5-附录3能量集成与换热网络设计

“上海赛科”年产10万吨醋酸乙烯酯项目能量集成与换热网络设计能量集成与换热网络设计目录1概述12原始工艺流股提取13原始工艺流股的能耗分析34工艺流程的改进55改进工艺流股的提取及分析56换热网络设计87热泵技术分析138总结15i 郑州大学物以烯为贵团队“上海赛科”年产10万吨醋酸乙烯酯项目能量集成与换热网络设计 1概述本项目是上海塞科石油化工有限公司乙烯法醋酸乙烯酯生产项目。该项目采用乙烯路线，直接以该公司提供的乙烯，由上海吴泾化工有限公司运送醋酸，由上海化学工业区工业气体有限公司提供反应原料氧气和保护气氮气，在固定床反应器中反应经过精制得到99.99%的醋酸乙烯酯。其中的运行操作成本是一个重要评价参数。原料的预热、精馏等都是非常耗能的过程，会消耗大量的公用工程。本项目工艺由醋酸乙烯酯合成和醋酸乙烯酯精制两个工段组成。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 V9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。通过对本项目工艺流股温位和换热要求的分析，为了尽可能降低系统能耗费用以及母厂可供公用工程的来源，本换热网络需要的冷公用工程包括循环冷却水、空气和冷冻剂，热公用工程包括为125的低压蒸汽、175的中压蒸汽、250的高压蒸汽和400的热油加热，均可由厂区公用工程站和冷冻站提供，形成与母厂的公用工程集成。通过对系统工艺流股的能耗分析，为了尽可能地利用组合曲线平台区潜热，在工艺流程中采用了流股之间的换热，并进一步进行了换热网络的集成和优化，可以回收热量27912.15kW，占比36.46%,通过流股间换热以及热泵精馏技术，总计节约公用工程能量约19849.55kW。2原始工艺流股提取根据所设计的工艺流程的Aspen模拟结果，由Aspen Energy Analyzer V9分析后提取的流股如下表1和表2所示。表中并不包含反应器R0101、所需的换热要求，其解决方案在下节工艺流股能耗分析中进一步说明。表1 工艺过程物流信息表（不含节能措施）过程流股换热器名称进口温度/出口温度/能量/kwV0102OUT_To_E0102OUTE0102146.0145.0 26.5 R0101OUT_To_E0106OUTE0103145.0 130.0 855.78 V0103GAS_To_E0106OUTE0103-15.0 35.0 871.27 R0101OUT_To_E0106OUTE0104130.0 90.0 7703.71 R0101OUT_To_E0106OUTE010590.0 40.0 5313.05 R0101OUT_To_E0106OUTE010640.0 10.0 2092.56 V0103GAS_To_E0107OUTE010735.0 36.0 28.47 P0108OUT_To_E0109OUTE0109158.4 30.0 6539.78 V0106OUT_To_E0110OUTE011028.4 20.0 408.88 P0103OUT_To_E0108OUTE01085.5 50.0 1196.17 V0203L_To_E0207OUTE020721.4 130.0 2386.06 T0206W_To_E0216OUTE0218313.5149.01429.2T0206W_To_E0206OUTE0205-1149.0 108.8 295.21 T0204W_To_E0211OUTE0210155.8108.838.02T0204W_To_E0211OUTE0211108.445.017.54T0206W_To_E0206OUTE0212108.8 68.3 279.64 T0206W_To_E0206OUTE020668.3 25.0 299.48 表2 塔设备物流信息表（不含节能措施）过程流股换热器名称进口温度/出口温度/能量/kwTo ReboilerT0203_TO_T0203WReboilerT0203100.6206.73490.54To CondenserT0206_TO_T0206DCondenserT0206113.788.2442.46To ReboilerT0205_TO_T0205WReboilerT020532.049.1100.82To CondenserT0203_TO_T0203DCondenserT020375.927.14262.16To CondenserT0201_TO_134CondenserT020172.621.118170.71To CondenserT0204_TO_T0204CondenserT020481.232.1288.85To CondenserT0202_TO_T0202DCondenserT0202110.1102.811231.04To CondenserT0205_TO_111CondenserT020520.217.789.43V0104_heatV0104_heat_Exchanger48.330.0559.78V0103_heatV0103_heat_Exchanger10.05.088.97To