4-换热网络设计及优化

塞拉尼斯（南京）化工有限公司11万吨/年醋酸乙烯酯项目目录1 热集成设计说明31.1 概述31.2夹点技术32 工艺流股提取63 换热网络的合成83.1 Aspen Energy Analyzer 介绍83.2 换热网络合成过程84 换热网络优化135 其他节能措施185.1热泵精馏塔185.1.1塔顶蒸汽直接压缩式热泵精馏195.1.2塔釜液相闪蒸式热泵精馏205.2中间换热精馏216 总结231 热集成设计说明1.1 概述从系统工程的角度可把过程工业的生产系统分为三个子系统，即化学装置子系统、换热网络子系统和公用工程子系统。其中化学装置由反应、精馏、吸收、萃取等化工基本设备单元组成，物料在这些设备中发生特定的物理、化学变化。在这些化学装置的结构和操作条件确定后，进出各个设备的流股根据操作条件要求需要冷却和加热，这些流股构成了热回收系统，即换热网络。在工艺过程设计中节能是非常重要的，因此换热的目的不仅仅是为了使物流温度满足要求，而且也是为了回收过程余热，减少公用工程消耗，基于这种思想进行的换热网络设计称为换热网络合成。换热网络合成的任务，是确定换热物流的合理匹配方式，从而以最小的消耗代价，获得最大的能量利用效益。图1-1 热集成的来源和辅助换热网络目前，换热网络集成主要有三种方法：试探法，夹点技术，数学规划法。其中，夹点技术以其使用简单，直观和灵活的优点被广泛的使用。但夹点技术也有其缺点，夹点在应用中的主要缺陷有两点：过于注重能量的节省，而在设备和经济上的考虑略显不足；有些夹点匹配技术（如利用分流技术来匹配物流）在工艺的难以实现。采用夹点技术进行换热网络的设计时，除了通过物流的信息计算相关的物理参数从而满足换热匹配要求外，还要求得最小公用工程，最小换热单元数和最小换热面积。事实上，对于实际生产装置，很难达到这一目标。通常，最小公用工程消耗意味着较多的换热单元数，而较少的换热单元数又需要较大的换热面积。同时换热网络的设计还需要考虑到设备布置，物流是否具有腐蚀性及对换热材料的要求，更要结合实际来确定合理的节能方案。因此，实际进行换热网络设计时，需要在某方面做出牺牲，以获得一个折中的方案。纵观整个流程，大量能量被消耗在分离产品流中的醋酸塔。因而需要对能量进行回收利用，并采取一定的节能措施来降低能量消耗，提高过程的经济性。1.2夹点技术夹点技术（Pinch technology）是以热力学为基础，从宏观角度分析过程系统中能量沿温度曲线的分布，从中发现系统用能的“瓶颈” （Bottleneck）所在，并给以“解瓶颈” （Debottleneck）的一种方法。主要通过构造冷、热物流组合曲线，总组合曲线和平衡组合曲线来对工艺过程进行能量分析，制定节能设计和改造方案。要形象的判断工艺流股的夹点位置，首先就要做出 T -H 复合图。 T -H 图是用来表示工艺流股的热特性，即流股的温度焓的关系图，流股在换热过程中的焓变为：其中M为质量流率，Cp为热容。以焓变为横坐标，温度为纵坐标作出的T-H图如下：图1-2 不同类型的T-H图T -H图上，焓在热力学意义上并不严格，其中线段可以水平的随意移动，并不影响焓变的绝对值，其斜率为 1/Cp。对于多股流股，我们在 T -H 图上可以实现合并，热、冷流股经过简单的平移和重叠可以分别统一合并为一条。在对冷热流股都进行了合并后我们可以得到如下图：图1-3 冷热流体的组合曲线图在夹点位置：冷热物流间的传热温差最小，刚好等于Tmin且该处过程系统的热流量为零。通过图我们可以很容易的发现夹点位置，并且直观的看出内部换热量与冷公用工程及热公用工程的大小比例关系。对于夹点的设计与优化存在三条准则：一、无跨越夹点的传热二、夹点之上无公用工程冷却器三、夹点之下无公用工程加热器夹点的选取对于整个工程的费用有着决定性的作用。从图中我们可以发现，当夹点选取越小时，内部换热量增加，公用工程费用减少，但是随着夹点温度的减小，换热器的面积增加，当夹点温度设置为零时，换热器面积达到无限大。因此，夹点温差与公用工程、设备投资、总费用的关系存在下图关系：图1-4 最小温差和费用关系图可见，存在一个最优值，使总费用最小。2 工艺流股提取在换热网络设计前，我们已经对主要塔设备进行了优化，减少了许多不必要的能量能耗。