8-1 附录一 换热网络与节能设计

中化泉州石化有限公司10万吨/年甲基丙烯酸甲酯项目换热网络与节能设计目 录第1章 换热网络的设计11.1 概述11.2 确定流股信息11.2.1 工艺物流信息11.2.2 公用工程规格21.3 夹点分析31.3.1 绘制组合曲线（优化前）31.3.2 组合曲线平台区能量的利用41.3.3 重新提取流股信息51.3.4 绘制优化后组合曲线与夹点温度确定71.4 换热网络的合成81.4.1 换热方案的确定81.4.2 换热网络的优化与评价91.4.3 换热网络在工艺流程中的应用111.4.4 热集成后的Aspen模拟流程图14第2章 节能技术152.1蒸汽压缩式热泵152.2 差压双效精馏技术162.3 萃取精馏技术182.4 高温余热利用192.5 压力能回收20第1章 换热网络的设计1.1 概述换热网络是化工工业过程能量回收的重要手段，对化工生产降低能耗有着重要的意义。合理的利用热物流去加热冷物流，减少公用工程辅助加热和冷却负荷，可以提高整个过程系统的能量利用率和经济性。本项目以夹点技术为基础，利用Aspen Energy Analyzer 进行换热网络设计优化，最大化的利用装置的能量，减少公用工程用量，合理优化并确定出具有最少的设备投资和操作费用，且满足把每个过程物流由初温达到规定目标温度的换热网络。1.2 确定流股信息1.2.1 工艺物流信息利用Aspen Energy Analyzer 软件自动导入Aspen Plus 中模拟的总流程信息，并适当修改和补充部分物流信息，如表1-1所示。表1-1 流股信息提取表（不含节能技术）Name进口温度 ()出口温度()焓(kW)流率(t/h)备注3-38_To_3-41300.030.012695.1R0302出口冷却3-8_To_3-9243.9130.0297166.8压缩机级间冷却3-10_To_3-12233.830.01249566.8压缩机出口冷却3-6_To_3-770.0130.0398566.8中间产物预热2-28_To_2-29134.250.0117111.8高压塔出料冷却4-8_To_4-984.950.05784.9闪蒸罐气相冷却1-10_To_1-14200.340.0749770.0T0103塔底物料冷却4-41_To_4-431322.1127.51177380.1新鲜甲醇预热3-15_To_3-1630.389.2123932.4压缩机中间冷却2-1_To_2-235.0150.0151646.6R0201原料预热1-5_To_1-1166.3180.0174811.3T0101塔底物料加热4-4_To_4-550.080.030618.4T0301塔进料加热 续表1-12-6_To_2-7380.073.0741964.4R0201出口换热3-10_To_3-12242.630.01295464.4压缩机出口产气3-8_To_3-9201.9110.0214264.4压缩机中间冷却4-16_To_4-17113.550.048513.5MMA产品冷却4-33_To_4-3433.1260.6520376.6废气冷却3-3_To_3-444.6104.0829130.9R0301入口原料预热4-25_To_4-2650.5188.21380.8混合液加热3-20_To_3-21158.850.0123916.4T0301塔底换热3-17_To_3-18111.440.0520316.0T0301塔顶换热To CondenserT0102_To_1-650.347.21591.8T0102冷凝器To ReboilerT0102_To_1-768.292.0263194.7T0102再沸器To CondenserT0201A_To_4-16112.1111.41635979.3T0201A冷凝器To CondenserT0101_To_1-355.655.531305351.0T0101冷凝器To ReboilerT0101_To_1-566.166.331183352.0T0101再沸器To