ReboilerT0206_TO_T0206WReboilerT0206308.6315.21378.29To ReboilerT0105_TO_T0105WReboilerT0105150.6161.48218.69To ReboilerT0101_TO_T0101WReboilerT0101156.2157.121.51To ReboilerT0204_TO_T0204WReboilerT0204154.7155.81418.07To ReboilerT0201_TO_T0201WReboilerT0201111.1112.919912.42To ReboilerT0202_TO_T0202WReboilerT0202185.5187.212595.47V0101_heatV0101_heat_Exchanger117.6120.0787.123原始工艺流股的能耗分析图 3-1 热回收网图络公用工程成本与温差的关系在设计换热网络时，Tmin的选择与换热网络的操作及设备成本有直接关系。由图 3-1，我们可以看到，热公用工程和冷公用工程都随Tmin的增大而增大，而且二者用量平行增加。对于设备费用而言，Tmin存在一个最佳值，当Tmin增加时，夹点处换热器面积减少，设备投资费用也迅速下降，但是超过最低值后，由于外加热、冷却单元数增加，设备投资费用又开始增加。将上述流股输入到软件 Aspen Energy Analyzer 中，对最小传热温差进行经济评价，获得总成本与最小传热温差Tmin的关系图如图 3-2 所示图 3-2总费用-最小传热温差关系曲线图（不含节能措施）由图3-2可以看出，传热温差为7时总费用最小，因此选取最小传热温差为7。在此最小传热温差下的过程组合曲线见图3-2，总组合曲线如图3-3所示。图 3-2过程组合曲线图（不含节能技术）图 3-3 优化前的总组合曲线图（不含节能技术）图3-2所示的组合曲线表明工艺流股中所有热流股和冷流股的换热量及温位要求。除了上述工艺流股的换热任务外，本系统中还有反应器R0101有换热要求，可以选用公用工程或工艺流股来实现。其中，醋酸乙烯酯合成反应器R0101反应放热，反应温度为140-160，由图3-3的总组合曲线可知，系统中产生低压蒸汽，为了保证反应器的安全性，所以可以使用冷却水移走热量对R0101进行换热。4工艺流程的改进由图3-2的组合曲线可以看出，夹点附近存在较长的平台区，经分析可知，蓝色线的冷流体平台一部分表示甘油吸水塔T0203塔底再沸液体蒸发过程的相变热，和甘油回收塔T0206塔底再沸液体蒸发过程的相变热，红色线的热流体平台一部分表示醋酸乙烯酯精制塔T0204塔顶蒸汽冷凝过程的相变热，让塔T0206塔釜的高温液体给从分相罐V0203出来的液体进行预热后进入塔T0203,并尽可能的使平台区进行流股间的换热，而且可以将反应器产生的中压蒸汽回收以减少公用工程量的使用。平台区一部分是乙醛精制塔T0205塔顶及塔底的相变热，而且T0205塔顶、塔釜温度差为27.4，该塔可以通过热泵技术提高塔顶流股温位，用以加热塔釜流股，增加系统内部换热量，减少公用工程的消耗量。5改进工艺流股的提取及分析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3所示。表3 工艺过程物流信息表（含节能措施）过程流股换热器名称进口温度/出口温度/能量/kwT0206W_To_E0206OUTE0205299.290.81689.92P0103OUT_To_E0108OUTE01085.5501225.64R0101OUT_To_E01070UTE01031451381145.98V01020UT_To_E0102OUTE010214614526.5V0101_heatV0101_heat141.7120775.88T0204W_To_E0211OUTE0210155.8108.4663.44V0203OUT_To_E0207OUTE020772.8130666.76T0206W_To_E0206OUTE0218313.5299.2131.77V0104_heatV0104_heat48.530571.74V0103_heatV0103_heat105101.49R0101OUT_To_E01070UTE010589.5702501.07V0106OUT_To_E0110OUTE011028.420405.24E0103-S_To_E0107OUTE010744.635.9257.12P0108OUT_To_E0109OUTE0109158.330.0201.97T0204W_To_E0211OUTE0211108.445305.41R0101OUT_To_E01070UTE010670104850.2819_To_110E011967.568.419.09T0206W_To_E0206OUTE020690.825453.49表4 塔设备物流信息表（含节能措施）过程流股换热器名称进口温度/出口温度/能量/kwTo CondenserT0203_TO_T0203DCondenserT020375.825.94295.86To CondenserT0204_TO_T0204DCondenserT020487.836.6584.92To