我们再将可以需要热交换的数据进行了提取，列于下表表2-1 工艺过程物流信息表（不含节能设备）过程流股进口温度/出口温度/能量/KWPL0211_To_PG020440.0085.002165.74PG0203_To_PL022641.7360.002.46PL0212_To_PGL020240.0042.0021.02E0102_Feed_To_PG010418.94110.003209.76PG0110_To_PGL0101176.3440.0015967.65PG0107_To_PG0108144.22148.50259.15E0103_Feed_To_PG0105116.82220.003547.3605_To_07116.84115.3782.49PL0205_To_PL0206116.8430.005168.98PL0203_To_2595.1894.007548.40表2-2 塔设备物流信息表（不含节能设备）塔位号换热器类型进口温度/出口温度/能量/KWT0207Reboiler42.32 42.53 18398.12 T0207Condenser40.32 39.82 18668.78 T0303Reboiler102.93 105.52 1438.75 T0204Reboiler133.03 167.00 658.62 T0208Reboiler101.61 102.68 17636.82 T0204Condenser69.61 60.00 2988.94 T0208Condenser99.63 97.49 17475.17 T0303Condenser100.49 63.38 437.37 T0205Reboiler256.38 282.73 1092.66 T0201Reboiler94.48 95.18 18087.03 01Reboiler138.35 163.41 8865.95 T0201Condenser78.09 50.00 18294.22 T0205Condenser102.07 52.54 349.71 T0206Reboiler72.32 72.82 2557.03 T0206Condenser50.80 19.50 2837.02 D0201_heat73.68 40.00 2831.59 D0202_heat33.44 40.00 63.23 D0203_heat69.39 70.00 259.94 D0101_heat40.00 39.50 3425.99 D0301_heat39.00 0.00 1418.14 3 换热网络的合成3.1 Aspen Energy Analyzer 介绍Aspen 拥有自带的能量分析模块，能够轻松帮助用户实现热集成，换热网络的优化。在较早期的版本中，称为 Aspen pinch，而近两年的版本中改名为Aspen energy analyzer。Aspen energy analyzer 换热网络的合成与优化上主要是基于夹点技术。在用户指定的夹点温度下，它能够自动合成多套换热网络备选方案。由于换热网络的合成要考虑到设备费用与操作费用等各种复杂的情况，如果是基于换热网络合成的准则进行人工合成，那将会是一个浩大的工程，并且可能只会考虑到局部的优化而忽略整体优化，在这方面，Aspen 软件是一门有力的工具。但是我们也应该看到，在实际使用过程当中，Aspen 并不能为我们生成最佳的换热网络。计算机模拟生成最优换热网络是近几年来热门的研究课题，目前有基于Grossmann 的超结构模型的改进算法，神经网络算法，模拟退火算法等等各种智能算法，但没有一个算法能够确保对于任何换热工况都能模拟出最佳的网络。在另一方面我们也应该看到， Aspen 模拟出的换热网络存在不符合实际的情况，如两股相隔较远的流股进行换热。这种情况下，虽然能够实现能量的回收，但是管道铺设费用将大大增加。因此， Aspen energy analyzer 主要用于初步的换热网络合成。Aspen energy analyzer 在使用上主要步骤为：Step1：提取 Aspen 或 Hysys 中模拟流程中的物流数据，或者是可以人工手动输入。选取公用工程，输入流股与换热器的费用参数。Step2：进行最佳夹点温度分析。Step3：自动生成多套换热网络也可以手动合成。Step4：通过调节分流比例与换热器热负荷自动优化换热网络或认为根据换热网络的欧拉公式、拓扑结构等判断不合理的地方手动调节。3.2 换热网络合成过程将上述工艺流股信息输入到Aspen Energy Analyzer V9.0，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如图3-1所示。图3-1 总费用与Tmin关系曲线（不含节能设备）由图3.1可知，最小传热温差为9时，总费用最小。选择最小传热温差为9，得到组合曲线如图3.2所示。图3-2 组合曲线（不含节能设备）从图中可以看到，夹点附近存在温位相近的平台，经分析，这两个平台表示T0401污水处理塔的塔顶、塔釜相变热，温差仅为6.6，因此可以采用热泵技术，提升塔顶蒸汽的温位，增加系统内部的换热量。