ReboilerT0301_To_4-20157.8158.821522135.8T0301再沸器To ReboilerT0201B_To_3-11133.9134.2941628.5T0201B再沸器To CondenserT0103_To_1-955.955.8155126.4T0103冷凝器To ReboilerT0103_TO_1-10175.3200.3741986.9T0103再沸器To CondenserT0301_TO_3-379.966.6772158.9T0301冷凝器注：表示物流升温吸热，表示物流降温放热。1.2.2 公用工程规格根据福建泉州市当地年最高水温，公用工程循环冷却水入水温度为32，回水温度42；冷冻水进水温度7，回水温度10；加热蒸汽选0.4MPa低压蒸汽，1.1MPa中压蒸汽，4MPa高压蒸汽（压力均为表压）。表1-2 公用工程信息表公用工程名称变化进温度()出温度()热容 Cp（kJ/kg）循环冷却水32424.1830.4MPa蒸1MPa蒸汽 184.3183.319814.0MPa蒸汽2502491981低温水（冷冻水）7104.001.3 夹点分析1.3.1 绘制组合曲线（优化前）将上述流股数据输入到热集成软件Aspen Energy Analyzer中，分析最小传热温差与装置投资成本、能耗成本的关系，并拟合出总费用与最小传热温差的关系曲线，如图1-1和图1-2所示。图1-1 最小传热温差与装置成本、能耗成本的关系（优化前）图1-2 最小传热温差与总费用的关系（优化前）由最小传热温差与总费用之间的关系图可以发现，当温差为9时，项目的总费用最低，设定最小传热温差为9后，得到优化前的组合曲线图和总组合曲线图，如图1-3和图1-4所示。图1-3 组合曲线（优化前）图1-4 总组合曲线（优化前）1.3.2 组合曲线平台区能量的利用从系统的组合曲线中可以看到，冷流体一侧存在温位较高的平台区，这表明该处流股处于相变过程。经过分析，这里的平台区为T0401 MMA精馏塔的再沸器和T0201 MAL精馏塔的再沸器。为了降低相变过程（组合曲线上的平台区）对公用工程的需求，本项目运用先进节能技术对平台区进行优化，优化方案如表1-3所示。表1-3 针对组合曲线平台区的优化方案平台区优化方案说明MMA精馏塔间接蒸汽压缩式循环热泵使用一个闭式热泵，热泵工质通过利用MMA精馏塔顶出料冷凝热负荷加热后，经压缩加压升温后在塔底放出冷凝热充当再沸器的热源，工质闭式循环，达到能量充分利用的目的。MAL精馏塔差压双效精馏将单塔拆分为高压塔和低压塔，将高压塔顶汽相冷凝热作为低压塔底再沸器的热源，达到重复使用精馏塔能量的目的。1.3.3 重新提取流股信息在确定平台区优化方案后，需要将Aspen Plus中流程重新模拟，然后提取新的流股信息，如表1-4所示。表1-4 重新模拟后的流股信息表（含节能技术）Name进温度T ()出温度 T()焓(kW)流率(t/h)备注4-30_To_4-3150.4 201.5 6572 9.0 余热锅炉进水3-43_To_3-4430.0 100.0 688 1.0 膜分离循环水2-13_To_2-1450.0 149.6 2943 4.1 余热锅炉进水3-38_To_3-40300.0 30.0 1269 5.1 R0302出口冷却3-10_To_3-12233.9 30.0 12495 66.8 压缩机出口冷却3-8_To_3-9243.9 130.0 2971 66.8 压缩机级间换热3-6_To_3-770.0 130.0 3985 66.8 R0301出口加热2-28_To_2-29134.3 50.0 1170 11.8 T0201B塔底出料冷却2-19_To_2-20109.7 109.9 8998 27.4 热泵循环4-8_To_4-985.0 50.0 578 4.9 闪蒸罐出口冷却1-10_To_1-14200.3 40.0 7497 70.0 T0103塔底出料冷却4-19_To_4-20132.5 