5-3 附录三 节能优化与换热网络

年产10万吨MMA副产1万吨MAA异丁烯资源化利用项目 节能优化和换热网络2广西广维化工有限责任分公司 10万吨/年VAC项目 节能优化与换热网络目录第一章 概述2第二章 换热流股和公用工程的确定3第三章 确定能量目标5第四章 换热网络的设计与优化11第五章 热泵与复合脱水技术节能分析效果155.1乙醇复合膜分离热泵精馏脱水提纯技术155.2 热泵技术16第六章 节能综合效益分析18第七章 总结19第一章 概述本项目为广西广维分厂年产10万吨VAC醋酸乙烯酯生产合成项目，因原料的预热、产品的降温、精馏塔都是非常耗能的过程，故运行成本是其中一个很重要的考核参数，其中很重要的一部分是公用工程的消耗，通过换热网络的设计和优化，可以尽可能地实现对内部流股热量的集成和最大化利用，减少公用工程的消耗。本项目采用生物乙醇催化制乙烯，乙烯经氧乙酰化生成醋酸乙烯酯的工艺，该工艺由乙烯合成工段、醋酸乙烯酯合成工段、醋酸乙烯酯精制工段共三个工段组成。为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。我们运用Aspen Energy Analyzer V11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。从整个工艺流程来看，本项目需要较大量的冷公用工程，包括冷却水、低压蒸汽冷凝水、中压蒸汽冷凝水、有机硅油、-25的制冷系统（冷冻NaCl盐水）、-40的制冷系统（冷冻CaCl2盐水）两个等级，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，所使用的热公用工程为：320高压蒸汽（4.5MPa）、250高压蒸汽（3.94MPa）、175中压蒸汽（0.875MPa）、125低压蒸汽（0.2MPa）及电能。所用公用工程来源均来自广西广维的资料和数据分析。冷公用工程使用本项目厂区内的循环水站及冷冻站产生，热公用工程由本项目厂区公用工程站提供。为了充分集成过程中的热量，本项目采用了复合渗透汽化膜与热泵精馏脱水技术在乙烯合成工段上节省能量，同时设计全厂换热网络来提高能量集成的效果。本项目采用复合脱水技术、热泵精馏技术、夹点分析技术，最终节省冷公用工程58.7%，热公用工程64.5%。第二章 换热流股和公用工程的确定之后开始过程流股的提取过程，其中注意的是需要将中间流股和塔设备的流股分来来看，其中排除几个流股不输入，如R0101使用冷公用工程进行换热产生低压蒸汽，在本项目公用工程统计时依然会考虑这部分冷公用工程。过程过程流股提取如下：表 2-1 过程流股物流信息表（不含复合脱水、热泵技术）过程名称进口温度/出口温度/热负荷/kW0115A_To_0117A76.461.7824.9 0128_To_0130170.4-4042623.3 0213_To_0214175130.64248.7 0213_To_0214130.6519853.9 0111_To_0112A92.88850.6 02111_To_0208225.3175.14801.9 02111_To_02081751755.0 0305_To_030664.315487.2 0128_To_0130270170.47398.9 0301_To_0302184.899.73737.2 0312_To_0313175174133.5 0126_To_012710004008878.2 0308_To_0309125124457.1 0123_To_0124100040023662.8 0206_To_H4-O125124105.4 0314_To_03152502492722.1 0201_To_02071251245.0 表 2-2 塔设备物流信息表（不含复合脱水、热泵技术）塔位号换热器类型进口温度/出口温度/热负荷/kWT0102Condenser65.656.9861123.5 T0102Reboiler76.176.4871734.8 T0104Condenser186.3183.021789.5 T0104Reboiler211.6211.621937.3 T0301Reboiler172.4184.87890.6 T0302Condenser69.564.36020.3 T0302Reboiler117.3118.56190.6 T0303Condenser63.161.62300.7 T0303Reboiler75.275.32341.4 由于设计的醋酸乙烯酯合成装置建立在广西省南宁市明阳工业园区，因此所需要的公用工程需要确定，根据调查，得到可以使用的公用工程情况如下：表2-3 公用工程物流信息表过程名称进口温度/出口温度/冷却水2030中压蒸汽175174高压蒸汽（4.5MPa）320319高压蒸汽（3.9MPa）250249低压蒸汽125124冷冻盐水（CaCl2）-25-24低压蒸汽冷凝水124125中压蒸汽冷凝水174175有机硅油20176电加热第三章 确定能量目标将上述工艺流股信息输入到Aspen Energy Analyzer V9，在能量分析器中，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3-1所示。