同时40处也出现明显平台，这两个平台表示T0207分离重组分杂质塔的塔顶、塔釜相变热，温差仅为2，同理也可以采用热泵技术。将这两个塔改造成热泵精馏塔，在Aspen中重新模拟全流程，得到新的流股信息，如下表所示：(源文件“全流程模拟-含节能设备-不含换热网络”)表3-1 工艺过程物流信息表（含节能设备）过程流股进口温度/出口温度/能量/MWPL0211_To_PG021040.00 85.00 2.17 PG0211_To_PL021441.73 60.00 0.00 PL0212_To_PGL020240.00 42.00 0.02 E0102_Feed_To_PG010418.94 110.00 3.21 PG0214_To_PL022140.32 39.82 18.67 PG0110_To_PGL0101176.34 40.00 15.97 PGL0404_To_PG040386.33 66.70 1.08 PG0107_To_PG0108144.22 148.50 0.26 E0103_Feed_To_PG0105116.82 220.00 3.55 PG0205_To_PL0205116.82 115.37 0.08 PG0208_To_PL0206116.82 30.00 5.17 表3-2 塔设备物流信息表（含节能设备）塔位号换热器类型进口温度/出口温度/能量/MWT0303Reboiler102.93 105.52 1.44 T0204Reboiler133.04 166.99 0.66 T0204Condenser69.61 60.00 2.99 T0303Condenser100.49 63.38 0.44 T0205Reboiler267.73 282.91 0.59 T0201Reboiler94.48 95.18 18.09 T0201Condenser78.09 50.00 18.29 T0205Condenser102.07 52.56 0.35 T0206Reboiler72.32 72.82 2.56 T0202Reboiler138.33 163.41 16.41 T0206Condenser50.79 19.50 2.80 D0201_heat73.68 40.00 2.83 D0202_heat26.10 40.00 0.06 D0203_heat43.35 42.53 0.07 D0101_heat40.00 39.50 3.43 D0401_heat69.39 70.00 0.26 我们将所提取的工艺流股输入Aspen energy analyzer中,并对最小传热温差进行经济评估，获得总费用和温差的关系曲线图。图3-3总费用-最小温差关系图（含节能设备）兼顾公用工程传热温差的可行性，在图中选取总费用最小且变化趋势相对平稳部分的温度作为最小传热温差进行后续计算。从上图观察可以发现，9左右，曲线总费用降至最低。因而我们选取最小温差为9进行下一步工作。在设定最小传热温差后，获得的组合曲线如下图所示：图3.4 组合曲线（含节能设备）从组合曲线可知，相比不加热泵精馏操作，热泵精馏使热组合曲线温位上升，可以集成系统内部更多的能量，减少公用工程的消耗。 从而确定了我们换热网络合成的能量目标：图3-5 能量回收目标需要的热公用工程能量为32.13MW；需要冷公用工程能量为56.43MW； 最小换热器数目为33个；夹点温度为276.3、267.7和250.0、241.0和176.3、167.3以及147.3、138.3和103.5、94.5和103.5、94.5以及39.0、30.0。以下为所得的总组合曲线图3-6 总组合曲线依据上图和所要换热的流股数据，我们选取了选取了热公用工程为：高压蒸汽、中压蒸汽、低压蒸汽、热油。冷公用工程为：冷却水（30）和冷冻盐水（-25）。选取合理的公用工程可以降低公用总消耗量，从而减少能量浪费。之后再使用Aspen energy analyzer的换热网络自动生成功能，所生成的几套方案如下所示：图3-7 换热网络方案其中我们选取了总费用最少的一套方案为我们的初步换热网络设计，如下所示：图3-8 较优换热网络方案此方案费用指数为6.011E6/年，所需换热器为36台。本小组做过初步核算，若换热流股均采用公用工程，则共需热公用工程49.28MW，冷公用工程73.58MW，换热器数目为28台，总费用指数为6.377E6/年。发现进行初步的换热网络合成虽然增加了换热器的数目，但由于大量能量回收，最终使总费用大大下降，提高生产过程的经济效益。但从软件自动生成的方案中也发现了许多不合理和待优化之处，下一步就要进行对换热网络的进一步优化。