116.0 2650 39.0 热泵4-21_To_4-2249.9 50.0 347 39.0 热泵4-22_To_4-1850.0 58.3 1981 39.0 循环废水4-41_To_4-431322.1 127.5 11774 80.1 焚烧炉出口废气3-15_To_3-1630.1 89.0 1239 32.4 T0301进料预热2-1_To_2-235.0 150.0 1516 46.6 进料空气预热1-5_To_1-1166.3 180.0 1748 11.3 T0101塔底出料加热4-4_To_4-550.0 80.0 306 18.4 T0401进料预热2-24_To_2-25132.4 132.3 8998 19.6 双效精馏循环物流2-6_To_2-7380.0 73.0 7419 64.4 R0201出料冷却2-10_To_2-12242.6 30.0 12954 64.4 压缩机出口气体2-8_To_2-9202.0 110.0 2142 64.4 压缩机出口高温气体4-6_To_4-787.8 85.0 1981 25.3 T0401塔顶冷凝4-16_To_4-17113.5 50.0 485 13.5 MMA产品冷却4-12_To_4-14113.5 113.5 2722 43.4 T0401塔底汽化4-33_To_4-3433.2 260.6 5203 76.6 膨胀机进料预热3-3_To_3-444.6 104.0 8291 30.9 R0301进料预热4-25_To_4-2650.5 188.3 138 0.8 MMA、MAL循环液预热3-21_To_3-22158.9 50.1 1239 16.4 T0301塔底冷却3-17_To_3-18111.4 40.0 5203 16.0 T0301塔顶冷凝ToCondenserT0102_To_1-650.3 47.3 159 1.8 T0102冷凝器ToReboilerT0102_To_1-768.2 92.1 2631 94.7 T0102再沸器ToReboilerT0201B_T0_2-28134.0 134.3 9430 28.5 T0201B再沸器ToCondenserT0101_TO_1-355.6 55.6 31283 351.0 T0101冷凝器ToReboilerT0101_TO_1-566.2 66.3 31183 352.0 T0101再沸器ToReboilerT0301_To_3-21157.9 158.9 21522 135.8 T0301再沸器ToCondenserT0201A_To_2-2279.9 66.6 7722 58.9 T0201A冷凝器ToCondenserT0103_To_1-955.9 55.9 1551 26.4 T0103冷凝器ToReboilerT0103_To_1-10175.3 200.3 7419 86.9 T0103再沸器ToCondenserT0301_To_3-17112.1 111.4 16359 79.3 T0301分凝器注：表示物流升温吸热，表示物流降温放热。1.3.4 绘制优化后组合曲线与夹点温度确定将Aspen Plus重新模拟后得到的流股数据输入到Aspen Energy Analyzer中，分析最小传热温差与装置投资成本、能耗成本的关系，并拟合出总费用与最小传热温差的关系曲线，如图1-5和图1-6所示。图1-5 最小传热温差与装置成本、能耗成本的关系（优化后）图1-6 最小传热温差与总费用的关系（优化后）由最小传热温差与总费用之间的关系图可以发现，当温差为17时，项目的总费用最低，设定最小传热温差为17后，得到优化后的组合曲线图和总组合曲线图，如图1-7和图1-8所示。图1-7 组合曲线图（优化后）图1-8 总组合曲线图（优化后）通过组合曲线图（温焓图）可以看出，系统有较大的能量可以通过冷热物流的匹配换热达到回收的目的。通过Aspen Energy Analyzer确定夹点温度，并确定最小冷热公用工程用量目标，如表1-5所示。