能量集成及换热网络设计分工段优化

国电中石化宁夏能源化工年产30万吨醋酸乙烯项目能量集成及换热网络设计指导教师：钟秦、陈迁乔、丁杰、张舒乐 团队成员：代明萱、张铭甲、赵金燕、陈梦晴、孟亚寒 国电中石化宁夏能源化工年产30万吨醋酸乙烯项目 能量集成及换热网络式设计能量集成及换热网络设计说明1. 概述本项目是国电中石化宁夏能源化工年产30万吨醋酸乙烯项目。该项目采用传统的电石乙炔法制备醋酸乙烯，并创新性的使用NMP洗涤分离技术路线，以国电中石化宁夏能源化工有限公司生产的30万吨年的高纯醋酸，以及工业园区来的电石干法制取的乙炔气来制备更具有附加价值的醋酸乙烯及其下游产品。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。本项目采用电石乙炔固定床法，先将醋酸通过醋酸蒸发器蒸发饱和蒸汽后，再和预热好的乙炔气混合通入反应器，在反应条件为200、微正压的条件下，通过催化剂醋酸锌/活性炭的催化作用下生成醋酸乙烯，后再经过粗分、精制后得到高纯度的醋酸乙烯产品。该工艺由醋酸乙烯合成工段、醋酸乙烯粗分工段、醋酸乙烯精制工段和副产物分离工段四个工段组成。该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 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。本项目需要的冷公用工程包括循环冷却水和冷冻剂，热公用工程包括为125的低压蒸汽、175的中压蒸汽和250的高压蒸汽，可由厂区公用工程站和冷冻站提供，均与母厂集成。通过热泵精馏技术的运用，我们可以节能11991.93KW再通过对换热网络的集成和优化，我们可以回收热量50300.00KW，减少公用工程碳排排放量6000kg/hr 。2. 原始工艺流股提取我们提取过程中可用于能量集成的工艺流股，如下表所示。其中，不包含反应器R0101以及R0102的相关流股。但在反应器设计过程中，我们对R0101和R0102使用了公用工程进行移热以稳定反应温度，不在之后的Aspen Energy Analyzer进行分析，但本项目公用工程统计时依然会考虑这部分公用工程，其解决方案在下节工艺流股能耗分析中进一步说明。将Aspen Plus中的流股信息导入Aspen Energy Analyzer中，过程流股的提取如图2-1所示： 图 2-1 原始流股信息图3. 确定能量目标原始工艺流股的能耗分析在Aspen Energy Analyzer V10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3-1所示。图 3-1 总费用-最小传热温差关系曲线图（原始工艺流股）由图3-1我们可以看出，Aspen Energy Analyzer分析得到总操作费用随最小传热温差的减小而存在多次上下波动，出现此现象的情况的原因是由于夹点附近存在多个的平台区，利用不同平台区能量会得到不同的最小总花费与对应的最小传热温差。通过图3-2的过程组合曲线更能清楚说明这一点。其中当最小传热温差为18时，总花费最小，也说明平台区能量利用更加充分。故选择该温度作为最小温差，得到的过程组合曲线如图3-2所示，总组合曲线如图3-3所示。图 3-2 过程组合曲线图（原始工艺流股）图 3-3 总组合曲线图（原始工艺流股）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、R0102、也有换热要求，其换热任务采用0.8MPa ,180的加压水汽化吸热来完成，可生成压力为0.8MPa 左右的低压蒸汽（中国规格），有效地实现了能量的高效利用。注：图2-1、3-1、3-2、3-3见换热网络文件“01-DZCM全流程(不含热泵，不含换热网络)”。4. 工艺流程的改进从图3-2的过程组合曲线可以看出，热流体温-焓曲线在约40的平台区（T0302 VAc 精制塔塔顶）温位较低于热流体温-焓曲线在约77的平台区（T0302 VAc 精制塔塔底）。