图3-1 总费用与Tmin关系曲线（不含复合脱水、热泵技术）在图中选取总费用最小且变化趋势相对平稳部分的温度作为最小传热温差进行后续计算。分析此图可以看出，最高效的传热温差为24。在设定最小传热温差后，获得的组合曲线如下图所示。图3-2 组合曲线（不含复合脱水、热泵技术）由图可以看出，60附近存在较长的平台区，经分析可知，蓝色线的冷流体平台表示T0102（乙醇精馏塔）中间再沸器沸腾过程的相变热和T0304（醋酸精馏塔）再沸器沸腾过程的相变热，红色线的热流体平台表示T0102和T0304塔顶冷凝器冷凝过程的相变热，T0102和T0304两塔中间再沸器和塔顶冷凝器温差很小，均在40以内，但是T0102塔处理量非常大，因此考虑T0102可以不直接采用能量分离剂的方法而采用复合脱水技术，利用渗透汽化膜技术分离大部分水之后再采用精馏技术可以减小塔的能耗，改变组合曲线热平台，T0304则直接采用热泵精馏技术，利用热泵精馏技术可以提升热组合曲线的温位，减小组合曲线热平台；使用复合渗透汽化膜与热泵精馏脱水技术之后，在Aspen中重新模拟全流程，得到新的流股信息，如表3-3、3-4所示：表 3-3 过程流股物流信息表（含复合脱水、热泵技术）过程名称进口温度/出口温度/热负荷/kW0128_To_0130170.58-40.0042820.900213_To_0214175.00130.614282.140213_To_0214130.615.0019922.230111_To_0112A105.2588.0057.1202111_To_0208229.90175.055300.2102111_To_0208175.05175.005.000305_To_030664.3415.00486.920128_To_0130270.00170.587300.010301_To_0302184.8499.713736.490115A_To_0117A58.1561.72212.680203_To_H2-O20.00117.384282.140312_To_031363.08137.96133.370126_To_0127163.87280.008891.800201_To_020715.91111.445300.210308_To_030918.0968.70456.480123_To_0124151.37280.0023500.680206_To_H4-O69.5775.00429.530118_To_011958.77143.347300.010106_To_64654658.1590.00359.430314_To_0315119.22203.122722.180201_To_0207111.44111.525.00表 3-4 塔设备物流信息表（含复合脱水、热泵技术）塔位号换热器类型进口温度/出口温度/热负荷/kWT0304Condenser186.32183.0321763.29T0304Reboiler250.00249.0021911.57T0301Reboiler172.41184.847890.51T0302Condenser69.4564.346019.49T0302Reboiler117.26118.556189.52T0303Condenser63.1361.602297.57T0303Condenser75.2275.322338.20将以上流股信息输入Aspen Energy Analyzer V9中。对最小传热温差进行经济评估，获得固定费用-温差、操作成本费用-温差、总费用-温差关系曲线如图3-3、图3-4、图3-5所示。图3-3 固定费用与Tmin关系曲线（含复合脱水、热泵技术）图3-4 操作费用与Tmin关系曲线（含复合脱水、热泵技术）图3-5 总费用与Tmin关系曲线（含复合脱水、热泵技术）兼顾公用工程传热温差的可行性，在图中选取总费用最小且变化趋势相对平稳部分的温度作为最小传热温差进行后续计算。图中显示最小传热温差为15时最为经济，对于化工生产中的实际传热情况，15的最小传热温差也较为合适。