4 换热网络优化换热网络优化方法是在在采用夹点设计法得到的最大能量回收换热网络的基础上，经过调优，得到换热设备个数较少的系统结构，从而得到最优或接近最优的设计方案。上述所得的较优换热网络仍有很大优化空间。减少换热器的数目主要方法为流股分割和切断热量回路（能量松弛法）。但流股分割减少了操作的灵活性使过程操作复杂化。在可能的情况下，尽可能采用能量松弛法进行优化。能量松弛法是通过合并相同物流间的两个换热器，将两个换热器的热负荷转移到一个换热器上，两物流间交换的总负荷不变，传热温差发生变化。但这样常常会导致穿过夹点的热量流动，导致公用工程相应地增加，使得换热网络的合成偏离最大能量回收的目标，因而称之为能量松弛。通过观察我们发现上述换热网络中存在一些热负荷比较少的换热器，设置明显不合理。通过能量松弛，将其与相邻换热合并，减少换热器数目。在减少换热器的同时，去除了一些不必要的分流操作，可以使总费用有所下降，也使得换热网络更加便于布置。该换热网络的换热器数目为36台，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。换热网络中存在两个loop回路，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。经过以上调节之后，最后获得换热网络如图4-1所示。图4-1 优化后的换热网络图4-2 优化后的换热网络数据最终我们的总费用指数为6.404E6，所需热公用工程为41.75MW，冷公用工程为66.05MW，换热器数目变为33台,包含6个流股热量回收利用的换热器。表4-1 公用工程信息表项目冷公用工程/MW热公用工程/MW总计/MW直接公用工程97.4978.26175.75换热网络设计66.0541.75107.8能耗减少量/%32.25%46.65%38.66%以下为所需换热器的一些基本数据：换热器名称热负荷/MW面积/m2冷物流进口温度/出口温度/热物流进口温度/出口温度/E-1471.48162.77To Condenser T0206_TO_PG021336.0019.50Refrigerant 1-25.00-24.94E-1371.44364.05LP Steam125.00124.34To Reboiler T0303_TO_WW0301102.93105.52E-1390.076.03D0203_heat43.3542.53Refrigerant 1-24.92-24.00E-14118.671669.19PG0214_To_PL022140.3239.82Refrigerant 1-24.92-24.00E-1320.000.17LP Steam124.34124.30PG0211_To_PL021441.7360.00E-1300.063.59LP Steam124.34124.30D0202_heat26.1040.00E-1540.6744.73LP Steam124.30124.00PL0211_To_PG021040.0053.85E-1403.43307.85D0101_heat40.0039.50Refrigerant 1-24.92-24.00E-1421.42200.02D0301_heat39.000.00Refrigerant 1-24.92-24.00E-12318.091172.98MP Steam175.00174.00To Reboiler T0201_TO_PL020394.4895.18E-1290.4490.71To Condenser T0303_TO_WG0301100.4963.38E0102_Feed_To_PG010418.9441.98E-1271.27216.75PG0110_To_PGL0101141.70111.46E0102_Feed_To_PG010418.9497.28E-1310.021.30LP Steam124.34124.30PL0212_To_PGL020240.0042.00E-1532.99458.63To Condenser T0204_TO_PL021869.6160.00Cooling Water30.0030.51E-13516.41864.77HP Steam250.00248.93To Reboiler T0202_TO_DR0201138.33163.41E-1430.063.71PG0208_To_PL020687.2941.79Refrigerant 1-24.92-24.00E-1451.08126.35PGL0404_To_PG040386.3366.70Cooling