塔顶塔底温差符合塔顶汽相直接压缩式热泵精馏的条件。据此提出的优化方案是：利用热泵压缩机将塔顶蒸汽直接压缩到较高压力，使蒸汽的温度和相变温度同时提高，成为更高品质的热源，这样就可以将加压蒸汽的相变热用作塔底再沸器的热源，塔顶蒸汽冷凝过程的相变热直接传递给液相的醋酸乙烯将其加热。这一优化措施大幅减少了VAc 精制塔的能量消耗，实现了能量的高效利用，也节约了操作费。5. 改进后工艺流股的提取加入热泵精馏后，在Aspen中重新模拟全流程，得到新的流股信息，见图5-1：图 5-1 改进后流股信息图对最小传热温差进行经济评估，得到新的最小传热温差-总费用关系曲线，如图5-2：图 5-2 总费用-最小传热温差关系曲线图（改进后工艺流股）由上图可见总操作费用随最小传热温差先减小后增大。选择总费用最小时的最小传热温差：35。将最小传热温差设为35，可以得到热集成过程的能量目标：图 5-3 热集成过程的能量目标由上图5-3可以看出：理论上最少需要热公用工程能量为：4.330108 kJ/h理论上最少需要冷公用工程能量为：5.439108 kJ/h得到优化后的过程曲线图及总组合曲线图：图 5-4 过程组合曲线图（改进后工艺流股）图 5-5 总组合曲线图（改进后工艺流股）通过对组合曲线进行分析，可以得出流程内部换热后，可以回收利用能量11991.93KW，具体见下。考虑到工程实际需求，应去除回路、不经济的小换热器、运输太远管道成本过高的不合理换热关系，并以节能综合经济效益为目标，拟对换热目标进行工段内换热。故将总流程分为醋酸乙烯反应工段、醋酸乙烯粗分工段、醋酸乙烯精制工段、副产物分离工段分别进行工段间换热网络优化。6.1 醋酸乙烯反应工段换热网络优化将醋酸乙烯反应工段的工艺流股信息导入到Aspen Energy Analyzer V10，在能量分析器中，对最小传热温差进行经济评估，获得醋酸乙烯反应工段总费用-最小传热温差关系曲线，如图6-1所示。图6-1 反应工段总费用-最小传热温差关系曲线图考虑到实际，选定当最小传热温差为40时，总费用达到最小值。得到的过程组合曲线图、总组合曲线和能量目标如图下所示：图6-2 反应工段过程组合曲线图图6-3 反应工段总组合曲线图图6-4 反应工段能量目标注：图6-1、6-2、6-3、6-4见换热网络源文件 “0201-醋酸乙烯合成工段”。6.2 醋酸乙烯粗分工段能量目标将醋酸乙烯粗分工段的工艺流股信息导入到Aspen Energy Analyzer V10，在能量分析器中，对最小传热温差进行经济评估，获得醋酸乙烯粗分工段总费用-最小传热温差关系曲线，如图6-5所示。图6-5 粗分工段总费用-最小传热温差关系曲线图可以看出当最小传热温差为2时，总费用达到最小值。 但由于实际情况下，对于列管式换热器的最小传热极限温差大于5左右，且Q=KAT,传热温差越小，所需换热器的传热面积越大，故将最小传热温差设为8.00，得到的过程组合曲线图、总组合曲线和能量目标如图所示：图6-6 粗分工段过程组合曲线图图6-7 粗分工段总组合曲线图图6-8 粗分工段能量目标注：图6-5、6-6、6-7、6-7见换热网络源文件 “0202-醋酸乙烯粗分工段”。3.3 醋酸乙烯精制工段能量目标将醋酸乙烯粗精制段的工艺流股信息导入到Aspen Energy Analyzer V10，在能量分析器中，对最小传热温差进行经济评估，获得醋酸乙烯精制工段总费用-最小传热温差关系曲线，如图6-9所示。图6-9 精制工段总费用-最小传热温差关系曲线图可以看出当最小传热温差为4时，总费用达到最小值。 但由于实际情况下，对于列管式换热器的最小传热极限温差大于5左右，且Q=KAT,传热温差越小，所需换热器的传热面积越大，故将最小传热温差设为8.00，得到的过程组合曲线图、总组合曲线和能量目标如图所示：图6-10 精制工段过程组合曲线图图6-11 精制工段总组合曲线图图6-12 精制工段能量目标注：图6-9、6-10、6-11、6-12见换热网络源文件 “0203-醋酸乙烯精制工段”。