4-能量集成及换热网络设计

中石化四川维尼纶厂年产33万吨醋酸乙烯工艺项目广东石油化工学院 酯为烯炔团队队员：陈洪派、刘培锋、柯焘友、庄卓铭、庄佳璇指导教师：陈辉、黄燕青能量集成及换热网络设计2019“东华科技-恒逸石化杯”第十三届全国大学生化工设计竞赛中石化四川维尼纶厂年产33万吨醋酸乙烯工艺项目能量集成及换热网络设计参赛学校： 广东石油化工学院 参赛团队： 酯为烯炔团队 参赛队员： 陈洪派、刘培锋、柯焘友 庄卓铭、庄佳璇 指导老师： 陈辉、黄燕青 完成时间： 2019.3-2019.7 中石化四川维尼纶厂33万吨/年醋酸乙烯工艺项目能量集成及换热网络设计目录第1章概述1第2章换热网络设计22.1.原始工艺流股提取22.2.原始工艺流股能耗分析32.3.工艺流程的改进52.4.改进工艺流股提取及分析52.5.原始工艺流股能耗分析62.6.换热网络设计8第3章节能技术的应用123.1.热泵精馏节能技术分析123.2.相变潜热利用分析14第4章总结18广东石油化工学院21酯为烯炔团队第1章 概述本项目为中石化四川维尼纶厂33万吨/年醋酸乙烯工艺项目装置。该过程中对原料得预热，精馏塔得加热和冷凝等操作都需要消耗大量得公用工程，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，通过运用Aspen Energy Analyzer V9.0 软件来进行换热网络的设计，通过优化换热网络，降低能耗，以此来降低成本。本项目采用的冷公用工程包括冷却水和冷冻液，主要用于冷凝器的冷凝和产品冷却；热公用工程主要用于流股的预热及塔底再沸器加热等过程，所使用的热公用工程包括压蒸汽和中压蒸汽和电。冷公用工程集成厂址所在地的重庆长寿化工园区内的循环水站及冷冻站，热公用工程同样集成重庆长寿化工园区内蒸汽系统和电站。为了充分集成过程中的热量，本项目采用双效精馏技术和热泵技术。双效精馏技术运用在醋酸乙烯精馏塔，利用了高压精馏塔塔顶的高品位热源，通过该热源与常压（低压）精馏塔塔底再沸流股换热，节省了公用工程的用量，同时也减少了换热器的台数，从而实现节能的目的。热泵技术运用在醋酸精馏塔，充分利用了塔顶的能量，通过改变蒸汽温位使原本不能换热的流股有换热的可能，从而提高了可回收能量的比率，实现了较大程度的节能。第2章 换热网络设计2.1. 原始工艺流股提取在进行换热网络设计,通过提取换热器的过程流股信息，包括各个精馏塔的再沸器和冷凝器信息，由于反应器通过公用工程的导热油带走产生的热量，产生的热量不参与换热网络设计，通过上述操作，得到各个换热流股信息如表 21和表 22所示。表 21 工艺过程物流信息表（无节能技术）过程流股进口温度/出口温度/能量/KW能量KJ/h1-6_To_1-7116.071806168.0822205078.061-13_To_1-1480.57345964.2721471364.061-17_To_1-1833.902.5650.372341336.181-19_To_1-20117.592.514178.9651044270.691-26_To_1-2788.5466092.2821932196.012-3_To_2-4120.01262287.108233559.872-16_To_2-1753.9464338.0815617091.412-31_To_2-3298.91104131.9914875176.722-40_To_2-29129.21501151.754146299.28表 22 塔设备物流信息表（无节能技术）塔位号换热器类型进口温度/出口温度/热负荷/KWT0104Reboiler125.92126.304980.94T0201Condenser67.6150.63797.20T0201Reboiler91.6898.7310910.78T0204Condenser70.2853.6884691.33T0204Reboiler91.6898.7388450.20T0206Condenser22.2411.60440.35T0206Reboiler104.87105.07804.40T0208Condenser75.2474.1510119.46T0208Reboiler135.02135.966448.72T0209Condenser101.7487.687993.25T0209Reboiler129.64130.128111.882.2. 原始工艺流股能耗分析将工艺流股信息输入到Aspen Energy Analyzer V9.0，此时在能量分析器中对最小传热温差进行经济评估，获得总费用-最小传热温差关系曲线（无节能技术）如图 21所示。图 21 总费用-最小传热温差关系曲线图（无节能技术）图中显示最小传热温差为9时最为经济，对于化工生产中的实际传热情况，9的最小传热温差合适。该温度下可以达到节能的目的，故选择最小温差为9，另外可得到组合曲线如图 22所示。