5-3 附录三 能量集成及换热网络设计

乙炔法制备六十万吨乙炔法制备六十万吨/ /年醋酸乙烯酯项目年醋酸乙烯酯项目 能量集成及能量集成及换热网络设计换热网络设计 1 / 17 中国石油大学（北京）化成天下团队中国石油大学（北京）化成天下团队 能量集成及换热网络设计能量集成及换热网络设计 乙炔法制备六十万吨乙炔法制备六十万吨/ /年醋酸乙烯酯项目年醋酸乙烯酯项目 能量集成及能量集成及换热网络设计换热网络设计 2 / 17 中国石油大学（北京）化成天下团队中国石油大学（北京）化成天下团队 目录目录 第一章第一章 能量利用技术概述能量利用技术概述 . 3 第二章第二章 换热网络设计换热网络设计 . 4 2.1 背景过程换热网络工艺物流信息提取背景过程换热网络工艺物流信息提取 . 4 2.2 工艺物流的能量分析工艺物流的能量分析 . 4 2.3 换热网络设计换热网络设计 . 7 2.4 分离过程与背景系统热集成以及塔系热集成分离过程与背景系统热集成以及塔系热集成 . 10 第三章第三章 空分工段双效精馏技术空分工段双效精馏技术 . 14 第四章第四章 其他节能措施其他节能措施 . 16 乙炔法制备六十万吨乙炔法制备六十万吨/ /年醋酸乙烯酯项目年醋酸乙烯酯项目 能量集成及能量集成及换热网络设计换热网络设计 3 / 17 中国石油大学（北京）化成天下团队中国石油大学（北京）化成天下团队 第第一章一章 能量利用技术概述能量利用技术概述 本项目为中国天然气处理有限公司设计的年产 60 万吨醋酸乙烯酯装置。针 对内蒙古省鄂尔多斯市苏里格第二天然气处理厂处理过后的管输天然气进行再 次加工，制备得到高附加值的醋酸乙烯产品。在国家大力推动“中国制造 2025 计划”的背景下，需要对能量的节约和综合利用进行全方位的考虑。运行成本 是该项目的一个很重要的考核参数，而公用工程的消耗又是其中特别重要的一 部分。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集成最 大化利用，减少公用工程的消耗。为此，我们运用 Aspen Energy Analyzer V10 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。 本项目采用空气分离提纯氧气与天然气制备乙炔，一氧化碳和氢气合成甲 醇，然后进行甲醇羰基化制备醋酸，最后醋酸与乙炔制备醋酸乙烯酯。从整个 工艺流程来看，本项目需要较大量的公用工程。其中冷公用工程包括冷却水， 液氮等，主要用于冷凝器的冷凝和冷却产品；热公用工程主要用于流股的预热 及塔釜再沸器加热等过程，所使用的热公用工程包含低压蒸汽、中压蒸汽和高 压蒸汽。 冷公用工程集成厂址所在地的鄂尔多斯天然气厂内的循环水站及冷冻站， 热公用工程同样集成鄂尔多斯天然气厂内蒸汽系统。 为了充分集成过程中的热量，本项目采用双效精馏技术利用高压塔塔顶蒸 汽的潜热向低压塔的再沸器提供热量，同时高压塔塔顶蒸汽被冷凝，高压塔塔 顶蒸汽的冷凝潜热被精馏系统自身回收利用，从而降低了能耗，达到节能的目 的。 由于主反应反应热热量较大，为充分利用反应热，使用加压水作为冷却介 质来保证反应器的恒温同时副产蒸汽，以此来实现反应热的充分利用，降低公 用工程用量，较大程度的提高能量利用率。 乙炔法制备六十万吨乙炔法制备六十万吨/ /年醋酸乙烯酯项目年醋酸乙烯酯项目 能量集成及能量集成及换热网络设计换热网络设计 4 / 17 中国石油大学（北京）化成天下团队中国石油大学（北京）化成天下团队 第二章第二章 换热网络设计换热网络设计 查阅相关文献资料，结合本工艺流程特点，现设计换热网络思路如下：提 取背景过程换热网络物流数据，对于流股信息进行分析初步优化，然后考察分 离系统与背景换热网络热集成以及塔系热集成等，最终绘制出总的换热网络， 然后计算最终的节能效果。 2.1 背景背景过程过程换热网络换热网络工艺物流信息提取工艺物流信息提取 通过 Aspen Plus V10 对于工艺流程进行物料衡算和能量衡算，将工艺物流 导入 Aspen Energy Analyzer V10 中，以提取工艺流股信息。