丙烯精馏塔热泵流程的优化

第25卷第5期石化技术与应用Vol 25 No 52007年9月Petrochemical Technology ApplicationSep.2007工业技术(420~424)丙烯精馏塔热泵流程的优化陆敏菲,冯霄(西安交通大学化学工程系,陕西西安710049)摘要:利用 Aspen Plus流程模拟软件,选用RK-S0AVE物性模型和 RADFRAC精馏模型,对常规丙烯精馏塔的操作工况进行了模拟。在此基础上,对丙烯精馏塔的2种热泵流程即塔顶蒸汽直接压縮式热泵流程和塔釜液闪燕再沸式热泵流程进行了模拟计算。结果表明,对于丙烯精馏塔而言采用塔釜液闪蒸再沸式热泵流程吏有利。所选热泵精馏流程优化操作参数如下:丙烯精馏塔进料佗置为第125块塔板,回流比为16.5,节流阀压力为10MPa。通过对操作参数进行优化,在处理量相同的情况下,可使塔釜液闪蒸再沸式热泵精馏流程压缩机功率降低352.39kW,辅助冷却器负荷降低31.72kW。关键词:丙烯;精馏;热泵;精馏塔;内烷; Aspen Plus软件;流程模拟中图分类号:TQ221.212文献标识码:B文章编号:1009-0045(2007)05-0420-05在气体分馏装置的丙烯精馏塔中,由于丙烯从丙烯精馏塔第125块塔板进入,其所含丙烷、丙和丙烷的沸点非常接近,当采用常规丙烯-丙烷烯、异丁烯的质量分数介别为2218%,779%精馏流程对二者加以分离时,通常都要求精馏塔70.03%。产品中丙烯体积分数要求不低于99.6%控制较大回流比以保证产品纯度,而这却使得丙1.2模拟结果烯精馏单元在整个气体分馏装置中的能耗比例利用 Aspen Plus软件12,采用 RADFRAC(严偏高。因此,如何降低丙烯精馏塔的能耗就成为格精馏/吸收)模型模拟丙烯塔(采用单塔模气体分馏装置节能的关键。拟),选用RK-SOAⅤE物性集计算汽液相平衡热泵是在精馏过程中通常采用的一种有效及焓。的节能技术。采用热泵工艺,不仅可使生产能耗将装置基础工艺数据和物性计算模型输入大幅降低,而且叮使冷却介质的温度在生产操作软件进行模拟计算,所得结果与实际数据的比中不再具有决定性的作用。因此,该工艺非常适较见表1。合丙烯-丙烷这种沸点非常接近的精馏系统"。表1丙烯精馏塔模拟结果与实际数据的比较常用的热泵精馏流程有2种类型,即塔顶蒸汽直模拟值实测值接压缩式(以下简称为A型热泵流程)和塔釜液塔顶压力/MPa闪燕冉沸式(以下简称为B型热泵流程)。塔顶温度/℃32.0塔底温度/℃43.0笔者从节能的角度出发,运用 Aspen Plus流塔顶采出量(kg,b-")66256580程模拟软件,确定出适合內烯-内烷常规精馏分塔顶丙烯体积分數/%998离要求的热泵流程,并对热泵精馏的操作参数进行了优化。由表1可见,模拟值与实测值非常接近。这表I常规丙烯精馏塔的模拟1.1甚础数据常规内烯精馏塔共设有200块塔板,采用双塔TH中国煤化工CNMH G(20436040中联方式,操作压力1.38MPa,回流比16.5。温度作者简介:陆敏菲(1982一),女,江苏常州人,硕士研究生。研究方向为过程系统工程。为40℃、压力为20MPa、流量为8500kg/h的进料通讯联系人。第5期陆敏菲等,丙烯精馏塔热泵流程的优化421明采用单塔模拟实际的双塔串联方式是可行的。液丙烷一部分作为产品直接采出,剩余部分则经另外,模拟结果还表明,当常规內烯精馏塔的回节流闪蒸,吸收塔顶气相丙烯的热量后转化为气比为16.5时,塔顶冷凝器负荷为10527.03kW,相,气相丙烷经压缩机压缩后用作塔釜的热源。塔底再沸器〔所需热量50%由60~80℃热水供B型热泵精馏流程如图2所示。给,50%由蒸汽供给)负荷为10487.32kW。由丙烯此可见,内烯精馏塔采取大回流比撅作致使其能耗较高。因此,笔者在不改变丙烯精馏塔的基本状态,并在处理量、产品质量及收率相同的进料前提下,对A型和B型2种热泵流程进行了模拟计算。2热泵精馏流程的模拟2.1A型热泵精馏流程的模拟1—丙烯精馏塔;2-冷凝器;3一压缩机;2.1.1流程简述4一闪蒸;5一节流阀;6一辅助冷却器A型热泵精馏'是以塔顶丙烯气体作为T图2B型热泵精流程质。塔顶丙烯经压缩升温后进入塔底再沸器,在2.2.2流程模拟此冷凝放热使塔釜液丙烷再沸腾,丙烯冷凝液则根据分离工艺、设备性能及产品质量的要经节流阀减压后,一部分作为产品采出,另一部求,采用 Aspen Plus软件对B型热泵精馏流程进分作为回流。