13-能量集成及换热网络设计

能量集成及换热网络设计目录1、概述12、原始工艺流股分析12.1原始工艺流股提取12.2原始工艺流股的能耗分析33、工艺流程的改进43.1热泵技术的采用44、改进工艺流股分析74.1改进工艺流股提取74.2改进工艺流股分析85、换热网络设计116、节能效果146.1醋酸塔T0501热泵精馏节能效果146.2隔壁精馏塔T0502热泵精馏节能效果146.3物流匹配后的总节能效果147、换热网络的可行性验证15广西投资集团年产33万吨醋酸乙烯酯项目能量集成及换热网络优化1、概述我国国民经济正处于一个高速发展的时期，这就不可避免地出现能源消耗的大幅度上升。当前我国的能源消费量已超过世界能源消费总量的10%，但是我国的人均能源消费量仅约为世界平均水平的50%，这种情况表明未来我国经济发展所面临的能源问题将更加突出、更加严峻。为了保证国民经济持续、快速、健康地发展，必须合理、有效地利用能源，不断提高能源利用效率。在大型过程系统中，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。大型过程系统可以提供的外部公用工程种类繁多，如不同压力等级的蒸汽，不同温度的冷冻剂、冷却水等。为提高能量利用率，节约资源与能源，就要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种类的搭配，以实现最大限度的热量回收，尽可能提高工艺过程的热力学效率。热集成网络的分析与合成，本质上是设计一个由热交换器组成的换热网络，使系统中所有需要加热和冷却的物流都达到工艺流程所规定的出口温度，使得基于热集成网络运行费用与换热设备投资费用的系统总费用最小。本项目为广西投资集团有限公司年产33万吨醋酸乙烯酯和1460吨乙醛项目，本项目在设计过程中，在保证产品纯度达标的情况下，为了尽可能减少过程的能源消耗和设备投资，本项目所需要的冷公用工程包括30到40的循环冷却水、120的加压饱和水、0冷冻盐水和-25液态丙烯冷冻剂，热公用工程包括125的低压蒸汽、175的中压蒸汽和250的高压蒸汽，其中液态丙烯冷冻剂通过厂内的制冷循环自给自足，其余公用工程均可从总厂获取，实现了与总厂的公用工程集成。通过对系统工艺流股的能耗分析和对过程工艺的深度剖析，在工艺流程中采用了完全热耦合精馏技术、热泵技术、反应精馏技术和侧线出料精馏技术等，并进一步进行了换热网络的集成和优化。通过醋酸塔T0501热泵精馏技术的使用，可减少能耗48470.2kW，总结能比例达到72.21%；通过隔壁精馏塔热泵精馏技术的使用，可减少能耗33971.2kW，总结能比例为83.05%；通过对过程进行热集成，本项目大幅度减少了公用工程的使用量，实现了能量的高度回收利用，总能耗减少148971kW，项目总结能比例为60.10%。2、原始工艺流股分析2.1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 V10分析后提取的流股如下表2-1所示（物流号及设备位号参照1.4-原始工艺流股信息（全流程-无节能技术、换热网络）.bkp）。表中并不包含反应器R0101和R0201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2-1换热流股信息（热集成优化前）过程流股物流符号进口温度出口温度换热量kJ/h0212_To_0213157.03 82.54 30933442 0213_To_021482.54 89.00 3961270 0419_To_0420100.09 20.00 525453 0215_To_0216140.00 146.55 1003497 0304_To_030545.44 10.00 18829344 0307_To_030910.00 -15.00 8901592 0112_To_0113163.77 86.00 74059384 0520_To_0521120.97 45.00 4275138 0516_To_0517120.97 45.00 1627193 0402_To_0403118.98 60.00 1957556 0319_To_0320149.67 60.00 10776054 0106_To_0108115.47 152.83 19689941 0407_To_040891.27 40.00 1804304 0102_To_010320.14 78.00 24302966 To