图中并不包含分离 系统的换热需求，具体方案在 2.4 节中进行详细介绍。 图图 2-1 工艺工艺流股流股信息表信息表 2.2 工艺物流的能量分析工艺物流的能量分析 在 Aspen Energy Analyzer V10 中，利用能量分析器对最小传热温差对系统 经济性的影响进行分析，分析操作费用指标、设备费用指标与最小传热温差关 系。 乙炔法制备六十万吨乙炔法制备六十万吨/ /年醋酸乙烯酯项目年醋酸乙烯酯项目 能量集成及能量集成及换热网络设计换热网络设计 5 / 17 中国石油大学（北京）化成天下团队中国石油大学（北京）化成天下团队 图图 2-2 操作费用指标，设备费用指标与最小传热温差关系曲线图操作费用指标，设备费用指标与最小传热温差关系曲线图 如图 2-2 所示，随着最小传热温差的增加，操作费用指标逐渐增加，设备 费用指标逐渐减少。 通过 Aspen Energy Analyzer V10 分析总投资费用指标与最小传热温差关 系，结果如下图所示。 图图 2-3 项目总投资目标曲线项目总投资目标曲线 在换热网络的设计中，Tmin的取值对能量的回收和系统的投资运行费用有 直接影响。Tmin 取值较小，系统回收热量多，冷、热公用工程费用小，但换 热面较大，系统造价高； Tmin 取值较大，系统回收热量小，冷、热公用工程 的费用大，但换热面积小，系统设备投资小。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。此处选取最小传热温差为 15。 乙炔法制备六十万吨乙炔法制备六十万吨/ /年醋酸乙烯酯项目年醋酸乙烯酯项目 能量集成及能量集成及换热网络设计换热网络设计 6 / 17 中国石油大学（北京）化成天下团队中国石油大学（北京）化成天下团队 图图 2-4 过程的能量目标过程的能量目标 在设定最小传热温差后，获得的组合曲线如图 2-5 所示： 图图 2-5 过程组合曲线过程组合曲线图图 从过程组合曲线图可以看出，本工艺流程换热网络为热端阈值问题换热网 络。查阅相关文献资料最终确定将热端阈值问题换热网络分为 2 个部分进行设 计。一是换热网络自匹配部分，用于满足装置自身换热需求；二是热集成部 分，用于发生蒸汽或与其他装置直接热集成。 从组合曲线上，我们可以得到我们热集成的能量目标：需要冷公用工程能 量 1109 kJ/h，即 277.78 MW。阈值温度为 139.4，124.4。 得到总组合曲线如图 2-6 所示。 乙炔法制备六十万吨乙炔法制备六十万吨/ /年醋酸乙烯酯项目年醋酸乙烯酯项目 能量集成及能量集成及换热网络设计换热网络设计 7 / 17 中国石油大学（北京）化成天下团队中国石油大学（北京）化成天下团队 图图 2-6 背景背景过程过程总组合曲线总组合曲线 通过对总组合曲线进行判断，可以看到余热最高温度为 1016，可以采用 高压余热锅炉副产高品位的蒸汽，供给全厂蒸汽管网。 需要达到的最低温度分别为-192.7，因此需要低温冷冻液进行降温。 根据软件推荐的公用工程并结合实际化工过程，定义公用工程：空冷、常 温水冷、低温水冷、常压液氮，1.2 MPa 高压蒸汽、0.8 MPa 中压蒸汽、0.4 MPa 低压蒸汽。可由园区公用工程站和原厂废热锅炉提供。 除上图所示的组合曲线表示的热流股和冷流股信息之外，本系统还有反应 器 R0401 需要及时移走反应产生的热量。由于 R0401 中进行的是放热反应，且 能量品味较高（温度达 210） ，可以用来副产中压蒸汽（175）并入蒸汽管 道（33745.1Kw） ，降低公用工程用量，降低能耗。 选用公用工程如图 2-7 所示。 图图 2-7 公用工程选用表公用工程选用表 2.3 换热网络设计换热网络设计 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 乙炔法制备六十万吨乙炔法制备六十万吨/ /年醋酸乙烯酯项目年醋酸乙烯酯项目 能量集成及能量集成及换热网络设计换热网络设计 8 / 17 中国石油大学（北京）化成天下团队中国石油大学（北京）化成天下团队 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。