HYSYS应用12.docx

HYSYS 系统在芳烃装置上节能优化的应用总结

辽阳**分公司生产监测中心

王云峰 王广河 汤 杰 郑有祥

0
在辽阳**分公司全面开展找“差距、定措施、降成本”活动中， 生产监测中心节能室与技术规划处配合成立生产装置工艺流程模拟优 化小组，结合市场及公司实际生产运行情况，进一步挖掘工艺装置上 的能源潜力， 并进行选题。 利用美国 ASPEND 公司的工艺过程流程模拟 优化软件 HYSYS.Plant 对聚酯一厂芳烃装置 400＃、 600＃、 700＃进 行稳、 动态建模优化操作， 该优化工作自 2001 年初开始着手从现场取 数据，下半年制定优化方案，主要针对 400＃D401 塔进行工艺过程优 化，经公司主管宋经理召开现场工作会议后，由技术规划处下迖新工 艺参数 (根据 HYSYS 优化方案结果)， 在 D401 塔上进行实际运行操作， 在没有任何投资情况下，到 2001 年底即收到 600 多万元的经济效益。 第二步在 2002 年继续对芳烃进行下一阶段优化建模工作，将 600＃、 700#与上年所建的 400＃相連在一起，形成一个小闭路系统进行整体 优化。优化效果在上一年的基础上更进一步，效益更加明显。现将这 两年的优化过程、成果汇报如下：
1、简介
中国**辽阳**分公司聚酯一厂芳烃联合装置由 100#预加氢、 200# 重整、 300#芳烃抽提、 400#芳烃分馏、 500#岐化、 600#吸附、 700#异 构化单元组成。其主要产品是对二甲苯、邻二甲苯、苯。其中400#芳 烃分馏单元是该装置重点部位，它有亚州第一高塔—对二甲苯塔和本 装置耗**量最大的两台加热炉 F401A/B，并为 600#单元两个塔提供热 源。由于生产原料的变化，使设计与实际生产产生很大差异，并存在 以下问题：①产品质量过剩；②由于原料的变化，进料位置是否合理

1
不清楚；③对二甲苯塔灵敏板控制点不灵。
2、流程模拟软件介绍
HYSYS.Plant 软件由美国 ASPEND 公司诸多专家、教授经多年研究开 发的向用户提供流程模拟技术，使用户能够在**、 **及化学工业领域 作出高质量的决策、改进设计水平、改进生产装置工艺过程优化，它 可以与装置上的 DCS 系统直接相连，实现在线流程拟优化，从而提高 经济效益。 HYSYS 在生产中的应用过程见图 1：

模型维护 离线工况分析

HYSYS
Model

数据校正 模型调整 操作监控 参数优化

PI
生产装置 DCS 系统
图 1 HYSYS 应用系统
3、 HYSYS 稳态与动态模型的建立
在装置工艺技术人员的配合下， 首先对联合芳烃装置的 400#、600 ＃、 700＃单元进行了现场测试，测试内容包括：各塔的物料平衡、塔 的各点温度、压力、组成分析以及相关的设备设计数据；两台加热炉

2
热效率；六台换热器进、出口温度，传热温差；目前生产控制方案； 原料组成变化情况；在这基础上通过 HYSYS 建立稳态模型如图 2：

图 2 稳态模型
该单元通过稳态模型计算后，经分析发现可以把动态模拟重点放 在对二甲苯塔 D401 上， 动态模拟的指导思想是抓住主要矛盾， 简化次 要部位。 HYSYS 的稳态与动态之间的关联是：通过稳态计算查找规律， 拿出控制方案，该方案在动态模拟基础上加以实现。因稳态过程只能 模拟单一状态，而中间过程变化体现不出来。 为了达到与现场生产一 致目的，把 600#岐化反应器加入该系统，使之循环 C8 量(93T/h) 、 组成随 D401 塔变化而变化。 对 D401 塔加上控制阀， 包括温度、 压力、 液位、热负荷、流量控制点等，动态模型操作控制仪表盘见图 3。