表1-5 夹点温度及能量目标夹点1温度（oC）夹点2温度（oC）最小公用工程消耗量(kW)热端冷端热端冷端热公用工程冷公用工程152.5134.055.637.189799.269179.91.4 换热网络的合成1.4.1 换热方案的确定在确定夹点温度和能量目标后，便可根据夹点原理进行物流之间的换热匹配。在设计过程中不仅要考虑最大能量回收，还要考虑由于换热面积所产生的设备费用。本项目使用Aspen Energy Analyzer自动合成若干最大能量回收的换热网络，然后再根据打破回路（Loop）等原则，结合工艺流程的实际情况进行能量松弛。通过Aspen Energy Analyzer生成了若干种最大能量回收的换热网络，在其中选择总操作费用最小且换热器数量较少的设计方案进行后续优化过程。所选择的推荐设计方案如图1-9所示。图1-9 优化前的换热方案1.4.2 换热网络的优化与评价针对推荐的换热方案进行手动调整，在调整优化的过程中主要遵循以下几个原则： （1）采用合并换热器等方法打破回路（Loop）；（2）减少换热设备数量，去掉较小的换热器。（3）避免因距离太远而管路成本过高的换热关系。（4）避免流股大量分割.在遵循上述原则的同时，本团队根据工艺流程的实际情况，对推荐的换热方案进行优化设计，得到最终的换热网络，如图1-10所示。图1-10 优化后的换热网络将换热网络集成前后的操作费用与公用工程负荷列于表1-6中。表1-6 换热网络设计前后经济指标项目经济指数单位合成换热网络之前设计换热网络之后热公用工程费用514.8357.2Cost/h冷公用工程费用132.147.6Cost/h操作费用646.9309.6Cost/h设备投资2.610102.51010Cost/h总费用907.8564.2Cost/h加热负荷69.249.8MW冷却负荷98.958.0MW设计换热网络后，由于引入的热泵技术中压缩机消耗电能，电是比蒸汽品质更高的能源，两者之间的转换系数为3.29，将电耗折算的蒸汽负荷补充到表1-6设计换热网络之后的加热负荷中。由表1-6可看出，在未进行换热网络的优化设计前，装置的加热、冷却公用工程的量较大，操作费用大，因此总费用偏高。而在设计换热网络之后，冷热公用工程需求量减少，操作费用也相应减少。由此可知换热网络设计有显著效果，有助于热量的多级高效利用，降低运行成本，更加经济合理。但是由于使用了热泵、双效精馏等节能技术，使得设备费用增加，但是总费用仍然比设计换热网络之前大大下降。由上述可知，通过集成换热网络设计，经济效益显著，加热蒸汽用量降低了32%，冷却公用工程降低了45%，换热网络设计有效。1.4.3 换热网络在工艺流程中的应用（1）自MAL合成反应器流出的反应产物中含有大量不凝气，因此我们采用在两级压缩后闪蒸分离，而在两级压缩后使得产物具有很高的温度，因此在高温产物进入闪蒸罐前，通过余热锅炉产生0.5MPa的蒸汽，供给MAL合成反应器使用。如图1-11所示。图1-11高温物流产生蒸汽（2）闭式热泵循环。MMA精馏塔塔顶与塔底温度相近，利用塔顶萃取剂的热量加热热泵工质，使得热泵工质蒸发，蒸发后的热泵工质进入压缩机增加压力提升温度，之后在塔底冷凝为塔底再沸器供热，冷凝液通过节流阀降压、辅助冷却器降温后完成一个循环。采用热泵循环充分利用了塔顶萃取剂的冷凝热，大大降低了MMA精馏塔操作所需要的蒸汽，达到了节能的目的。如图1-12所示。图1-12 蒸汽压缩式热泵系统（3）萃取剂回收塔T0103塔底物流焓值较大，应充分利用其热量，塔底釜液经过给混合碳四预热、给进料空气预热后，经循环水冷却后进入异丁烯萃取精馏塔继续参与萃取过程。流程如图1-13所示。图1-13 萃取剂回收塔釜液换热（4）MAL与水的分离采用差压双效精馏技术，高压塔塔顶出料加热低压塔塔底出料后进入闪蒸罐发生气液相分离，液相返回高压塔作为塔顶回流；低压塔塔底出料被加热后同样经过闪蒸，气体返回低压塔作为再沸的气相。如图1-14所示。