为了使回流温度能够满足塔顶温行模拟调试,确定出主要运行参数如下:节流阀度控制的要求,增设辅助冷却器以对回流液进行压力0.87MPa;闪蒸罐压力0.87MPa;压缩机为进一步冷却。A型热泵精馏流程如图1所示。等熵压缩,出口压力1.52MPa;辅助冷却器出口温度30℃。2.3热泵精馏流程的选取模拟所得A,B型热泵精馏工艺主要操作条件和能源消耗费用与常规精馏L艺的比较见进料表2。4表2AB型热泵精与常规精馏捐作参数及能耗费用对比A型热泵B型热泵常规精馏塔顶压力/MPa1.38L.38塔顶温度/℃32丙烯精馏塔;2-压缩机;3—节流阀塔底温度/℃4一辅助冷却器;5一塔底再沸器塔顶采出量/(kg·h-)1A型热泵精馏流程塔顶丙烯体积分数/%99.8塔顶冷凝器负荷/kWt0527.032.1.2流程模拟塔底再沸器负荷/kW10487.32根据分离工艺、设备性能及产品质量的要辅助冷却器负荷/kW1187.42求,采用 Aspen Plus软件对A型热泵精馏流程进压缩机功率/kW1589,071330能源消耗费用’/(万元·a)行模拟调试,确定出主要运行参数如下:压缩机汽为等熵压缩,出口压力3.0MPa;辅助冷却器出口热循环水温度30℃;节流阀压力1.4MPa中国煤化工521.5122B型热泵精馏流程的模拟CNMHG562.391108.1422.1流程简述操作时间按8000h/a计,能源费用按蒸汽63.6元/t,电B型热泵精馏是以塔釜液丙烷为工质。塔釜0.49元/(kW·h),热循环水及冷却水均为0.32元/t计:石化技术与应用第25卷由表2可见,对于同一丙烯精馏塔而言,在处块间的任意塔板处进料时,塔顶丙烯体积分数均理量、产品质量指标及操作压力均相同的情况下,可满足产品指标(不低于996%)要求;同时,压采用2种热泵精馏流程的能源消耗费用都比采用缩机功率和冷却器负荷基本恒定。因此,进料位常规精馏流程低。与常规精馏流程相比,A,B型置选取在第118块至第130块塔板间均可。热泵精馏流程可节省能源消耗费用分别为439.58,图5是在第125块塔板处进料时丙烯精馏塔545.75万元/a。可见,B型热泵精馏流程具有比A的气相组成曲线。图中丙烯和丙烷的组成曲线型热泵精馏流程更好的节能效果。其次,与B型都很平滑,由此反映出进料的组分组成与塔内该热泵精馏流程相比,A型热泵精馏流程中塔底再沸处的组分组成很接近,塔内的混合效应小,这说器的传热温差很小,仅为5℃,因此在总传热系数明第125块塔板是理想的进料位置。相同的情况下,其所带的传热面积大。另外,考虑到压缩机存在工质泄漏,单就经济效益而言,选用丙烷(市场价约4500元/)作压缩工质明显优于选用丙烯(市场价约1000元/t)作压缩工质。因此,确定选取B型热泵精馏流程0.43B型热泵精馏操作参数的优化3.1进料位置原设计进料位置为第125块塔板。在进行一丙烷;●一丙烯进料位置的优化时,选取第118块至第130块间图5塔板气相组成曲线的塔板作为考察对象。进料位置对塔顶丙烯体积分数、压缩机功率和冷却器负荷的影响见图3回流比和图4由图6可知,随着回流比的增加,塔顶丙烯体积分数逐渐增大;当回流比大于16.5时,塔顶0.99768丙烯体积分数基本恒定。如若继续增大回流比安0.99764反而会导致装置能耗大幅上升。因此,确定适宜回流比为16.5。*0.997600.997581.m0118120122124126L28130g096进料板数块图3不同进料位置下的塔顶丙烯体积分数1340●7.01300图6回流比对塔顶丙烯体积分数的影响12603.3节流阀压力塔的热负荷随着处理量的不同而变化。如l18120122124126128130低业了亚丙烷压缩机产生的进料板数块果塔的多余中国煤化工对丙烷压缩机出O一冷却器负荷;·一压缩机功率口处CNMHG后再使其返回塔图4不同进料位置下的压缩机功率和冷却骼负荷底,从而维持塔的热量平衡由图3和图4可见,在从第118块至第130节流阀压力对压缩机功率和辅助冷却器负第5期陆敏菲等.丙烯精馏塔热泵流程的优化423荷都会产生影响。在丙烯精馏塔的操作条件由表3可见,通过优化操作条件,使B型热定时,如果节流阀压力低,即丙烷压缩机入口压泵精馏压缩机功率降低了352.39kW,辅助冷却力低,则压缩比大,所需的压缩机功率就大,需要器负荷降低了31.72kW,取得了较好的节能辅助冷却器平衡的热负荷就高;相反,如果节流效果。