CondenserT0501_TO_050187.10 50.00 128738790 To ReboilerT0501_TO_0504120.76 120.97 112923614 To ReboilerT0505_TO_0525254.59 272.27 22105597 To ReboilerT0402_TO_0412124.83 129.85 10126774 To ReboilerT0603_TO_060969.32 70.01 2317838 To CondenserT0603_TO_060860.79 59.99 2315706 To ReboilerT0602_TO_060557.74 60.14 62891 To ReboilerT0201_TO_0205180.97 185.23 46989332 To CondenserT0201_TO_020442.50 42.00 64884779 To ReboilerT0503_TO_0515102.97 103.08 4285710 To CondenserT0602_TO_060320.37 -26.05 413650 To Reboiler(COL1)T0502_TO_050994.32 94.82 75063679 To Condenser(COL1)T0502_TO_050569.29 50.00 72199200 To ReboilerT0601_TO_060272.96 74.76 3928714 To CondenserT0504_TO_052774.03 74.01 8046553 To ReboilerT0504_TO_0529119.82 119.94 7873259 To CondenserT0601_TO_060160.01 55.31 3292675 F0201_heat101.15 140.00 15690300 F0101_heat92.72 115.47 50977059 注：代表热流股，代表冷流股。2.2原始工艺流股的能耗分析图2-1 热回收网图络公用工程成本与Tmin的关系图在设计换热网络时，Tmin的选择与换热网络的操作及设备成本有直接关系。由图2-1，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。将表2-1中换热流股输入到Aspen Energy Analyzer V10，并在软件中评估了最小传热温差对系统经济性的影响，获得总费用与最小传热温差的关系曲线如图2-2所示。图2-2总费用-最小传热温差关系曲线（不含节能措施）由图2-2可以看出，当传热温差为7.5时的总费用为最小，综合考虑设备费用与操作费用，选取最小传热温差为8。并以此最小传热温差绘制过程组合曲线如图2-3所示，过程总组合曲线如图2-4所示。图2-3过程组合曲线（不含节能措施）图2-4过程总组合曲线（不含节能措施）图2-3所示的组合曲线表明了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和侧车反应器R0201存在换热要求，由于醋酸乙烯酯的合成反应是强放热反应，为保证反应在工艺所要求的温度范围内进行，本项目采用120下的加压饱和水进行换热，利用水在相变过程潜热大的特点来移除反应过程放出的热量，使得反应在稳定的条件下进行，同时产生大量水蒸气，这些水蒸气通过MVR蒸汽压缩技术加压后并入蒸汽管网。3、工艺流程的改进3.1热泵技术的采用通过Aspen Energy Analyzer确定出夹点温度，冷端为94.3，热端为102.3。通过图2-3可以看出，冷热复合曲线的重叠区较小，在夹点附近存在较大的平台区，经过分析可知，蓝色冷流体线夹点旁边的平台一部分是醋酸蒸发器F0101，以及侧车反应醋酸蒸发器F0102中醋酸蒸发过程中的相变热，另一部分是醋酸塔T0501和隔壁精馏塔T0502塔底再沸液体蒸发过程的相变热；红色热流体线在夹点附近存在较长的平缓区，此部分主要由反应器的出口物流、以及醋酸塔T0501和隔壁精馏塔T0502塔顶物流复合组成。因此可以采用流股间热泵技术，将反应器的出口物流进行绝热压缩，提升反应器出口物流的温位，从而可利用反应器出口物流来预热反应器进口原料；同时对T0501和T0502实施热泵精馏技术，增加系统内部的换热量，减少公用工程的消耗，同时降低项目的运行成本，改进后的流程结果如图3-1所示。