图1-14 差压双效精馏技术流程图（5）本项目中反应精馏塔操作温度较低，因此利用MAL合成反应器的出口高温物流作为反应精馏塔的再沸热源，因为物流换热能力并不能完全满足反应精馏塔再沸器的要求，因为我们补充一股蒸汽接力加热。如图1-15所示。图1-15 高温物流与反应精馏塔的换热Mars 15中化泉州石化有限公司10万吨/年甲基丙烯酸甲酯项目换热网络与节能设计1.4.4 热集成后的Aspen模拟流程图在换热网络设计后，本项目利用Aspen Plus对换热网络进行模拟，并将优化后的换热网络全部添加到总流程当中，全流程模拟如图1-16所示：图1-16 Aspen模拟示意图中化泉州石化有限公司10万吨/年甲基丙烯酸甲酯项目换热网络与节能设计第2章 节能技术122.12.1 蒸汽压缩式热泵热泵是以消耗一定量的机械功为代价，把低温位热能提高到可以被利用的程度。由于所获得的可利用热量远远超过输入系统的能量，因而可以达到节能的效果。在化工行业常用的热泵技术有开式热泵和闭式热泵：开式热泵通过压缩工艺流体，提高其能量品位从而给再沸器供热；闭式热泵内置热泵工质，热泵工质在低温介质处蒸发吸热，经过压缩机压缩后温度升高，能量品位提高，工质在高温介质处冷凝放热，冷凝液经过节流后压力降低，完成一个循环周期，达到了将热量从低温热源向高温热源的目的。闭式热泵的工作示意图如图2-1所示。1-压缩机 2-冷凝器 3-蒸发器 4-节流元件图2-1 闭式热泵工作示意图利用压缩机使塔顶气相的温度提高一个能级，从而能够给塔底物料的汽化提供能量。通过单塔模拟，MMA精馏塔（T0401）塔顶温度为105.7，塔底温度为113.0，塔顶与塔底温差较小，有诸多文献提出可通过闭式热泵将塔顶热量跨越夹点向塔底输送，因此本项目使用闭式工质循环压缩式热泵来充分回收此部分热量。其Aspen模拟流程图如图2-2所示。图2-2 热泵流程的Aspen模拟示意图对常规MMA精馏塔（T0401）的模拟，可知塔顶冷却能耗为3148.99 kW，塔底加热负荷为3403.03 kW。热泵精馏中压缩机电耗为1016.79 kW，辅助冷却器冷却能耗为347.41 kW。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，因此热泵流程加热能耗为3692.6kW。与单塔能耗对比，总能耗减少了43.6%。2.2 差压双效精馏技术双效精馏是化学工业中较为常见的一种精馏节能措施，其基本原理是重复使用精馏塔的能量，以提高热力学效率。具体做法是以多塔代替单塔，即将一个分离任务分解为由若干操作压力不同的塔来完成，将前几塔顶蒸汽作为次级塔底再沸器的加热蒸汽，以此类推直至最后一个塔。其节能的关键是要选择适宜的各塔操作压力，其中应用最普遍的是两塔流程。在本项目MAL合成精制单元中涉及到大量MAL与水的分离，使用普通精馏方式不仅能耗较高，同时塔内气液两相流较大不利于设备的建造于操作控制。本项目在采用了差压双效热耦合精馏技术后，装置能耗和操作成本皆有大幅度的下降，其工艺流程图见图2-3。图2-3 差压双效精馏技术流程图将差压双效精馏与单塔流程模拟对比，计算加热及冷却负荷，计算结果见表2-1。表2-1 普通精馏与差压双效精馏能耗对比表操作方式公用工程能耗对比（kW）冷凝器再沸器普通精馏1497316371差压双效精馏77189354节能分率48.5%42.9%由计算结果可知，采用差压双效精馏技术后，冷公用工程用量降低了48.5%，热公用工程用量下降了42.9%，节能效果明显，经济效果好。图2-4 差压双效精馏技术节能对比2.3 萃取精馏技术原料抽余碳四经反应精馏塔（T0101）发生丁烯异构反应后，其塔顶组成主要为异丁烯和异丁烷，该物系形成共沸物，且该共沸组成对压力不敏感，不能使用变压共沸技术打破共沸，只能采取加入萃取剂进行萃取精馏的办法，考虑到甲基吡咯烷酮（NMP）这种萃取剂不仅具有良好的选择性和稳定性，毒性和腐蚀性都很小，是一种高效环保的萃取剂，加入少量的水后，适合作为异丁烯和异丁烷萃取精馏的萃取剂。因此本项目选择甲基吡咯烷酮作为萃取剂将异丁烯与异丁烷分离。将单塔模拟与两塔模拟的能耗汇总于表2-2中。表2-2 萃取精馏技术节能对比操作方