阀压力高,则压缩比小,所需的压缩机功率就小,需要辅助冷却器平衡的热负荷就低。但节流阀压力并不是越高越好,节流阀压力越高,丙烷通4结论过节流阀后的温度也就越高,这样它在换热器中a.利用 Aspen Plus流程模拟软件,选用与丙烯的换热温差就越小,导致换热面积增大。RK- SOAVE物性模型和 RADFRAC精馏模型可见,要确定适宜的节流阀压力,应综合考虑丙可准确模拟丙烯精馏塔的操作工况。烷压缩机的功率和换热过程中的平均温差这2b.通过 Aspen Pluυs软件模拟确定了2种个因素。为此,分别对节流阀压力与压缩机功率热泵精馏流程的工艺操作参数。模拟计算结和辅助冷却器负荷进行灵敏度分析(见图7),以果表明,与常规丙烯精馏流程相比,A,B型热确定最佳的节流阀压力。泵精馏流程分别能节省能源消耗费用439.58,3000545.75万元/a。考虑到丙烯-丙烷的传热温差及压缩机工质泄漏对经济效益的影响,对于允比司丙烯精馏塔而言采用B型热泵精馏流程更有利。B型热泵精馏流程优化操作参数如下0.50.60.70.8091.0L.11.2丙烯精馏塔进料位置为第125块塔板,回流比压力/MPa为16.5,节流阀压力为1.0MPa。通过对操作O一辅助冷却器负荷;鲁一压缩机功率图7节流阀压力与压维机功率和辅助冷却器负荷的关系参数进行优化,使B型热泵精馏流程压缩机功率降低了352.39kW,辅助冷却器负荷降低由图7可知,节流阀压力越高,压缩机功率了31.72kW。和辅助冷却器负荷就越低,但由于要保证丙烷和丙烯换热时的温差,即节流阀压力受塔顶温度的限制,其值不宜过高。综合考虑,节流阀压力参考文献:以1.0MPa为最优,此时辅助冷却器负荷为1[1]冯霄化工节能原理与技术[M].第2版,北京:化学工业出1155.70kW,压缩机功率为978.01kW。版社,2004.109-114[2] Aspen Teehnology. Process simulation with AMpen Plus model3.4优化效果在处理量、产品质量及操作压力均相同的情[M]. cambridge: Ma66achhusetts, 19况下,优化前后B型热泵精馏操作参数及运行效313号伯文催化裂化装置技术问答M].北京:中国石化出版杜,1993.195果对比见表3。表3B型热泵精流程操作优化前后参数对比相关文献链接项目优化前优化后1!景立新,吴大可.气体分馏装置丙烯精馏塔操作条件的优进料板数/块125化J].贵州工业大学学报(自然科学版),2005,34(1)回流比节流阀压力/MPa0.87中国煤化工辅助冷却器负荷/kW1155.70CNMHG丙烯精馏塔,油缩机功率/W130.4097.01技术与工程,2003,3(7):44-46石化技术与应用第25卷Optimization of heat pump flow for propylene fractional distillation columnIu Minfei, Feng XiaDepartment of Chemical Engineering, Xi'an Jiaotong University, Xi'an 710049, China)Abstract: The process of conventional propylene ble to propylene fractional distillation column. Thefractional distillation column was simulated by Asp- optimum operation parameters of selected heat pumpen Plus software with RK- SOAVE property and fractional distillation flow were: using the 125 colRADFRAC distillation models. Two kinds of heat umn plate ag feed entrance point, reflux ratio 16.5pump flow of propylene fractional distillation, using and throttle valve pressure 1. 