时间：2021-01-25 04:35:42 点击：568
大连理工大学精细化工国家重点实验室，膜科学与技术研究开发中心，辽宁 大连 116024；2中国石化抚顺 石油化工研究院，辽宁 抚顺 113001；3北京沃利帕森工程技术有限公司，北京 100015）
摘要：针对某炼厂 150 万吨蜡油加氢裂化装置，采用单段串联+冷高分+常压塔+减压塔+轻烃吸收塔工艺流程， 基于生产数据利用 Aspen Plus 软件对装置中反应部分和分离部分的各个单元模块进行模拟，通过参数的调整， 使得模拟结果与标定数据达到很好的吻合，进而获得各个流股的热力学参数。结合夹点技术对其换热网络进行能效分析，进而找到该工艺流程中的用能“瓶颈”，在不改变装置主要设备的前提下，对现有换热网络调优并模 拟计算得到节能方案，同时利用有效能分析方法对改造前后换热网络进行用能评价。调优后，热公用工程用量 为 25709kW，相比原工艺流程节约了 42.20%，冷公用工程用量为 29863kW，相比原工艺流程节约了 38.50%； 总体来看改造方案相比原工艺流程节约了 17.19kgEO/t 的能耗。换热网络的总?损失也由原来的 13530kW 降低 到 8477kW，总?损失降低了 37.35%。
对环氧丙烷工 艺系统在正常工况下提取数据（我们采用设计参数），利用 Aspen plus 软件对 换热网络中换热节点的换热设备进行模拟，以校正所取数据，并计算出换热节点热负荷。例如：所取的换热设备为精制塔 釜液冷凝器，热物流为精制塔釜液(RESIDUEI-O)，冷物 流为循环冷却水(WCSIN-OUT)，利用 Aspen plus 软件建 模，采用 Heater 换热模型。
输入量为热物流 组成成分(H2O, C3H6Cl2, C3H7ClO) 及其质量分率，进出 口温度 348.4 和 301.4 K，流量 0.625 t/h，热物流汽化分 率等；冷物流组成成分(H2O)、进出口温度 299.1 和 304.6 K、冷物流汽化分率等。物性方法选择基于非随机两相 液体模型和 RK 方程的 NRTL-RK 方法，模拟得到冷物流流量为 0.0304 t/h，模拟结果与实测值（设计参数）基本一致，热负 荷为20.63 kW。对换热网络中的每个换热节点的换热设备 分别进行模拟校正，模拟结果与实测值的平均误差为 0.75%，表明提取的物流数据的准确性和应用 Aspen plus 软件的可行性。
以 3.5Mt/a 常减压装置的标定报告为基础数据 (见表 2)，利用 Aspen Plus 软件建立稳态模型，通过 各侧线馏程数据及塔盘温度分布，验证所建模型与实际操作参数吻合程度较高(见表 3)，较好的反映 了装置目前实际运行状况，可用于下步优化工作。
延迟焦化装置现有换热网络含 有９台换热器（Ｅ２０１～Ｅ２０９）， ３台冷却器（Ｃｏｏｌｅｒ） 和１台加热炉（Ｈｅａｔｅｒ，冷物流Ｃ１和Ｃ２共用１台 加热 炉），还 有 ２ 台 蒸 汽 发 生 器 （ＥＲ２０３ 和 ＥＲ２０９）。延迟焦化装置原料（Ｃ１）从１１０ ℃进入 换热网络加热，实际换热终温达到了３０３ ℃。喷 气燃料加氢装置现有换热网络含有４台换热器 （ Ｅ３０１～Ｅ３０４）， ３台冷却器（Ｃｏｏｌｅｒ）和２台加热炉 （Ｈｅａｔｅｒ）。喷气燃料加氢装置原料油（Ｃ５）和循环氢气（Ｃ６）分别从４５ ℃、５０ ℃进入换热网络加热， 分别达到了１６６℃和１８８℃。然后原料油、循环氢 气和新鲜氢气混合组成混合进料（Ｃ７）从１６４ ℃进入换热网络加热到２１６ ℃（实际换热终温），再进 入加热炉加热。
借助 Aspen plus 软件实现原油换热网络的稳态流程模拟,模拟结果中原油初始温度为 55 ℃, 与常顶油气换热后的温度为 65 . 8 ℃,入初馏塔前的 温度为 160. 2 ℃。现场运行数据: 原油初始温度为 55 ℃,与常顶油气换热后的温度为 66 . 4 ℃,入初馏 塔前的温度为 161. 7 ℃。可以看出,模拟结果与实 际数据基本一致,稳态模拟符合现场实际工况。
