8-能量集成及换热网络设计

淮北国安煤电联产年产20万吨醋酸乙烯项目 能量集成及换热网络设计目录1概述32原始工艺流股提取33原始工艺流股的能耗分析44工艺流程的改进：增加节能措施65改进工艺流股的提取及分析66换热网络设计97相变潜热利用分析128废热回收系统1410总结151概述本项目是安徽国安煤电联产年产20吨醋酸乙烯项目。该项目利用淮北国安发电厂产能过剩的亚临界机组发电，供给热等离子体裂解装置，电解煤制乙炔，再利用高纯乙炔通过气相法合成附加值高的高纯的醋酸乙烯。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。本项目工艺由等离子体煤制乙炔、乙炔提浓、原料循环、醋酸乙烯合成和产品精制五个工段组成。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 V8.4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，均可由厂区公用工程站和冷冻站提供。 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和分离提纯产品，在工艺流程中采用了“变压+三效精馏”技术和反应器废热回收系统，并进一步进行了换热网络的集成和优化，总计降低能耗50MW，占总能耗的56.1%，能为企业每年节约成本5306万元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 V8.4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(热等离子体反应器和醋酸乙烯合成反应器)所需的换热要求，其解决方案在“废热回收系统”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/热负荷/KW112 TO 201E1035540-108.06301 TO 303H30187.62006010.32305 TO 306E30120050-12847.9表2 塔设备物流信息表（不含节能措施）塔位号换热器类型进口温度 /出口温度/ 负荷/（KW）C401Condenser-72.6-73.2-1070.9C401Reboiler-0.3468.64823.7C402Reboiler41.5117.613255.2C402Condenser1.323.5-13588.1C501Reboiler64.366.8751.5C501Condenser9.2-34.5-151.4C502Reboiler117.1118.116385.9C502Condenser70.966.5-16387.2C503Reboiler72.372.86092.4C503Condenser60.256.9-6006.3C504Reboiler93.593.7182.2C504Condenser81.853.8-173.8C506Reboiler96.797.2426.1C506Condenser55.652.9-326.7C507Reboiler71.372.8161.2C507Condenser51.950-146.1C508Reboiler10.311.8239.2C508Condenser1.71.2-254.53原始工艺流股的能耗分析在Aspen Energy Analyzer V8.4中评估了最小传热温差对系统经济性的影响，获得系统总费用与最小传热温差的关系曲线如图1所示。图1 总费用-最小传热温差关系曲线图（不含节能措施）由图1可以看出，传热温差为10时总费用最小，因此选取最小传热温差为10。在此最小传热温差下的过程组合曲线见图2，总组合曲线如图3所示。图2过程组合曲线图（不含节能技术）图3 优化前的总组合曲线图（不含节能技术）图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R301有换热要求，可以选用公用工程或工艺流股来实现。其中，醋酸乙烯合成反应器放热，为了保证控制反应器的恒温，不便于采用工艺换热，因此采用公用工程液氨维持反应温度恒定。4工艺流程的改进：增加节能措施由图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脱水塔C506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丙酮浓缩塔C507塔顶蒸汽冷凝过程的相变热，若适当增加C506塔压后，C506塔顶气体温度升高，可作为C507塔底再沸器的热源进行换热，实现相变潜热的多效利用。丙酮浓缩塔C507和丙酮精制塔C508同理。所以本项目拟采用“变压+三效精馏”技术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加入“变压+三效精馏”技术后，在ASPEN中重新模拟全流程，得到新的流股信息，见表3和表4。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/热负荷/KW112 TO 201E1035540-108.06107 TO 108E10420055-3010.07301 TO 303H30187.62006010.32305 TO 306E30120050-12847.9515 TO 519E50166.766.1-142.5523 TO 524E50251.654.5191.7表4 塔设备物流信息表（含节能措施）塔位号换热器类型进口温 /出口温度/ 负荷/（KW）C401Condenser-72.6-73.2-1070.9C401Reboiler-0.3468.64823.7C402Reboiler41.5117.613255.2C402Condenser1.323.5-13588.1C501Reboiler64.366.8751.5C501Condenser9.2-34.5-151.4C502Reboiler117.1118.116385.9C502Condenser70.966.5-16387.2C503Reboiler72.372.86092.4C503Condenser60.256.9-6006.3C504Reboiler93.593.7182.2C504Condenser81.853.8-173.8C506Reboiler109.3109.8322.6C508Condenser1.71.2-205.9 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4。