3

图 3

由图 3 可以看出，不管是什么操作条件(温度、压力、流量、液 位、 组成含量) 的变化， 都可以从动态模拟各趋势图的曲线体现出来， 不仅给出结果， 并且把中间变化趋势完全记录下来 (包括各物料组成、 热量、流量、温度、压力、各层塔板参数 )， 供人们研究其中间变化规 律。该动态模型经多次到现场核实、校对，动态模拟结果与生产实际 运行状态非常一致。该动态模型的建立，为装置工程技术人员及操作 人员提供一个很好的应用工具，在原料发生变化、产品目标变化、开 停工过程中，大家可在该动态模型上预先进行模拟操作，找出最佳操 作条件和操作方法，从而实现优化操作和安全生产。
4、优化方案确定
优化方案是在满足生产装置安全生产和产品质量合格的条件下制

4
定出来的。优化前联合芳烃 400#分馏单元运行状况是：对二甲苯塔存 在着严重的质量过剩问题， 造成炉子负荷高， 浪费大量能源。 经 HYSYS 稳态计算，只要对二甲苯塔塔底间二甲苯含量不大于 0.6%，邻二甲苯 塔的塔顶产品邻二甲苯的质量即可达到 96%以上的合格指标，对二甲 苯塔塔底的间二甲苯的含量仅为 0.09%。由于设计状况与实际生产原 料组成的变化，进料位置的也不合理。另外该塔的灵敏板的位置(取 11 至 141 块温差)经 HYSYS 计算时发现变化不大，不是最佳点。针对
以上问题确定以下优化方案：
① 对二甲苯塔质量过剩的优化

图 4 对二甲苯塔内组成分布

优化方法是将对二甲苯塔底邻二甲苯质量含量控制为定值(19%)， 以保证邻二甲苯塔 D402 塔顶邻二甲苯产品收率及质量合格。将塔底的 间二甲苯质量含量由优化前的 0. 11% (现场实际含量为 0.09%~0. 12%) 提到 0.50%，经 HYSYS 模型计算得出：塔底、塔顶负荷均明显下降，

5
见表 2，优化后产品质量合格。并且成份与优化前变化不大， 见表 1。优 化后塔内各层塔板组成分布见图 4。
对二甲苯塔、邻二甲苯塔优化前、后组成数据变化对照
D401 塔顶 D401 塔底 D402 塔顶 D402 塔底
优化前 优化后 优化前 优化后 优化前 优化后 优化前 优化后
33615
0
0
0
0.01
0.20
0.50
19
63.86
16.43
流量(Kg/h) 非芳
苯 甲苯
乙苯
组 成 对二甲苯
(%) 间二甲苯
邻二甲苯 碳九
碳十以上
129200
0.15
0.51
1.45
7.98
23.91
47.90
18.1
0
0
129000
0.15
0.52
1.45
7.98
23.91
47.89
18.1
0
0
27107
0
0
0
0
0
0
0.10
79.46
20.44
27037
0
0
0
0
0
0
0.16
79.42
20.42
33390
0
0
0
0
0.04
0.1
19
64.31
16.54
6598
0
0
0
0.05
1.0
2.55
96.39
0.01
0
6352
0
0
0
0.01
0.22
0.55
99.21
0.01
0
表 1
目
项

表 2 对二甲苯塔优化前、后相关数据对照

项目
炉子负荷
回流量
塔底 o-xy
塔顶量
塔底 m-xy
D402 顶
塔顶冷却
D402 顶产

KJ/h
Kg/h
含量%
Kg/h
含量%
o-xy 含量%
负荷 KJ/h
品量 Kg/h
未优化
1.57e+8
3.94e+5
19
1.292e+5
0.11
99.21
1.395e+8
6352
优化后
1.29e+8
2.88e+5
19
1.290e+5
0.50
96.39
1.110e+8
6598
变化量
-0.28e+8
-1.06e+5
0
-0.002e+5
0.39
-2.82
-0.285e+8
246