图3-1加入流股间热泵技术后的反应工段模拟截图此外，在醋酸塔T0501处，塔顶温度为94.46，塔底温度为120.32，温差仅为25.86，通过查阅文献可知，当塔底与塔顶温差小于36时，采用热泵精馏技术可以取得较好的经济效果。且塔顶冷凝器热负荷为-35760.8kW，塔底冷凝器的热负荷为31367.6kW，两者都较大且在数值上比较接近，因此可以采用热泵精馏技术，通过对塔顶蒸汽进行加压，提升其能量品质，利用塔顶气相液化过程的相变潜热来加热塔底液体，从而减少公用工程的消耗量，节约能源的同时减少操作费用，热泵精馏的模拟如图3-2所示。图3-2醋酸塔T0501热泵精馏模拟截图本项目在隔壁精馏塔T0502侧线采出得醋酸乙烯酯产品，此塔的塔顶温度为69.29，塔底温度为94.82，仅为25.53，且塔顶冷凝器负荷为20055.3kW，塔底再沸器负荷为20851kW，同理可采用热泵精馏技术，以减少精馏过程的能耗，隔壁精馏塔的热泵精馏模拟如图3-3所示。图3-3隔壁精馏塔热泵模拟截图4、改进工艺流股分析4.1改进工艺流股提取加入节能技术后，在Aspen中重新进行模拟全流程，得到新的流股信息如下表4-1所示（物流号及设备位号参照2.4-改进工艺流股信息（全流程-含节能技术、换热网络）.bkp）。表4-1换热物流信息提取（热集成优化后）过程流股物流符号进口温度出口温度换热量kJ/h0708_To_070999.17 42.00 15741452 0701_To_0707-25.68 -11.47 9948584 0407_To_040891.65 40.00 1829231 0304_To_030545.52 10.00 18875062 0307_To_030910.00 -15.00 8901619 0106_To_0108115.49 152.83 19687407 0419_To_0420100.05 20.00 524473 0520_To_0521120.71 45.00 4264409 0516_To_0517120.71 45.00 1623110 0541_To_0542120.32 122.00 113079707 0508_To_053274.16 15.00 4733266 0212_To_0214157.04 102.00 26966815 0402_To_0403118.83 60.00 1923137 0551_To_055281.99 94.47 74890504 0547_To_054866.93 53.09 11617051 0545_To_0546147.78 92.15 74890510 0215_To_0216140.00 146.55 1003332 0112_To_0113163.77 86.00 74153633 0102_To_010319.99 44.17 11273833 0319_To_0320146.30 60.00 10347902 0536_To_053767.61 47.91 40139461 0534_To_0535199.87 127.32 113079707 To ReboilerT0505_TO_0525217.61 237.07 22343181 To ReboilerT0402_TO_0412124.88 130.02 10186133 To ReboilerT0603_TO_060969.22 71.00 2226530 To CondenserT0603_TO_060861.49 60.00 2226561 To ReboilerT0602_TO_060563.51 65.00 124309 To ReboilerT0201_TO_0205180.95 185.20 46928255 To CondenserT0201_TO_020480.44 42.00 64901200 To ReboilerT0503_TO_0515102.96 105.00 3794233 To CondenserT0602_TO_060320.73 -10.24 522490 To ReboilerT0601_TO_060270.96 74.00 6576813 To CondenserT0504_TO_052774.04 72.00 8046482 To ReboilerT0504_TO_0529119.84 122.00 7879586 To CondenserT0601_TO_060160.88 55.66 5861131 F0201_heat101.14 140.00 15693036 F0101_heat72.21 115.49 61565293 注：代表热流股，代表冷流股。