5-3附录三 能量回收的换热网络设计

2017“东华科技-陕鼓杯”第十一届全国大学生化工设计竞赛宁波经济技术开发区石油化工园区含硫废气综合治理及资源化项目能量回收的换热网络设计上海电力学院一碗炸酱面-SPN团队成员：王思宇 杜舒华 陈永泰 郭波 魏小琴指导老师：朱晟 郭文瑶 辛志玲 徐群杰宁波经济技术开发区石油化工园区含硫废气综合治理及资源化项目能量回收的换热网络设计目 录第一章 概述1第二章 工艺流股提取2第三章 确定能量目标4第四章 换热网络设计10第五章 双效精馏分析145.1 双效精馏原理145.2 T0102双效精馏分析14第六章 热泵精馏分析176.1 热泵精馏原理176.2 T0502热泵精馏分析18第七章 能量回收的换热网络设计总结20I第一章 概述在大型化工过程中，存在大量需要换热的流股，一些物流需要被加热，一些物流需要被冷却。为提高能量利用率，节约能源与资源，需要进行换热网络设计，优先考虑系统中各流股之间的换热，各流股与不同公用工程之间的匹配，以实现最大限度的热量回收，尽可能提高过程的热力学效率，实现更好的系统设计。本项目是针对某一含硫工业废气源设计一套深度脱硫并予以资源化利用的装置。本项目采用甲醇和硫化氢反应生成甲硫醇的工艺，由二氧化硫吸收转化工段、硫化氢吸收反应工段、硫化氢回收工段、甲硫醇精致工段、甲醇回收工段等五个工段组成。原料预热和产品分离等都是非常耗能的过程，流程中冷热流股均较多，潜在热量可供回收，通过对换热网络的设计，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，从而减少能耗。为此，我们运用Aspen Energy Analyzer V8.4来进行换热网络设计，并寻找可能节能的措施，以最大限度地降低成本。本项目需要的冷公用工程包括冷却水和冷冻盐水，需要的热公用工程包括低压蒸汽、中压蒸汽和干气，可由园区提供。为充分集成过程中的能量，本项目采用了双效精馏和热泵精馏等节能措施。双效精馏利用较高压力的塔顶蒸汽作为相邻压力较低的精馏塔再沸器的热源，此较低压力精馏塔的再沸器即为较高压力精馏塔的冷凝器，塔顶蒸汽的汽化潜热被系统本身回收利用，因此在较大程度节约了精馏装置的能耗；热泵精馏充分利用了塔顶塔釜温差较小的精馏塔塔顶蒸汽的冷凝热，通过塔顶蒸汽压缩或塔釜液体闪蒸的方式改变流股温位，使原本不能换热的流股间存在换热的可能，从而提高了能量利用率。通过上述节能措施及热集成技术，本项目节能34.68 MW，共需要冷公用工程32.94 MW，热公用工程22.62 MW，实现了较大程度的能量回收利用。第二章 工艺流股提取在换热网络设计前，我们已经对主要塔设备进行了优化，减少了许多不必要的能量能耗。我们再将可以需要热交换的数据进行了提取，列于表2.1和表2.2中(流股编号为Aspen Plus编号)。表2.1 中间过程流股数据(不带双效精馏和热泵精馏)流股名称进口温度()出口温度()热负荷(kJ/h)0107 To 0108129.050.06.141e+0060105 To 0106180.040.01.092e+0070109 To 0110145.160.06.665e+0060111 To 0112167.835.01.517e+0070507 To 050892.330.057730209 To 0210126.960.02.309e+0050211 To 0212142.235.04.928e+0050207 To 0208117.345.02.467e+0050218 To 021925.065.02.438e+0060121 To 0122240.030.03.904e+0070223 To 0224150.270.08.010e+0050221 To 022241.050.04.347e+0050225 To 0226160.8380.02.482e+0060119 To 012091.5240.04.684e+0060312 To 0313101.935.08.926e+0060203 To 0204102.135.01.193e+0070103 To 010453.435.01.071e+0060409 To 041099.545.02.868e+0050302 To 0303188.6140.05.415e+0050304 To 0305190.7120.03.216e+0060227 To 0301380.0120.02.994e+0060308 To 0309-30.535.02.645e+005表2.2 