以下分别为导入 Aspen Energy Analyzer V10 后，系统自动推荐的换热网络方案。 图图 2-8 推荐换热网络方案对比推荐换热网络方案对比 在给出的 Design 中分别选取其中较为经济且换热面积较小，换热器数目较 少的设计方案 Design 9，设计的换热网络如图 2-9 所示： 图图 2-9 未未优化前优化前的换热网络的换热网络 该换热网络方案设计的较为繁琐，换热器数目 48 台，按照最小换热器台数 原则，从原则上讲，还可以删除若干台换热器。除此之外还可看出，初始的换 热网络中，还存在许多换热器 Loop 回路与 Path 通路。Loop 回路表明换热网络 中存在多余的换热器匹配单元，增加设备投资，同时也表示换热网络中存在着 比换热可控稳定操作多余的系统规定参数，当被控参量产生波动的时，会在回 路中产生震荡，影响换热网络的稳定运行，增加控制难度。 优化前换热网络中存在明显回路，首先将一些简单的回路，通过合并换热 器来消除掉。对于直接合并换热器，导致传热温差过小的回路考虑采取适当增 乙炔法制备六十万吨乙炔法制备六十万吨/ /年醋酸乙烯酯项目年醋酸乙烯酯项目 能量集成及能量集成及换热网络设计换热网络设计 9 / 17 中国石油大学（北京）化成天下团队中国石油大学（北京）化成天下团队 加公用工程的消耗来消除。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，满足最小传热温差的 需求。 除此之外有些换热器能量很小，换热面积也很小。根据换热器所在流股， 根据 Aspen 流程模拟中的结果，确定是否有必要进行热量的回收与利用。若该 流股进行换热是工艺要求，则不能删除，若该流股不进行换热不影响工艺流 程，为了节省设备费用应该考虑删除掉该换热器，不对这股能量回收利用。最 终删除了换热面积较小的换热器，达到了节省设备费的目的。 Aspen Energy Analyzer 生成的换热网络方案未考虑部分换热器换热面积不 合理、设备之间长距离输送换热导致设备费用巨大等实际生产问题，本团队在 项目设计阶段对换热网络进行手动调整。设计过程中主要本着以下原则： （1）与精馏塔冷凝器、再沸器关联的换热流股不分流； （2）避免长距离换热流股输送； （3）避免流股大量分割； （4）减少换热设备数量。 经过以上调节之后，最后获得以下优化后方案。 图图 2-10 优化后的优化后的背景背景过程过程换热网络换热网络 乙炔法制备六十万吨乙炔法制备六十万吨/ /年醋酸乙烯酯项目年醋酸乙烯酯项目 能量集成及能量集成及换热网络设计换热网络设计 10 / 17 中国石油大学（北京）化成天下团队中国石油大学（北京）化成天下团队 2.4 分离过程与背景系统热集成以及分离过程与背景系统热集成以及塔系热集成塔系热集成 考虑塔系热集成及其与背景过程系统的合理设置。塔系穿越背景过程换热 网络夹点是无效的热集成，换而言之。塔系完全在夹点上方或完全在夹点下方 均是有效的热集成。塔系与过程系统热集成，在能量方面是节省的，但在开 工、操作和控制方面会带来一定的困难，而且也会增加设备投资费，所以应当 权衡利弊。 图图 2-11 过程流股温焓图过程流股温焓图 背景过程与分离系统热集成示例： 以 T0203 和 T0204 塔系流股换热为例，T0203 塔底再沸器流股能量可以与 过程流股 S0120-S0201 能量相匹配，符合换热要求，可以进一步进行能量交 换， T0204 塔顶再沸器流股能量可以与过程流股 S0227-S023 能量相匹配，符 合夹点理论，可以进行能量交换，从而大大减少公用工程消耗量，提高能量利 用率，降低产品能耗，达到能量集成的目的。T0203 塔底再沸器流股和 T0204 塔顶冷凝器流股与过程流股温焓图如图 2-12，图 2-13 所示。 