3.4副产物分离工段能量目标将副产物分离工段的工艺流股信息导入到Aspen Energy Analyzer V10，在能量分析器中.图6-13 副产物分离工段过程组合曲线图由图6-13可以看出，副产物分离工段的平台区几乎没有，故此无法进行换热网络优化。综上，我们对醋酸乙烯反应工段、醋酸乙烯粗分工段和醋酸乙烯精制工段进行换热网络设计。注：图6-9、6-10、6-11、6-12见换热网络源文件 “0204-副产物分离工段”。7. 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 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优化过程。7.1 醋酸乙烯反应工段换热网络设计图 7-1 醋酸乙烯反应工段设计方案图分析比较8种Design，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 7-2 醋酸乙烯反应工段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。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，以节省设备费。故此，将换热网络优化为：图 7-3 醋酸乙烯反应工段优化后的换热网络图注：图7-1、7-2、7-3见换热网络源文件 “0201-醋酸乙烯合成工段”。7.2 醋酸乙烯粗分工段换热网络设计图 7-4 醋酸乙烯粗分工段设计方案图分析比较2种Design，综合考虑所需费用以及换热面积，选用Design 1进行后续的优化过程，优化过程同上。图 7-5 醋酸乙烯粗分工段未优化前的换热网络图 7-6 醋酸乙烯粗分工段优化后的换热网络图注：图7-4、7-5、7-6见换热网络源文件 “0202-醋酸乙烯粗分工段”。7.3 醋酸乙烯精制工段换热网络设计图 7-7 醋酸乙烯精制工段设计方案图分析比较5种Design，综合考虑所需费用以及换热面积，选用Design 5进行后续的优化过程，优化过程同上。图 8-8醋酸乙烯粗分工段未优化前的换热网络图 7-9 醋酸乙烯粗分工段优化后的换热网络图注：图7-7、7-8、7-9见换热网络源文件 “0203-醋酸乙烯精制工段”。优化后的换热网络所需要的换热器数目为26台，包括5台热量回收利用换热器，换热器数目减少而且结构更加合理，能够满足生产要求。可回收热量优化后功能公用工程节约50300.00KW。8. 热泵技术利用分析在无热泵技术利用时，组合曲线如图8-1所示。图 8-1 组合曲线（优化前）本项目工艺过程中醋酸乙烯精制工段的VAC精制塔T0302为常压精馏塔，塔顶气相温度为38.59，为高品位的热源。塔底液体温度为77.15，塔顶塔底温差为38.56，应用蒸汽压缩式热泵精馏可以得到较好的经济效果。因此，T0302的再沸器可以以 T0302塔顶气相通过压缩机压缩后，使得气相温度提高，作为热源进行换热与塔釜再沸器换热，如下图所示：图8-2 相变潜热利用流程图图8-3 组合曲线（优化后）表8-1采用热泵精馏前后结果对比表项目常规精馏塔热泵精馏塔塔顶温度/38.5938.59塔底温度/77.1577.15塔顶压力/bar11塔釜压力/bar1.21.2塔顶冷凝器热负荷/KW7637.53/塔釜再沸器热负荷/KW7991.57/辅助换热器热负荷/KW/2142.13压缩机负荷/KW/1495.04总能耗/KW15629.13637.17节能76.73%由以上结果可知，采用热泵精馏技术后，可节能11991.93KW，节能76.73%，可实现能源的资源利用。9. 总结通过ASPEN计算后得到采用热泵精馏和换热网络优化前后公用工程消耗量：图9-1优化前公用工程消耗量（见全流程模拟源文件“01-DZCM全流程(不含热泵，不含换热网络)”）图9-2优化后公