塔设备流股数据(不带双效精馏和热泵精馏)塔设备名称位置进口温度()出口温度()热负荷(kJ/h)T0402CONDENSER21.621.166.37T0402REBOILER90.9101.35.251e+006T0501CONDENSER34.834.32.949e+005T0501REBOILER64.364.82.995e+005T0401CONDENSER35.935.83.421e+006T0401REBOILER90.7105.52.787e+006T0303CONDENSER94.833.22.586e+007T0303REBOILER101.0101.83.502e+007T0202CONDENSER94.833.01.448e+007T0202REBOILER101.2101.82.648e+007T0301REBOILER133.7144.51.405e+006T0102REBOILER101.1137.16.838e+007T0502CONDENSER85.084.94.712e+005第三章 确定能量目标将上述工艺流股信息导入 Aspen Energy Analyzer V8.4 中，选择适宜的公用工程，并对最小传热温差进行经济评估，获得总费用和温差的关系曲线图： 图3.1 总费用最小温差关系图(不带双效精馏和热泵精馏)观察上图可以发现，15时虽然总费用最低，但是考虑到操作弹性，所以选取总费用较小且曲线较平缓时的22.5为最小传热温差。设定最小传热温差后，我们获得冷热物流的总组合曲线如下图：图3.2冷热物流组合曲线图(不带双效精馏和热泵精馏)由图3.2可见，组合曲线中存在较大的平台区域，主要是精馏塔塔顶塔底的相变热。为减小图中的平台区域，可以运用热泵、多效精馏等热集成技术提高塔顶温位，增加系统内部的换热量，减少公用工程的使用。通过观察发现，精馏塔T0102的塔顶采出率较大(D/F = 0.972)，因而塔釜热负荷较大，可以采用双效精馏降低能耗；而精馏塔T0502的塔顶塔釜温差较小，为7.3，特别适合使用热泵精馏。采取双效精馏和热泵精馏技术，可以有效实现热耦合，减少过程能耗。在 Aspen Plus中重新模拟流程，导入 Aspen Energy Analyzer V8.4中，得到新的流股信息，如表 3.1和表 3.2 所示：表3.1 中间过程流股数据(带双效精馏和热泵精馏)流股名称进口温度()出口温度()热负荷(kJ/h)0107 To 0108129.050.06.141e+0060105 To 0106180.040.01.092e+0070109 To 0110145.160.06.665e+0060111 To 0112167.835.01.517e+0070517 To 051592.330.057720209 To 0210126.960.02.309e+0050211 To 0212142.235.04.928e+0050207 To 0208117.345.02.467e+0050218 To 021925.065.02.438e+0060124 To 0125240.030.03.904e+0070223 To 0224150.270.08.010e+0050221 To 022241.050.04.347e+0050225 To 0226160.8380.02.482e+0060122 To 0123106.6240.04.043e+0060312 To 0313101.935.08.926e+0060203 To 0204102.135.01.193e+0070103 To 010452.835.01.035e+0060409 To 041099.645.02.868e+0050302 To 0303188.6140.05.415e+0050304 To 0305190.7120.03.216e+0060227 To 0301380.0120.02.994e+0060308 To 0309-30.535.02.645e+005表3.2 