乙炔法制备六十万吨乙炔法制备六十万吨/ /年醋酸乙烯酯项目年醋酸乙烯酯项目 能量集成及能量集成及换热网络设计换热网络设计 11 / 17 中国石油大学（北京）化成天下团队中国石油大学（北京）化成天下团队 图图 2-12 T0203 冷凝器流股与过程流股温焓图冷凝器流股与过程流股温焓图 图图 2-13 T0204 再沸器流股与过程流股温焓图再沸器流股与过程流股温焓图 塔系热集成示例： 以 T0202 与 T0204 流股换热为例，T0202 塔底再沸器流股能量与 T0204 塔 顶冷凝器流股能量交换相匹配，可以进行塔系热联合，从而提高能量利用率， 达到节能的目的。T0202 塔系流股和 T0404 塔系流股温焓图如图 2-14 所示。 乙炔法制备六十万吨乙炔法制备六十万吨/ /年醋酸乙烯酯项目年醋酸乙烯酯项目 能量集成及能量集成及换热网络设计换热网络设计 12 / 17 中国石油大学（北京）化成天下团队中国石油大学（北京）化成天下团队 图图 2-14 T0202 和和 T0404 塔系流股塔系流股温焓图温焓图 经过人为手动优化之后，通过过程流股间换热、分离过程与背景系统热集 成以及塔系热集成等节能方式，在保证换热需求的同时，尽最大可能降低公用 工程用量，增大能量利用率，从而降低产品单位能耗，达到能量集成的目的。 最终优化之后的换热网络如图 2-15 所示。 图图 2-15 最终优化后的换热网络最终优化后的换热网络 最终优化之后的换热网络所需要的换热器数目为 66 台，包括 26 台热量回 收利用换热器，可以回收利用 97.055MW 的热量，节约百分比为 56.49%。 通过节能效果数据可以看出，最终优化完成的换热网络，与全部用公用工 程换热相比，在节省公用工程的用量上，节能效果明显，且在利用系统内部热 乙炔法制备六十万吨乙炔法制备六十万吨/ /年醋酸乙烯酯项目年醋酸乙烯酯项目 能量集成及能量集成及换热网络设计换热网络设计 13 / 17 中国石油大学（北京）化成天下团队中国石油大学（北京）化成天下团队 量时进行的物流间换热并未增加过多换热器，综上所述，本项目换热网络设计 满足厂区建设要求。 乙炔法制备六十万吨乙炔法制备六十万吨/ /年醋酸乙烯酯项目年醋酸乙烯酯项目 能量集成及能量集成及换热网络设计换热网络设计 14 / 17 中国石油大学（北京）化成天下团队中国石油大学（北京）化成天下团队 第三章第三章 空分工段双效精馏技术空分工段双效精馏技术 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。因此在较大程度节约了精 馏装置的能耗。 双效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。 本项目将工艺过程中空气分离工段空气分离下塔 T0101 塔压提高 0.6 bar 后，塔顶气相温度上升，满足与上塔再沸器换热需要。空气分离上塔 T0102 为 低压塔，塔底再沸液体换热量大，满足工艺间换热后，再补充换热实现控制要 求，解决控制问题。因此空气分离下塔 T0102 的再沸器可以以 T0101 塔顶气相 作为热源进行换热，实现能量耦合利用。 图图 3-1 空气分离工段双效精馏空气分离工段双效精馏 乙炔法制备六十万吨乙炔法制备六十万吨/ /年醋酸乙烯酯项目年醋酸乙烯酯项目 能量集成及能量集成及换热网络设计换热网络设计 15 / 17 中国石油大学（北京）化成天下团队中国石油大学（北京）化成天下团队 空气分离工段双效精馏与单塔精馏对比如下表所示： 单塔精馏单塔精馏 双效精馏双效精馏 节约百分比节约百分比% 冷量消耗量冷量消耗量 （Gcal/hr） 14.82 10.55 28.85 热量消耗量热量消耗量 (Gcal/hr) 13.98 9.39 32.87 综上结果分析，采用双效精馏工艺分离空气提纯氧气的方案与常规单塔精 馏相比，不仅节约能耗，综合费用投资也大大减少。因此本项目决定采用双效 精馏方案进行空气分离。 乙炔法制备六十万吨乙炔法制备六十万吨/ /年醋酸乙烯酯项目年醋酸乙烯酯项目 能量集成及能量集成及换热网络设计换热网络设计 16 / 17 中国石油大学（北京）化成天下团队中国石油大学（北京）化成天下团队 第第四四章章 其