能量回收的换热网络设计.docx

常州大学PEC渤海化工集团公司24万吨/年丙烯腈项目附录 “东华科技陕鼓杯”第十届全国大学生化工设计大赛渤海化工集团24万吨/年丙烯腈项目附录设计单位常州大学石油化工学院设计团队成员姓名指导教师2016年7月20日目录能量回收的换热网络设计34.1 概述34.2 工艺流股提取44.3确定能量目标64.4换热网络设计74.5 热泵精馏分析114.6其他节能措施134.7总结16 17 Promising E&C能量回收的换热网络设计4.1 概述本项目是为母厂设计生产丙烯腈的分厂，运行操作成本是一个重要评价参数。原料的预热、产品精馏等都是非常耗能的过程，会消耗大量的公用工程。本项目采用丙烷一步氨氧化生产丙烯腈工艺，该工艺由氨氧化合成工段、急冷吸收工段、丙烯腈精制工段、乙腈精制工段、丙烷回收工段以及四效蒸发工段六个工段组成。流程中冷热物流均比较多，潜在的热量可供回收，通过对换热网络的设计和优化，可以尽可能地实现流程内部热量的集成和最大化利用，以减少公用工程的消耗，降低能耗。为此，我们运用Aspen Energy Analyzer V8.4软件来进行换热网络的设计，并且寻找可能节能的措施，以最大限度的降低成本。其主要步骤如下：1.确定流程中需要换热的冷流股和热流股；2.利用物流数据做出冷热流股的温焓图和总组合曲线图（GCC）；3.确定最小传热温差；4.找出夹点及最小冷、热公用工程用量；5.构建优化换热网络。本项目需要的冷公用工程，包括冷却水和冷冻液，而热公用工程主要用于流股的预热及塔釜的再沸器加热等过程。化工园区现有热公用工程为0.23MPa、125的低压蒸汽蒸汽、0.9MPa、175的中压蒸汽以及4MPa、250的高压蒸汽三个等级的蒸汽，并可根据项目需要提供不同品味的蒸汽。为了充分集成过程中的热量，本项目采用了热泵精馏技术。热泵精馏充分利用了温差小、跨夹点传热的精馏塔，通过改变蒸汽温位使原本不能换热的流股有换热的可能，从而提高了可回收能量的比率，实现了较大程度的节能。通过热泵精馏及热集成技术，本项目节能128.55MW。共需要冷公用工程129.4MW，热公用工程100.6MW。实现了较大能量的回收利用。4.2 工艺流股提取部分可热集成的过程流股的提取如下（加热器名称为原Aspen Plus初始编号）：表4-1 工艺过程物流信息表（不含热泵精馏）加热器名称进口温度/出口温度/能量/kWE-0107525220-36690.04E-030116.307321953.51E-030250.00733569.06E-0303109.3320-30366.05E-0304109.335-39536.70E-030571.7720-9396.88E-030668.5720-780.80E-040158.1865856.03E-040265.001051446.53E-0403105.0075-1401.06E-0501112.1155-810.38表4-2 塔设备物流信息表（不含热泵精馏）塔名称加热器位置进口温度/出口温度/能量/kWT0301BOTTOM109.32109.3367141.60T0302TOP89.0758.18-10818.43T0303TOP25.0212.21-15218.90T0303BOTTOM76.9476.9416959.81T0401TOP25.4125.41-7393.42T0401BOTTOM99.6399.738120.21T0402TOP81.2681.22-1310.55T0402BOTTOM112.50151.263356.38T0403TOP69.7859.40-1481.53T0403BOTTOM163.74164.631615.034.3确定能量目标将上述工艺流股信息输入到Aspen Energy Analyzer V8.4，选择公用工程的类型及温度，对最小传热温差进行经济评估，获得总费用-最小传热温差关系曲线如图4-1所示。