塔设备流股数据(带双效精馏和热泵精馏)塔设备名称位置进口温度()出口温度()热负荷(kJ/h)T0402CONDENSER21.621.168.93T0402REBOILER95.9101.32.714e+006T0501CONDENSER34.834.32.949e+005T0501REBOILER64.364.82.999e+005T0401CONDENSER35.935.81.251e+007T0401REBOILER90.7105.52.776e+006T0303CONDENSER94.833.22.586e+007T0303REBOILER101.0101.83.502e+007T0202CONDENSER94.833.01.448e+007T0202REBOILER101.2101.82.648e+007T0301REBOILER133.7144.51.405e+006T0102REBOILER153.6163.14.625e+007我们将所提取的工艺流股输入Aspen Energy Analyzer V8.4的能量分析器中，并对最小传热温差进行经济评估，获得总费用和温差的关系曲线图：图3.3 总费用-最小温差关系图(带双效精馏和热泵精馏)观察上图可以发现，15时虽然总费用最低，但是考虑到操作弹性，所以选取总费用较小且曲线较平缓时的22.5为最小传热温差。设定最小传热温差后，我们获得冷热物流的总组合曲线如下图：图3.4 冷热物流组合曲线图(带双效精馏和热泵精馏)对比图3.4和图3.2可知，使用双效精馏和热泵精馏后，组合曲线上的平台区域明显减少，有效降低了相变过程的公用工程需求，达到较好的节能效果。由此确定了我们换热网络合成的能量目标：图3.5 能量回收目标(带双效精馏和热泵精馏)分析组合曲线我们可以得到系统热集成的能量目标：需要热公用工程能量为 7.703e+007 kJ/h，即21.40 MW；需要冷公用工程能量为 1.142e+008 kJ/h，即31.72 MW；夹点温度为100和122.5。得到总组合曲线如图 3.6所示：图3.6 总组合曲线(带双效精馏和热泵精馏)对曲线以及工艺流股的温位进行分析，选用公用工程如表 3.3 所示： 表3.3公用工程选用表公用工程进口温度()出口温度()Fired Heat1000400LP Steam125124MP Steam175174Hp Steam250249Cooling Water2025Refrigerant 1-25-24第四章 换热网络设计换热网络的设计自由度较大，获得的方案也较多，但合理的换热网络需要经过筛选与优化。在设计换热网络时，需要考虑流股换热的合理性，以节能综合经济效益为目标进行换热网络的优化。在确定了热集成的能量目标和公用工程后，系统生成的初始换热网络方案如图4.1和所示。图4.1 初始换热网络方案(带双效精馏和热泵精馏)图4.2 初始换热网络性能(带双效精馏和热泵精馏)之后再使用Aspen Energy Analyzer的换热网络自动生成功能，所生成的三十套方案如图4.3所示。图4.3 系统自动生成的三十套换热网络方案从图4.3可见，第15套方案为最为经济且换热面积较小的较优换热网络方案，该设计方案如图4.4所示。图4.4 优化前的换热网络方案(带双效精馏和热泵精馏)但该方案中仍存在不合理之处，依据最小换热器原则，可以撤去若干台换热器，该设计方案中有部分换热器换热面积很小，热负荷也很小，可以删去。当一流股与多种公用工程进行换热时，可适当减少操作费，但会增加换热器数目和设备费。比如一流股先后使用冷却水和冷剂制冷时，如果冷却水冷却的负荷较小，则可直接使用冷剂制冷，以节省一台换热器的设备费。换热网络中存在较多回路，换热网络中一般不允许回路的存在，可以删去负荷或换热负荷较小的换热器，将其合并到回路中其他的换热器，打破回路，减少换热器数目，再通过路径进行网络松弛。另外，相距较远的物流间换热会使管路成本增加，增加设备投资，且操作不稳定，此类换热匹配需删除。经以上调节优化后，最终选取方案如图4.5所示。图4.5 优化后换热网络方案(带双效精馏和热泵精馏)图4.6 优化后换热网络性能(带双效精馏和热泵精馏)优化后的换热网络所需换热器台数为38台，包括12个流股热量回收利用的换热器，数目减少且结构更为精简。将优化后换热网络与初始换热网络进行比较得下表：表4.1 优化后换热网络与初始换热网络比较项目初始换热网络优化后换热网络能量减少量(%)冷公用工程(MW)48.8632.9432.58热公用工程(MW)34.6122.6234.64总计(MW)83.4755.5633.44通过比较，优化后换热网络相比初始换热网络共节能27.91 MW，总节能百分比约为33.44%。其中，共需要冷公用工程32.94 MW，冷公用工程节能约为32.58%；热公用工程22.62 MW，热公用工程节能约为34.64%。实现了较大程度的能量回收利用。需要的冷公用工程包括冷却水和冷冻盐水，需要的热公用工程包括低压蒸汽、中压蒸汽和干气，可由园区公用工程站和本厂废热锅炉提供。