大连理工大学精细化工国家重点实验室，膜科学与技术研究开发中心，辽宁 大连 116024；2中国石化抚顺 石油化工研究院，辽宁 抚顺 113001；3北京沃利帕森工程技术有限公司，北京 100015）
摘要：针对某炼厂 150 万吨蜡油加氢裂化装置，采用单段串联+冷高分+常压塔+减压塔+轻烃吸收塔工艺流程， 基于生产数据利用 Aspen Plus 软件对装置中反应部分和分离部分的各个单元模块进行模拟，通过参数的调整， 使得模拟结果与标定数据达到很好的吻合，进而获得各个流股的热力学参数。结合夹点技术对其换热网络进行能效分析，进而找到该工艺流程中的用能“瓶颈”，在不改变装置主要设备的前提下，对现有换热网络调优并模 拟计算得到节能方案，同时利用有效能分析方法对改造前后换热网络进行用能评价。调优后，热公用工程用量 为 25709kW，相比原工艺流程节约了 42.20%，冷公用工程用量为 29863kW，相比原工艺流程节约了 38.50%； 总体来看改造方案相比原工艺流程节约了 17.19kgEO/t 的能耗。换热网络的总?损失也由原来的 13530kW 降低 到 8477kW，总?损失降低了 37.35%。
对环氧丙烷工 艺系统在正常工况下提取数据（我们采用设计参数），利用 Aspen plus 软件对 换热网络中换热节点的换热设备进行模拟，以校正所取数据，并计算出换热节点热负荷。例如：所取的换热设备为精制塔 釜液冷凝器，热物流为精制塔釜液(RESIDUEI-O)，冷物 流为循环冷却水(WCSIN-OUT)，利用 Aspen plus 软件建 模，采用 Heater 换热模型。
输入量为热物流 组成成分(H2O, C3H6Cl2, C3H7ClO) 及其质量分率，进出 口温度 348.4 和 301.4 K，流量 0.625 t/h，热物流汽化分 率等；冷物流组成成分(H2O)、进出口温度 299.1 和 304.6 K、冷物流汽化分率等。物性方法选择基于非随机两相 液体模型和 RK 方程的 NRTL-RK 方法，模拟得到冷物流流量为 0.0304 t/h，模拟结果与实测值（设计参数）基本一致，热负 荷为20.63 kW。对换热网络中的每个换热节点的换热设备 分别进行模拟校正，模拟结果与实测值的平均误差为 0.75%，表明提取的物流数据的准确性和应用 Aspen plus 软件的可行性。
以 3.5Mt/a 常减压装置的标定报告为基础数据 (见表 2)，利用 Aspen Plus 软件建立稳态模型，通过 各侧线馏程数据及塔盘温度分布，验证所建模型与实际操作参数吻合程度较高(见表 3)，较好的反映 了装置目前实际运行状况，可用于下步优化工作。
延迟焦化装置现有换热网络含 有９台换热器（Ｅ２０１～Ｅ２０９）， ３台冷却器（Ｃｏｏｌｅｒ） 和１台加热炉（Ｈｅａｔｅｒ，冷物流Ｃ１和Ｃ２共用１台 加热 炉），还 有 ２ 台 蒸 汽 发 生 器 （ＥＲ２０３ 和 ＥＲ２０９）。延迟焦化装置原料（Ｃ１）从１１０ ℃进入 换热网络加热，实际换热终温达到了３０３ ℃。喷 气燃料加氢装置现有换热网络含有４台换热器 （ Ｅ３０１～Ｅ３０４）， ３台冷却器（Ｃｏｏｌｅｒ）和２台加热炉 （Ｈｅａｔｅｒ）。喷气燃料加氢装置原料油（Ｃ５）和循环氢气（Ｃ６）分别从４５ ℃、５０ ℃进入换热网络加热， 分别达到了１６６℃和１８８℃。然后原料油、循环氢 气和新鲜氢气混合组成混合进料（Ｃ７）从１６４ ℃进入换热网络加热到２１６ ℃（实际换热终温），再进 入加热炉加热。
借助 Aspen plus 软件实现原油换热网络的稳态流程模拟,模拟结果中原油初始温度为 55 ℃, 与常顶油气换热后的温度为 65 . 8 ℃,入初馏塔前的 温度为 160. 2 ℃。现场运行数据: 原油初始温度为 55 ℃,与常顶油气换热后的温度为 66 . 4 ℃,入初馏 塔前的温度为 161. 7 ℃。可以看出,模拟结果与实 际数据基本一致,稳态模拟符合现场实际工况。