本厂流程由于存在具有腐蚀性的醋酸成分，对于换热器的材质一定的要求，设备基本选用不锈钢材质，少部分使用普通碳钢材质，适当大的传热温差较为适宜，此时15的最小传热温差回收能量较多，可以达到节能的目的，同时也不过分小而导致设备投资偏大。故选择最小温差为15，回收较多能量的同时具有较好操作弹性。在设定最小传热温差后，获得的组合曲线如下图所示：图3-6 组合曲线（含复合脱水、热泵技术）从组合曲线上得到热集成的能量目标：需要热公用工程能量为89149.08 kw；需要冷公用工程能量为85336.27 kw；夹点温度为热端40，冷端25。得到总组合曲线如图3-7所示。图3-7 总组合曲线（含复合脱水、热泵技术）通过对总组合曲线进行判断，可以得出流程内部换热后，需要达到的最高温度在300以下，因此只需要蒸汽进行加热即可，同时为了节约成本，应该使用多种品味蒸汽以降低高品位蒸汽消耗，因此我们热公用工程采用125的低压蒸汽、175的中压蒸汽、250的高压蒸汽和320高压蒸汽（4.5MPa）。需要达到的最低温度为-30，因此需要用到冷冻盐水进行降温。同时，冷公用工程还使用循环蒸汽冷凝水冷却水和空气进行换热。第四章 换热网络的设计与优化换热网络的设计，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。为简化换热网络，将从flow sheet中得到的流股分流设置为10。充分考虑股间换热的可能性，在Aspen Energy Analyzer V11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，如下图所示：图4-1 推荐设计的自由度分析之后得到10个初步设计如下图所示，而系统比较的是换热面积和节省能量方面，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，如图所示，A_DESIGN8作为最合理的初步设计方案。图4-2 ASPEN推荐设计的比较情况设计方案如图4-3所示：图4-3 优化前的设计方案该换热网络的换热器数目为61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，有些换热器则存在换热回路和跨工段换热，这些换热器均可以考虑删去。在松弛和消融的过程中主要要注意一下几个方面：第一，对于在换热过程中发生相变化或组成变化的物流，其热容流率CP值并非一个常数，但是能量分析器中默认为常数处理。当牵涉到多公用工程换热时，冷却水与制冷剂的负荷分配与能量分析器计算是有出入的，因为CP不应作为常数处理。比如分离反应产物时，需要将产物与未反应的气体分离，需用冷凝器来实现该过程，由于物料组成的变化，CP也不断变化，实际上两种公用工程的负荷分配与能量分析器给的结果不同。如果冷却水冷却的负荷较小，则可直接使用制冷剂，不使用两种公用工程，以节省一台换热器的设备费。第二，在换热网络中出现的换热器回路也是使得操作费用增加的原因，在实际操作中，一般不能有回路的存在，故应该合并内的两台或多台换热器，使得回路被打破，系统自由度降低。所谓回路，主要在换热比较频繁的位置。第三，在换热网络的工程中存在着一些多次换热的情况，正常来说，能量较高的流股多次换热符合节省能量的原则，但是多次换热中不仅存在这换热设备的负担，同时不同工段之间的整合更是大大加剧了管道布置和配管设置的障碍，因此需要将某些换热频繁的流股进行简化，此时可以通过夹点换热，以达到消融和松弛的目的。第四，在调节换热网络工程时，考虑物流的压力，或适当降低换热温度，在流股需要变压时，先选择变压再进行换热，防止流体过热而导致热量的损耗和浪费，在精馏时，改善精馏塔压力，使其接近常压，减少物料加热到泡点所需要的热量，同时减少再沸器和冷凝器的热负荷。以上四个原因增加了换热器台数，用 Aspen Plus V11的 HeatX 模块模拟工艺物流的换热，获得准确的换热量，剔除掉换热量较小的换热器。此外还可以通过冷热公用工程之间的“通路”Path 来调节各 Path上的换热量，从而达到松弛换热器热负荷，甚至减少换热器数的目的。经过以上调节之后，得到优化之后的换热网络如下：图4-4 优化后的设计方案优化后的换热网络所需换热器数目为39台，数目减少且结构更为精简，符合换热网络的节能要求。其中包含3个流股热量回收利用的换热器，而且符合最小传热温差的要求，可回收热量39.45MW。优化后共需要冷公用工程120.27MW，热公用工程125.97MW。不含股间换热和未优化塔参数时的情况共需要冷公用工程220.2MW，热公用工程252.1MW。冷量节省45.3%，热量节省42.79%。所使用的冷公用工程为：空气（30）、冷冻盐水（-25）、冷冻盐水（-40）、低压蒸汽冷凝水，中压蒸汽冷凝水、有机硅油；所使用的热公用工程为：320高压蒸汽（4.5MPa）、高压蒸汽（3.94MPa）、中压蒸汽（0.875MPa）、低压蒸汽（0.2MPa）及电能。