第五章 双效精馏分析5.1 双效精馏原理双效精馏的原理是重复利用给定数量的能量来提高精馏设备的热力效率。精馏系统由不同操作压强的塔组成。利用较高压力的塔顶蒸汽作为相邻压力较低的精馏塔再沸器的热源。此较低压力精馏塔的再沸器即为较高压力精馏塔的冷凝器。塔顶蒸汽的汽化潜热被系统本身回收利用。因此在较大程度上节约了精馏装置的能耗。双效精馏按照加热蒸汽与物流的流向，分为并流法、平流法和逆流法三种工艺流程。 并流法多效并流精馏是工业中最常见的流程模式，此时物料和加热蒸汽的流动方向相同。 逆流法物料和加热蒸汽的流动方向相反，即物料从最后一效进入，用泵依次送往前一效，由第一效排出。 平流法原料液平行加入各效，分离后的溶液也分别由各效排出，蒸汽由第一效流向末效，二次蒸汽多次利用。5.2 T0102双效精馏分析通过观察发现，SO2解吸塔T0102的塔顶采出率较大(D/F = 0.972)，因而塔釜热负荷较大，可以采用双效精馏降低能耗。考虑到SO2吸收塔T0101的塔压较高，为9 bar，为充分利用吸收塔的高压流体压力，本工艺流程采取并流法，并流法有以下优点： 前效压力比后效低，料液可借此压力差作为推动力，自动由前效流向后效而无需泵送； 当前效料液流入压力较低的后效时，溶液会自动蒸发，产生更多的二次蒸汽； 流程操作简单，工艺条件稳定。考虑到SO2的解吸效果，进一步采用高压常压塔的组合进行设计，其中常压塔塔釜温度为134.7，为使高压塔塔顶向常压塔塔釜供热，高压塔塔压不能过低；同时，为使高压塔的塔釜仍采用原来的中压蒸汽进行加热，高压塔塔压也不能过高。综合考虑两方面因素，高压塔的塔压定为5 bar。此时，高压塔塔顶温度为150.6，塔釜温度为163.1。采用Aspen Plus对T0102并流型双效精馏和普通精馏分别进行了模拟，模拟结果如图5.1 5.2所示。图5.1 并流型双效精馏Aspen Plus流程模拟图5.2 普通精馏Aspen Plus流程模拟从图5.1可知，若不使用双效精馏，其塔顶冷凝器负荷为14.30 MW，其塔底再沸器负荷为24.17 MW，总能耗为38.47 MW；从图5.2可知，使用双效精馏时，低压塔T0102B的塔顶冷凝器负荷为2.81 MW，高压塔T1012A塔底再沸器负荷为 12.85 MW，总能耗为15.66 MW，总能耗节约59.3%，取得了显著的节能效果。第六章 热泵精馏分析6.1 热泵精馏原理热泵精馏是通过热泵，将塔顶蒸汽物料的低温冷凝热提高到高温位来直接作为再沸器的加热热源，以此来减少外部加热和冷却的公用工程消耗。通过热泵精馏，将功转化成热能，提高流股的温位，使原本不能换热的流股可以进行换热，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，从而达到节能的目的。热泵精馏按其流程可分为开式热泵精馏(塔顶气体压缩式热泵精馏和塔釜液体闪蒸式热泵精馏)和闭式热泵精馏。(1) 开式热泵精馏塔和压缩机既有介质交换又有能量交换的热泵系统，以过程本身的物料作为制冷系统的工质，称为开式热泵精馏。开式热泵精馏不需要额外的工质，只需一个换热器，投资费用少，且压缩机效率较高，系统简单，稳定可靠，因此其应用范围较闭式热泵精馏要广，但要求更高级的控制系统。开式热泵精馏又可分为塔顶气体压缩式热泵精馏和塔釜液体闪蒸式热泵精馏。塔顶气体压缩式热泵精馏若以塔顶物料为工质，在再沸器冷凝，取消冷凝器，称为塔顶气体压缩式热泵精馏，一般适用于低压精馏塔。塔釜液体闪蒸式热泵精馏若以塔釜物料为工质，在冷凝器汽化，取消再沸器，称为塔釜液体闪蒸式热泵精馏，一般适用于高压精馏塔。(2) 闭式热泵精馏：塔和压缩机没有介质交换，只有能量交换的热泵系统，用外界的工作介质作冷剂，液态冷剂在冷凝器中蒸发，使塔顶物料冷凝。汽化后的冷剂进入压缩机升压，然后在压缩机出口压力下在再沸器中将热量传递给塔釜物料，本身冷凝成液体，如此循环不已，称为闭式热泵精馏。闭式热泵精馏由于塔中物料与工质完全隔离，适用于腐蚀性或热敏性或不宜压缩产品的热泵精馏，且热泵系统和精馏系统相互独立，易于设计和控制。但相比于开式热泵精馏，多一个换热器，压缩机需要克服较高的温差和压力差，所需压缩比较高，效率较低，在化工行业中使用较少。6.2 T0502热泵精馏分析由于精馏塔T0502的塔顶塔釜温差较小，为7.3，因此采用热泵精馏的技术进行能量的回收利用。将塔顶气体压缩式热泵精馏、塔釜液体闪蒸式热泵精馏和普通精馏分别进行了Aspen Plus模拟，模拟结果如图6.1 6.3所示。图6.1 塔顶气体压缩式热泵精馏Aspen Plus流程模拟图6.2 塔釜液体闪蒸式热泵精馏Aspen Pl