0 MPa, and the com-the vapor from the top as heat pump medium and pressor power and auxiliary cooler load could be de-using the liquid from the bottom as heat pump medi- creased by 352. 39 kW and 31. 72 kW respectivelyum were simulated based on the calculation results as treat with the same quantity feedstockof the conventional column. The simulation resultsKey words: propylene; fractional distillation; heatshowed that the heat pump flow of using the liquid pump; fractional distillation column; propane; Aspenfrom the bottom as the heat pump medium was feasi- Plus softwaflowsheeting(上接第419页)Low temperature aromatization process for liquefied petroleum gasChao Shihai, Cheng Liangliang, Zhang Zhixi, Ma Yinghai, Liu JinyuLanzhou Petrochemical Research Center, Petro China, Lanzhou 730060, China)Abstract: The low temperature aromatization reac- Lemperature 400-420C, H, pressure 1.9S (LPG)2. 0 MPa, feed liquid space velocity 0. 9-1. 4 hDLG-I was researched. The influences of reactionThe activity of catalyst could decrease because oltemperature, H, pressure and feed liquid space ve-locity on reaction behaviour were investigated in or-king when the amount of carbon deposition was moreder to produce gasoline with high octane number. than 18. 319. The coversion of C4 olefin could beThe relationship between reaction time and carbon kept more than 99. 5% during the period of 600 hdeposition on catalyst was analyzed, and the activity test on the reactivated dystof reactivated catalyst was also evaluated. The resultsKey words: liquefied petroleum gas; aromatizeshowed that the yield of product could reach99.39%, and the research octane number of product tion C4 olefin; zeolite catalyst; catalyst reactivation98.7 at the optimized conditions of reaction中国煤化工CNMHG