②进料位置优化
通过用 HYSYS 模型核算， 发现 D401 塔现进料位置不合适， 原进料位置 是：外购 C8 和脱甲苯塔 C8 混合后进入 125 块塔板，白土及岐化料混 合进入 89 块塔板。保持白土及岐化料混合进入 89 块塔板不变，塔的 操作条件不变，改变外购 C8 和脱甲苯塔 C8 混合进料位置，模拟结果 见表 3。由表 3 可知这股料进入 140 层塔板较经济，但对塔顶、塔底 热负荷影响不大。保持外购 C8 和脱甲苯塔 C8 混合后进入 125 块塔板 不变，塔的操作条件不变，改变白土及岐化料混合物料进塔位置，模

6
拟结果见表 4。可以看出该股进料应改为 125 块塔板较合适。
综合以上模拟结果，结合塔的现状，两股混合料同时在 125 层塔 板进料较合理。在不需要对塔的结构做大的改动前提下，即可取得较
好的节能效果。
表 3 外购 C8 和脱甲苯塔 C8 混合进料位置与热负荷关系

进料位置
125 层
130 层
135 层
140 层
145 层
塔底负荷 KJ/h
1.287 e+8
1.283 e+8
1.280 e+8
1.278 e+8
1.278 e+8
塔顶负荷 KJ/h
1.112 e+8
1.108 e+8
1.105 e+8
1.103 e+8
1.103 e+8

表 4 白土及岐化进料位置与热负荷关系

进料位置
89 层
100 层
110 层
120 层
125 层
塔底负荷 KJ/h
1.287e+8
1.240 e+8
1.212 e+8
1.183 e+8
1.147 e+8
塔顶负荷 KJ/h
1. 112e+8
1.065 e+8
1.037 e+8
1.006 e+8
9.63 e+7

③利用 HYSYS 重新核算对二甲苯塔的灵敏板位置
确定方法是：通过模拟计算后，以塔板数为 X 轴，各塔盘的温 差为 Y 轴作出温差变化趋势图(如图 5)，从该趋势图可以看出第 97 块塔板温差变化比较大(⊿t=1.8℃)，变化较灵敏。因此对二甲苯塔 的灵敏板位置应 97 块塔盘，温差控制选择 97 与 11 块板温差即可。
系列1

1
塔板数
2
1.8
1.6
1.4
1.2
温(差) 1
0.8
0.6
0.4
0.2
0
1 1

图 5 塔板温差分布

7
5、实现经济效益
应用 HYSYS 动态模型，可以实现优化操作。芳烃联合装置 400#、 600＃、 700＃ 分馏单元优化方案实施后实现直接经济效益和间接经济效 益为：
①质量过剩节能量为 0.28e+8KJ/h，如果年运行时间按 8000 小时计算， 每年节能量折标**5350 吨/年。对二甲苯塔塔底热源为两台加热炉， 该炉子热效率为 88%，燃料**热值约为 41868KJ/Kg，燃料**价格按 1000 元/吨计算， 则优化后可节约燃料**为 6080 吨/年， 折人民币 608 万元 /年(直接效益)。
②增产邻二甲苯量为 246Kg/h，每年可增产邻二甲苯 1968 吨(间接效 益)。
6、结语
综上所述，芳烃联合装置 400#、 600＃、 700＃分馏单元通过应用 HYSYS 动态模拟系统，可以实现优化操作，每年可节约燃料**约 5350 吨，折人民币 608 万元。另外还可以增产邻二甲苯。下一步计划继续 对其它单元进行优化，同时在提高产品收率方面多做工作。

芳烃装置优化方案设计小组 2002- 12-5
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