4.2改进工艺流股分析将上述表4-1中流股输入到Aspen Energy Analyzer中，对最小传热温差进行经济性评价，获得总成本与最小传热温差的关系曲线如图4-1所示。图4-1总费用-最小传热温差关系曲线（热集成优化后）由图4-1可以看出，随着最小传热温差的增大，总费用先逐渐减小并达到最低值，然后快速增加，为使总费用最低，且考虑最小传热温差的合理性，本项目选择9为最小传热温差，将最小传热温差设置为9得到过程的能量目标如图4-2所示：图4-2过程的能量目标由上图4-2可以看出：理论上最少需要热公用工程能量为：8.594107kJ/h=23872kW理论上最少需要冷公用工程能量为：1.699108kJ/h=47194kW夹点温度为：冷端120.3；热端为129.3。得到优化后的过程组合曲线如图4-3所示，总组合曲线如图4-4所示。图4-3过程组合曲线（热集成优化后）图4-4过程总组合曲线（热集成优化后）通过对组合曲线进行分析，可以得出流程进行内部换热后，需要达到的最高温度在237.1，可以使用250的高压蒸汽来实现，其他使用中压蒸汽和低压蒸汽进行加热。同时，为了节约成本，应该使用多种品位的蒸汽以降低高品位蒸汽消耗，因此我们热公用工程采为250的高压蒸汽、175的中压蒸汽和125的低压蒸汽。需要达到的最低温度约为-15，因此需要采用低温冷冻剂，本项目采用自行设计的制冷循环得到低温冷冻剂，以满足此方面要求。还有一个10的温度要求，因此还需再使用一个0的冷冻盐水，冷冻盐水从总厂获取。同时，为减少低温冷冻剂的使用量，其中温位要求为-15的负荷较大的地方进行两级换热，其他使用循环冷却水冷却即可。5、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，需要考虑工艺流股间换热的可能性，同时考虑厂区内部管道的布置以及设备费用等因素，以获得最为合理的换热网络。在Aspen Energy Analyzer V10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的优化设计。推荐设计方案如图5-1所示：图5-1系统推荐设计方案图分析比较系统推荐方案的Total Cost，同时考虑换热面积以及换热设备数量，选用方案8进行后续的优化过程。优化前的换热网络和结果如图5-2和图5-3所示：图5-2未优化前的换热网络图5-3未优化的结果然后利用Aspen Energy Analyzer自带的优化程序进行初步的优化，初步优化的换热网路和结果如图5-4、5-5所示：图5-4软件自动优化的换热网络图5-5软件自动优化的结果该软件内部优化得到的换热网络的换热器数目为59台，但是软件无法顾及到实际的情况，因此在软件自动优化的换热网路里面依然存在一定的缺陷，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，可以删去。当用多种公用工程换热时，可适当减少操作费，但会增加换热器数目和设备费。比如在使用冷却水和制冷剂冷却时，如果冷却水冷却的负荷较小，则可直接使用制冷剂，而不使用两种公用工程，以节省一台换热器的设备费。且部分流股间换热器的距离较远，因此也需要删除此部分流股间换热器。换热网络中存在loop，在实际操作中，一般不能有loop回路的存在，故应该删去负荷或者换热面积较小的换热器，将其合并到其他换热器，打破回路，减少换热器数目。再通过path通路来调节换热量，使换热器的热负荷得到松弛，甚至减少换热器的数目。另外，相距较远的物流间换热会使管路成本增大，增加设备投资成本，且操作不稳定，此类换热器需要删除。软件内部优化得到的换热网络中存在loop回路如图5-6所示：图5-6系统自动优化的换热网络含loop回路经过上述调整，得到手动优化设计后的换热网络和结果如图5-7、图5-8所示：图5-7手动优化设计后的换热网络图5-8手动优化设计后的结果手动优化设计后的换热网络所需实际换热器数目为33台，包含9个流股间热量回收利用的换热器（E0101、F0101、E0102、F0201、E0302、E0403、E0501、E0504和T0602的冷凝器），数目减少且结构更为精简，总换热面积为5.351104m2,可回收热量2.889108kJ/h，所需热公用工程为1.082108kJ/h，所需冷公用工程为2.479108kJ/h。6、节能效果6.1醋酸塔T0501热泵精馏节能效果T0501热泵精馏的节能效果对比见