为了进一步节能，我们在优化的基础上使用了热泵精馏技术，所得出的换热网络如下图：图4-5 使用热泵技术后的设计方案此时，换热网络所需换热器数目为41台，数目虽然增加，但是总费用下降20%以上。表 4-1 使用热泵技术前后经济效益对比增加热泵精馏前增加热泵精馏后热公用工程费用cost/s0.2360.196冷公用工程费用cost/s0.2080.089操作费用cost/s0.4440.285固定费用cost/s9247355.996221768.667总费用cost/s0.5380.337在能量上优化后共需要热公用工程89.149MW,冷公用工程85.336MW。在不使用热泵技术的情况下共需要热公用工程125.97MW，冷公用工程120.27MW。对比下来，热量节省29.2%，冷量节省29.04%。第五章 热泵与复合脱水技术节能分析效果5.1乙醇复合膜分离热泵精馏脱水提纯技术在未使用复合渗透汽化膜与热泵精馏脱水提纯技术时，组合曲线如图5-1所示。图5-1 组合曲线（不含复合脱水、热泵技术）T0102如采用普通精馏，塔顶温度为56.9，塔底温度为76.4，塔顶塔底温度差不大大，因此为获得更大经济效益，不直接使用能量分离剂分离，达到一定浓度后再采用精馏，由于塔顶塔底温差不大且大于最小传热温差，于是采用热泵精馏技术进行分离，故本项目采用复合渗透汽化膜与热泵精馏技术来达到原品位。由图可以看出，在50和70左右存在较长的平台区，经分析可以，红色线的冷流体平台表示T0102中间再沸器沸腾过程的相变热，蓝色线的热流体平台表示T0102塔顶冷凝器冷凝过程的相变热，两者温差20左右，小于热泵技术要求的36且大于最小传热温差15。但是处理量巨大，于是不考虑直接使用能量分离剂分离，先使用渗透汽化膜分离一部分水后再采用精馏手段。结合以上原因，我们使用了复合渗透汽化膜与热泵精馏脱水技术的方式进行有效的能量降低。通过复合脱水技术，将减少加热和冷却大量生物乙醇的热量，从而减少公用工程的用量。这样，消耗少量电能（用以做功）便可以节省大量的冷量与热量，从而节能。5.2 热泵技术在优化T0102后，组合曲线如图5-2所示。从图中可以看出，冷热组合曲线中的两个大平台已经减少。图5-2 组合曲线（含复合脱水技术，不含醋酸精制塔热泵精馏）T0304如采用普通精馏，塔顶温度为182，塔底温度为211，塔顶塔底温度相差39，且由组合曲线图可以看出，在170和210左右存在较长的平台区，蓝色线的热流体平台表示T0304中间再沸器沸腾过程的相变热，红色线的冷流体平台表示T0304塔顶冷凝器冷凝过程的相变热，两者温差40左右，相差并不大，大于最小传热温差，因此为获得更大经济效益，可以采用热泵技术。结合以上原因，我们设计了塔顶汽相直接压缩式热泵精馏的方式进行有效的能量回收。塔顶汽相直接压缩式热泵精馏是以塔顶汽相为工质，通过外部压缩机提高塔顶汽相的能位，使其可以作为塔底再沸器的高温热源，从而减少公用工程的用量。这样，消耗少量电能（用以做功）便可以节省大量的冷量与热量，从而节能。通过对T0304塔顶蒸气进行加压升温，提高蒸气的温位，将其用于塔底再沸器的加热，其结构如图5-3所示。图5-3 热泵精馏模拟流程图COOLER-塔顶冷凝器 REBOILER-塔底再沸器 C1-压缩机 ASSREB-辅助冷凝器表5-2 有无热泵技术对比表项目无热泵技术热泵技术冷公用工程能耗（kW）12666.291523.19热公用工程能耗（kW）12822.930压缩机功耗（kW）01679.81总能耗（kW）25189.223203由表5-2可知，考虑压缩机做功和冷却器能耗，热泵技术比无热泵技术节省能耗21986.22kW，节省幅度达87.28%。热泵技术节省热耗100%，节约冷耗87.97%。如图5-4是添加热泵技术后的冷热物流组合曲线：图5-3 热泵精馏模拟流程图在能量上优化后共需要热公用工程89.149MW,冷公用工程85.336MW。在不使用热泵技术的情况下共需要热公用工程125.97MW，冷公用工程120.27MW。对比下来，热量节省29.2%，冷量节省29.04%。第六章 节能综合效益分析在该换热网络中，公用工程使用情况如表6-1所示：表 6-1 换热网络公用工程信息表项目冷公用工程/MW热公用工程/MW总计/MW直接公用工程220.2252.1472.3换热网络设计120.27125.97246.24优化后使用热泵技术85.3489.15174.49此外，对V0102（静电捕集器）、T0101（渗透汽化膜装置）、T0204（脱氨塔）、T0206（变压吸附装置）使用的公用工程未包含在换热网络设计中。其中T0101使用电加热，负荷为0.47MW；V0102、T0101、T0204、T0206使