图4-1总费用与Tmin关系曲线（不含热泵精馏）选择最小传热温差为8，得到组合曲线如图4-2所示。图4-2组合曲线（不含热泵精馏）由T-H图可以看出，系统在较大的焓值区间有较好的换热潜力，通过软件确定出夹点温度，之后可进行物流之间的换热匹配，根据夹点原理，系统可以实现最大程度的热量集成。综合考虑系统中物流换热潜力、物流性质、以及物流输送，即可进行物流之间的换热匹配，在物流间的换热设计过程中，还需要考虑设备个数，以及由于换热面积所产生的设备投资费用。在设计完所有的物流间换热后，其余的物流换热则通过冷热公用工程实现，进而完成整个系统的全部换热。从组合曲线上我们可以得到我们热集成所的能量目标；需要热公用工程能量为42016.07kW；需要冷公用工程能量为70835.34kW；夹点温度26.4、18.4。得到总组合曲线如图4-3所示。图4-3总组合曲线（不含热泵精馏）依据上图和所要换热的流股数据，我们选取了选取了热公用工程为：4.0MPa的中压蒸汽和0.8MPa的低压蒸汽。冷公用工程为：冷却水和冷冻盐水（-25）。选取合理的公用工程可以降低公用总消耗量，从而减少能量浪费。4.4换热网络设计换热网络的设计，自由度较大，所获得的方案数目众多，但是合理的换热网络需要经过筛选与优化。在设计换热网络时，需要考虑工艺流股换热的可能性，最好还要将设备费用等因素也考虑进去，以便获得最为合理的换热网络。由软件自动生成的网络可能过于复杂，对布管等均会带来一定的困难，考虑到后期建设的合理性和便利性，我们对于一些不适当的匹配进行禁止，同时也禁止了长工段之间的换热，如下所示：图4-4禁止流股换热（不含热泵精馏）为简化换热网络，将从flow sheet中得到的流股分流设置为1或2。在Aspen Energy Analyzer V8.4给出的Design中选取其中最为经济且换热面积较小的设计方案进行后续优化过程。设计方案如图4-5所示：图4-5优化前的设计方案该换热网络的换热器数目为35台，按照最小换热器台数原则，还可以撤去若干台换热器。该换热网络中有部分换热器换热面积很小，热负荷也很小，可以删去。当用多种公用工程换热时，可适当减少操作费，但会增加换热器数目和设备费。比如在使用冷却水和制冷剂冷却时，如果冷却水冷却的负荷较小，则可直接使用制冷剂，而不使用两种公用工程，以节省一台换热器的设备费。换热网络中存在一个loop回路，在实际操作中，一般不能有loop回路的存在，故应该删去负荷或者换热面积较小的换热器，将其合并到换热器，打破回路，减少换热器数目。再通过path通路来调节换热量，使换热器的热负荷得到松弛，甚至减少换热器的数目。另外，相距较远的物流间换热会使管路成本增大，增加设备投资成本，且操作不稳定，此类换热器需要删除。经过以上调节之后，最后获得换热网络如图4-6所示。图4-6优化后的设计方案优化后的换热网络所需换热器数目为29台，包含6个流股热量回收利用的换热器，数目减少且结构更为精简，可回收热量95.5MW，回收能量达29.3%。表4-3公用工程信息表冷公用工程/MW热公用工程/MW总计/MW直接公用工程176.9148324.9换热网络设计129.4100.6229.4能耗减少量/26.832.029.3经过优化后，节能95.5MW。共需要冷公用工程100.6MW，热公用工程129.4MW,公用工程均可由化工园区提供。根据优化结果，参考实际情况，对流程进行了换热的优化，示例如下图4-7更改换热器E-0305的热源4.5 热泵精馏分析在无热泵精馏的情况下，组合曲线如下图所示。图4-8无热泵精馏条件下的组合曲线在12左右存在平台，通过分析知该平台处为T0503丙烷提纯塔，塔顶塔釜温度差较小且跨越夹点，可以采用热泵精馏技术。同时，从组合曲线上我们可以看到，夹点的两侧有因为物质汽化潜热所造成的“热平台”，使得过程可以回收的热量很小。