图 22 过程组合曲线图（无节能技术）图中可得夹点附近存在平台区，主要是醋酸乙烯精馏塔T0208和醋酸精馏塔T0209塔顶和塔底的相变热，其中醋酸精馏塔T0209塔顶塔底温差小于30，存在较大相变热，可通过热泵技术的方法提高塔顶温位，增加系统内部换热量，减少公用工程的消耗量。另外，对醋酸乙烯精馏塔T0208通过双效精馏技术，将单塔换成双塔（即高压塔和低压塔），充分利用其热能。通过Aspen Energy Analyzer V9.0，可得到总组合曲线（无节能技术）如图 23所示。图 23 总组合曲线（无节能技术）通过对总组合曲线进行判断，可以看到需要达到的最高温度为180，需要用中压蒸汽进行加热，其他大部分物流使用低压蒸汽进行加热；另外，需要达到的最低温度为2.5，因此需要用冷冻液进行降温，其他绝大部分物流使用循环冷却水进行降温，反应器用导热油进行换热维持恒温。2.3. 工艺流程的改进通过增加热泵技术和双效精馏技术，对塔顶和塔底在Aspen Plus 中重新模拟全流程。2.4. 改进工艺流股提取及分析通过增加热泵技术和双效精馏技术，对塔顶和塔底在Aspen Plus 中重新模拟全流程，得到新的流股信息如图 23和图 24所示。表 23 工艺过程物流信息表（含节能技术）过程流股进口温度/出口温度/能量/KW能量KJ/h1-6_To_1-7116.071806168.0822205078.061-13_To_1-1480.57345964.2721471364.061-17_To_1-1833.902.5650.372341336.181-19_To_1-20117.592.514178.9651044270.691-26_To_1-2788.5466092.2821932196.012-3_To_2-4120.01262287.108233559.872-16_To_2-1753.9464338.0815617091.412-31_To_2-3298.91104131.9914875176.722-40_To_2-29129.21501151.754146299.282-56_To_2-5799.8386.71880.353169266.582-61_To_2-60129.15130.16181.11652011.12表 24 塔设备物流信息表（含节能技术）塔位号换热器类型进口温度/出口温度/热负荷/KWT0104Reboiler125.92126.304980.94T0201Condenser67.6150.63797.20T0201Reboiler91.6898.7310910.78T0204Condenser70.2853.6884691.33T0204Reboiler91.6898.7388450.20T0206Condenser22.2411.60440.35T0206Reboiler104.87105.07804.40T0208-ACondenser130.59130.5810119.46T0208-BReboiler120.55120.766448.722.5. 原始工艺流股能耗分析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如图 24所示。图 24 总费用-最小传热温差关系曲线（含节能技术）图中显示最小传热温差在2035达到最低水平，说明在此温度范围内最小温差的改变，对所需的总费用不会产生很大的波动，有较大的操作弹性，且对于化工生产中的实际传热情况，温差太小和太大都会导致设备费用得增加，一般在1020的最小传热温差较为合适。故最终选择最小温差为20。将最小传热温差设为20，可以得到热集成过程的能量目标如图 25所示。图 25热集成过程的能量目标从上图可得：理论上至少需要热公用工程能量为：3.364108kJ/h；理论上至少需要冷公用工程能量为：4.608108kJ/h；夹点温度为：热流股111.1；热流股91.1；另外可得到过程组合曲线及总组合曲线图如图 26和图 27所示。图 26 过程组合曲线图（含节能技术）图 27总组合曲线（含节能技术）通过对总组合曲线进行判断，可以看到需要达到的最高温度为180，需要用中压蒸汽进行加热，其他大部分物流使用低压蒸汽进行加热；另外，需要达到的最低温度为2.5，因此需要用冷冻液进行降温，其他绝大部分物流使用循环冷却水进行降温，反应器用导热油进行换热维持恒温。2.6. 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。系统推荐的换热网络设计方案如图 28所示。图 28 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Design5进行后续的优化过程。未优化前的换热网络如图 29所示。图 29 未优化前的换热网络按照最小换热器台数原则，还可以去掉若干台换热器。当使用多种公用工程换热时可适当减少操作费用，但会增加换热器数目和设备费。