图4 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：10。表5 塔增加节能措施前后能耗对比项目总热负荷（kW）总冷负荷（kW）总换热面积(m2)总换热设备数无节能措施3.61042.11041.210430变压+三效精馏2.91042.01041.110428节能效果19.5%4.7%8.3%6.6%由上表可以看出，虽然增加了“变压+三效精馏”系统后，夹点的温度未发生变化，但是总的热负荷与冷负荷都有所下降，尤其是热负荷，证明“变压+三效精馏”系统具有明显的节能效果。图 5 过程的能量目标综上，经过初步优化后，最小传热温差为10，带入软件中，可以得到热集成过程的能量目标。如图5所示，可以看出，理论上最少需要热公用工程能量为：1.068108kJ/h=2.9104kW理论上最少需要冷公用工程能量为: 7.654107kJ/h=2.0104kW夹点温度为：热流股30；冷流股20得到增加节能措施的过程组合曲线图及总组合曲线图：图6过程组合曲线图（含节能技术）图7 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197.8，用蒸汽加热即可，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-73.6，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 V8.4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8所示：图8 设计方案图分析比较10种Design的Total Cost，综合考虑所需费用以及换热面积，选用Design 6进行后续的优化过程。未优化前的换热网络：图 9 未优化前的换热网络按照最小换热器台数原则，还可以去若干台换热器。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，以节省设备费。换热网络中存在loop回路。 图 10（1） loop回路图图 10（2） loop回路图在实际操作中，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，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，此类换热器也需要删除。经过以上调整，将换热网络优化为：图11 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39台，包括10台热量回收利用换热器，可回收热量15382.77kW。7相变潜热利用分析“变压+三效精馏“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中压的精馏塔再沸器的热源，同时中压的精馏塔的塔顶蒸汽作为低压的精馏塔再沸器的热源。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。 “变压”的目的是为了获得更好的分离效果，“多效”的目的是实现系统的能量集成降低能耗，将二者有机的结合在一起，既实现了产品的高效分离，还大幅降低了能耗水平。本项目将工艺过程中产品精制工段中原本的三个常压塔进行了压力调整，如下图所示。调整后不仅丙酮副产品的质量浓度由90.9%提升到了99.999%，还节约了公用工程，显著降低了能耗。图14 普通常压三塔精馏流程图图15 “变压+三效精馏”流程图表6 普通精馏与“变压+三效精馏”方案对比表项目普通三塔精馏工艺变压+三效精馏工艺高压塔中压塔低压塔塔压/bar11.40.80.1冷凝器总负荷/kW723.100205.9再沸器总负荷/kW833.1322.400总能耗/kW1556.1528.4设备投资/万元361.8325.8操作费用/（万元/年）55.719.1综合费用/（万元/年）73.725.3丙酮纯度90.9%99.99%节约能耗：66.4，综合费用节约48.4万元/年。综上比较分析，采用“变压+三效精馏”工艺生产超高纯丙酮的方案与普通三塔精馏相比，在节约能耗、综合费用投资也大大减少的同时，还大幅提高了产品的纯度，使产品的品质提升了一个水平。因此，本项目决定采用“变压+三效精馏”方案生产丙酮。8废热回收系统本项目由于存在特殊的反应器，所以在热能利用上具有一定的特殊性：等离子反应器属于超高温反应器，正常运行时温度高达3500K-4000K，除了自身能回收大部分超高品位热量外，还有一部分高温（1000K）热量自身无法回收；乙炔气相法醋酸乙烯合成反应属于放热反应，反应物进料和反应温度均为473K，所以反应放出的这部分热量也可以回收。鉴于以上两点，本项目建立了专门的废热回收系统，回收有利用价值的废热。首先对于本项目来说，除反应器、换热器和塔设备外，最大的热耗单元就是反应工段的原料预热器，所以首先将等离子反应器的废热流股先与原料预热器流股换热后，在进行废热回收系统的设计。反应器废热回收量如下图所示： 表7 废热回收热量筛选反应器温度品位废热量（kW）能否利用总回收量（kW）热等离子反应器8000.71104可以1.071041500.12104不可以VAC合成反应器2600.36104可以通过废热回收系统，基本上满足了精馏塔和换热器全部的高压、中压蒸汽需求和大部分的低压蒸汽需求，大大降低了系统的能耗水平，为企业节省了热公用工程的绝大部分开支。10总结在该系统的换热网络中，公用工程使用情况如表8所示：表8 本项目公用工程用量信息表项目热公用工程/kW冷公用工程/kW总计/kW直接公用工程4.881044.051048.93104节能设计+换热网络设计2.921042.081045104废热回收设计1.851042.081043.93104能耗减少量/%62.0948.