CondenserT0201_TO_T0201DCondenserT020174.121.58791.26To CondenserT0202_TO_T0202DCondenserT0202111.2103.67638.39To CondenserT0206_TO_T0206DCondenserT0206113.788.9441.73To ReboilerT0203_TO_T0203WReboilerT0203112.3209.73535.08To ReboilerT0204_TO_T0204WReboilerT0204154.7155.81725.46To ReboilerT0105_TO_T0105WReboilerT0105150.6161.45223.27To ReboilerT0101_TO_T0101WReboilerT0101157.8158.823.25To ReboilerT0206_TO_T0206WReboilerT0206298.7313.51317.65To ReboilerT0202_TO_T0202WReboilerT0202185.6187.21434.96To ReboilerT0201_TO_T0201WReboilerT0201111.5113.220599.31对最小传热温差进行经济评估，得到新的总费用-最小传热温差关系曲线，见图5-1图 5-1 总费用-最小传热温差关系曲线图（含节能技术）可以看出，随着最小传热温差的增大，总费用先减小后增大。选择总费用最小时的最小传热温差：8。将最小传热温差设为8，可以得到热集成过程的能量目标：图 5-2 过程的能量目标由上图可以看出，理论上最少需要热公用工程能量为：9.750107kJ/h=27083.33kW理论上最少需要冷公用工程能量为:2.362108kJ/h=49472.21kW夹点温度为：热流股124.5；冷流股111.5得到优化后的过程组合曲线图及总组合曲线图：图5-3过程组合曲线图（含节能技术）图5-4 总组合曲线图（含节能技术）通过对组合曲线进行分析，可以得出流程内部换热后，需要达到的最高温度在313.6，由保持反应器温度的热公用工程热油进行加热，其他使用蒸汽进行加热，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400的热油、125的低压蒸汽、175的中压蒸汽和250的高压蒸汽。需要达到的最低温度为5，因此需要采用低温冷冻剂，其他使用循环冷却水及空气冷却即可。6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。在Aspen Energy Analyzer V9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6-1所示：图 6-1 设计方案图图6-2 Disign1图6-3 Disign2图6-4 Disign3图6-5 Disign4图6-6 Disign5图6-7 Disign6图6-8 Disign7图6-9 Disign8图6-10 Disign9图6-11 Disign10分析比较10种Design的Total Cost，综合考虑所需费用、换热以及换热面积，选用Design 9进行后续的优化过程。未优化前的换热网络：图 6-12 未优化前的换热网络该换热网络方案设计的较为繁琐，换热器数目有 51 台。该设计方案中有部分换热器换热面积很小，热负荷也很小，这些换热器的设置并不合理，可以撤除。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4条Loop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。经以上调节优化后，最终的优化方案如图 6-13所示：图6-13 优化后的换热网络图优化后的换热网络所需要的换热器数目为36台，包括11台热量回收利用换热器（E0102、E0103、E0104、E0108、E0109、E0205、E0207、 E0210、E0218、ReboilerT0205），可回收热量27912.15kW。7热泵技术分析在无热泵技术的情况下时，组合曲线如图7-1示。图7-1 组合曲线（不含节能措施）由图可以看出，在夹点附近存在较长的平台区且热量较大，经分析可知，该平台处有一部分为乙醛精制塔（T0205），塔顶塔底温差为27.4，且存在较大的相变热，可以采用热泵技术。如果通过改变物质的汽化温度，使两平台“错开”，从而回收更多的能量。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。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，从而节能。将乙醛精制精馏塔T0205的冷凝器取消，直接引出塔顶气相，通过压缩机加压，使得塔顶气相的温度提高一个等级，作为热源至塔釜再沸器换热，放出热量冷凝部分气体，再经节流阀减压降温，输出乙醛产品，一部分液体回流至塔内进行再次分离。塔釜则在换热过程中已经达到再沸负荷的要求，其结构如图所