如果通过改变物质的汽化温位，使得热平台的温位发生变化，就可以使两平台错开，从而回收更大部分的热量。结合以上两点原因，我们设计了热泵精馏的方式来进行有效的能量回收。当精馏塔的塔顶塔底温度跨越夹点的时候，如果进行热泵精馏可以有效回收一部分能量，从而使得冷热公用工程用量均可以明显减小，从而节约能量。其节能原理如图。图4-9热泵在过程中的作用通过热泵精馏，将功转化为热能，提升流股的温度品味，使原本不能换热的流股可以进行换热，从而使得冷热公用工程的用量均有所减少。这样，消耗少量电能（用于做功），节省大量的热量与冷量，便可以有效节约能量。将T0503丙烷粗分塔塔底再沸器取消，直接引出塔底液相，通过减压阀减压降温后进入塔顶冷凝器吸热蒸发，形成低压气态工质进入压缩机压缩升温后，在返回塔釜做再沸热源，为了平衡丙烷压缩机产生的多余的功，采用辅助冷却器对压缩机出口处的部分丙烷先进行冷却，再返回塔底，从而维持塔的热量平衡。其结构如下图所示。图4-10塔釜液体闪蒸式热泵精馏流程若不使用热泵精馏，其塔顶冷却能耗为21.67MW，塔底加热能耗为21.00MW，总能耗为42.67MW；使用热泵精馏时，压缩机电耗为6.08MW，辅助冷却器冷却能耗为6.33MW，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，故热泵精馏总能为9.62MW，节省33.05MW，总能耗节约77.4%。4.6其他节能措施在急冷吸收工段中氨精馏塔设置了中间再沸器。中间再沸器是在塔釜和进料板之间，即在提馏段适当位置外设再沸器，将塔内下降液体引出，加热成气相后再返回塔内；这样中间再沸器就无须采用如同塔釜再沸器那样高品位的加热介质，从而有可能使用品位和价格较低的热源，节省了操作费用。此外，由于中间换热器的设置使得操作线更靠近平衡线，减小了蒸馏过程的可逆性，提高了热力学效率。氨精馏塔的塔内温度分布如下图所示：图4-11氨精馏塔温度分布图可见氨精馏塔的塔顶温度为25，塔釜温度为180，两段温差较大，可采用中间再沸器技术。在17-20块板间有温度梯度，可以在17-20之间设置中间再沸器，使用低压蒸汽作为热源。为维持塔内正常操作，侧线采出量定为800Kmol/h，采出位置通过设置多个塔进行比较，得出结果如下表：表4-4各工况对比工艺参数基本工况工况1工况2工况3热负荷/MW塔顶22.4123.4123.1922.91中间再沸器015.0015.0415.07塔釜23.009.028.768.44合计45.4147.4346.9946.42注：基本工况不设置中间再沸器；工况1第17块板抽出，返回18块板；工况2第18块板抽出，返回19块板；工况3第19板抽出，返回20块板；从表上数据可以看出3种中间再沸器工况的塔顶热负荷均比基本工况要大，说明在板数和分离要求相同情况下，中间再沸器的添加会导致回流比增加，或者在回流比不变的条件下，必须增加板数才能达到同样的分离要求。而且中间再沸器的位置愈靠近进料板，所需的回流比就愈大，故在可能条件下，中间再沸器位置应当尽可能靠近塔釜。则采用在19块板液相采出经中间再沸器汽化后返回20块板的方案。得出前后蒸汽消耗量与蒸汽成本比较如下：表4-5前后蒸汽消耗量与蒸汽成本项目普通氨精馏塔含中间再沸器的氨精馏塔热负荷/MW蒸汽用量/（吨/小时）蒸汽单价（元/吨）蒸汽成本（元/小时）热负荷/MW蒸汽用量/（吨/小时）蒸汽单价（元/吨）蒸汽成本（元/小时）中间再沸器-15.0726.041503906塔底再沸器23.0045.811758016.758.4416.811752941.75合计23.0045.818016.7546.4242.856847.75由表可知，蒸汽成本降低（8016.75-6847.75）/8016.75=14.6%。图4-12中间再沸器流程图4.7总结本项目