另外，通过分析，换热网络中存在loop回路如图 210、图 211和图 212所示。图 210 Loop回路图（1）图 211 Loop回路图（2）图 212 Loop回路图（3）在一般实际操作中，一般不允许有Loop回路的存在，故应删除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，在通过Path通路来调节换热量，使换热器的热负荷得到松弛，另外，对于相对较远的物流间换热会使管路成本增加，增加投资设备费，操作也不稳定，此类换热器也需要删除。经过以上调整，将换热器网络优化后如图 213所示。图 213优化后的换热网络图优化后的换热网络所需的换热器数目台数为30台，包括5台热量回收利用换热器，对优化前后冷热公用工程系统进行了数据对比，结果如表 25所示。表 25 公用工程对比一览表项目热公用系统/KJ/h冷公用系统/ KJ/h换热单元数优化前4.5321085.76410823优化后3.1251084.36510830能耗-31.05%-24.27%+7由表中数据可知，换热网络优化后，节能效果显著。虽然换热单元数增加，但是减少的公用工程总费用远大于增加的设备总费，因此该换热网络优化达到了节能降耗目的。第3章 节能技术的应用3.1. 热泵精馏节能技术分析泵精馏是将塔顶的气相物料经压缩机加压升温后进入塔底再沸器，精馏塔塔顶气体与塔底采出的釜液换热，冷凝放热使釜液再沸，冷凝液经节流阀减压降温后，一部分作为产品出料，另一部分作为精馏塔塔顶的回流。热泵精馏取消了塔顶冷凝器，以塔底再沸器代替，这实际上是用一个换热器兼作塔顶冷凝器和塔底再沸器。通过分析可得醋酸精馏塔塔顶和塔顶温差，塔底温度129.64，塔顶温度为101.74，温差在30以内，两者温差小于36，采用热泵精馏的节能优势便体现了出来。改进前常规精馏工艺流程图如图 31所示，改进后热泵精馏工艺流程图如图 32所示。图 31常规精馏工艺流程图图 32 热泵精馏工艺流程图主要参数：热泵精馏主要设备操作参数如表 31所示。表 31 热泵精馏主要设备操作参数一览表辅助冷凝器辅助再沸器辅助压缩机辅助闪蒸罐入口温度107.61138.53110.99139.18出口温度104.39139.18149.56139.18入口压力1.061.791.061.81出口压力1.061.813.391.81汽化分率00.9493911-热负荷-923.31567.09729.460改进效果：改进前常规精馏工艺流程和改进后热泵精馏工艺流程工艺参数如表 32所示。表 32 常规精馏与热泵精馏结果对比一览表序号项目常规精馏塔热泵精馏塔1塔顶冷凝器热负荷/KW-5573.90-2塔底再沸器热负荷/KW5911.33-3辅助压缩机功率/KW-729.464辅助加热器热负荷/KW-567.095辅助冷凝器负荷/KW-923.31通过对常规精馏和热泵精馏的负荷各项指标进行对比分析(注：压缩机电热转化系数取3.29)，与常规精馏相比，塔顶蒸汽直接压缩式热泵精馏可节省热耗为：1-729.463.29+567.095911.33=49.81%与单塔精馏相比，可节省冷耗： 1-923.315573.90=83.44%3.2. 相变潜热利用分析双效精馏系统由不同操作系统压强塔组成，利用较高压力得塔顶蒸汽压力作为压力较低得精馏塔再沸器得热源。此较低压力精馏塔得再沸器即为较高压力精馏塔得冷凝器，塔顶蒸汽得汽化潜热被系统本身吸收，故可较大程度节约了精馏装置得能耗。本项目将工艺中将醋酸乙烯精馏塔T0208进行分析后，将该塔T0208-A先进行加压，塔顶热源为高品位热源，在对低压塔T0208-B塔顶进行换热。本项目采用了顺流双效精馏方法进行分析设计，故改进前和改进后的流程图如图 33和图 34所示。图 33 改进前单塔精馏示意图图 34 改进后双效精馏示意图主要参数：对改进前后两种不同的精馏方式进行分析比较，改进前后单塔和顺流双效精馏操作参数如表 33所示。表 33 单塔精馏和顺流双效精馏操作参数一览表项目单位单塔精馏顺流双效精馏T0208T0208-AT0208-B塔顶温度74.12130.5975.29塔底温度136.06156.00120.74塔顶压力kPa106500110塔底压力kPa171500110理论板数（含冷凝器及再沸器）块212216进料板块12188摩尔回流比mol1.3883-馏出物进料比mol0.4892-塔顶馏出物流率kmol/h-703.979262.000改进效果：对改进前后两种不同的精馏方式进行分析比较，改进前后单塔和顺流双效精馏操作效果对比如表 34所示。表 34 单塔精馏和顺流双效精馏改进效果一览表项目单位单塔精馏顺流双效精馏参数对比T0208T0208-AT0208-B精馏塔个数个111+1精馏塔塔板数块212216+17再沸器个数块110-冷凝器个数个101-再沸器热负荷KW11534.58047.4-3487.1冷凝器热负荷KW-11471.1-743