备效率高，同时尽可能做到回收蒸汽凝