Water30.8431.09E-1201.501349.72PG0208_To_PL0206116.8291.66E0102_Feed_To_PG010467.50110.00E-1220.26131.94PG0208_To_PL020691.6687.29D0401_heat69.3970.00E-12418.293173.17To Condenser T0201_TO_PL020878.0950.00Cooling Water31.0932.00E-1262.56321.53PG0110_To_PGL0101163.54141.70To Reboiler T0206_TO_PL021972.3272.82E-1500.3543.50To Condenser T0205_TO_PL0216102.0752.56Cooling Water30.0030.51E-1520.085.06PG0205_To_PL0205116.82115.37Cooling Water30.0030.51E-1462.65506.46PG0208_To_PL020687.2941.79Cooling Water30.8431.09E-1480.7066.83PG0208_To_PL020641.7930.00Refrigerant 1-25.00-24.75E-1340.2612.99HP Steam250.00248.93PG0107_To_PG0108144.22148.50E-1360.6634.48HP Steam250.00248.93To Reboiler T0204_TO_PL0215133.04166.99E-1380.59303.90Hot Oil300.00290.00To Reboiler T0205_TO_PL0217267.73282.91E-1441.32645.55To Condenser T0206_TO_PG021350.7936.00Cooling Water30.8431.09E-1333.55267.25HP Steam250.00248.93E0103_Feed_To_PG0105116.82220.00E-1211.50150.56PG0110_To_PGL0101176.34163.54PL0211_To_PG021053.8585.00E-1492.83661.69D0201_heat73.6840.00Cooling Water30.0030.51E-15110.641454.77PG0110_To_PGL0101130.8240.00Cooling Water30.0031.355 其他节能措施5.1热泵精馏塔热泵是在精馏过程中通常采用的一种有效的节能技术。采用热泵工艺，不仅可使生产能耗大幅降低，而且可使冷却介质的温度在生产操作中不再具有决定性的作用。热泵精馏是把塔顶蒸汽加压升温，作为塔底再沸热源，回收塔顶蒸汽的潜热。热泵精馏是通过外加功将低温蒸汽提高到更高的品位的热源，以便于利用其潜热。我们都知道塔顶和塔底的温度差是精馏分离的驱动力，如果温度差过大，把塔顶蒸汽提高到能被塔釜利用的水平，需要很高的能量，因此热泵精馏一般适用于塔顶和塔底温差小的精馏过程，据国外文献报告，只要塔顶和塔底温差小于36，就可以获得很好的经济效益。目前热泵精馏已经成功应用于丙烷-丙烯、乙烷-乙烯和丁烯-2-异丁烷等体系。热泵精馏基本分为以下几种类型，分别是汽相压缩式热泵精馏和吸收式热泵精馏。汽相压缩式热泵精馏又可分为塔顶汽相直接压缩式、塔底液相闪蒸式和间接蒸汽压缩式三种类型。常用热泵流程有2种类型，即塔顶蒸汽直接压缩式(以下简称为A型热泵流程)和塔釜液相闪蒸再沸式(以下简称为B型热泵流程)。A型热泵精馏是以塔顶汽相为工质，通过外部压缩机提高塔顶汽相的能位，使其可以作为塔底再沸器的高温热源，见图5.1。一般塔顶汽相直接压缩式热泵精馏适用于塔顶和塔釜温差较小，沸点相近的分离体系。B型热泵精馏是以塔底液相为工质，通过将塔底液相减压，使之降压到可以与塔顶汽相进行换热的压力下，同时使其气化，再将其压缩到与塔底相同的温度压力状态后送到塔底，见图5.2。它与塔顶汽相直接压缩式热泵精馏比较相似，不过塔底液相闪蒸式热泵精馏在塔压比较高时比较有利，丙烷-丙烯分离系统一般就用这种热泵精馏形式。 图5-1 A型热泵精馏流程 图5-2 B型热泵精馏流程5.1.1塔顶蒸汽直接压缩式热泵精馏T0401塔顶蒸汽直接压缩式热泵精馏塔Aspen模拟流程如图5.3所示。通过热集成分析，T0401污水处理塔塔顶底温度跨越夹点，且塔顶、塔底温差较小，可以对其进行热泵精馏操作。我们将塔顶的冷凝器取消，直接引出塔顶蒸汽，通过压缩机加压，塔顶蒸汽的温度提高至可对塔釜液相进行有效换热，从而可以跨过夹点，给塔底的物料的汽化提供能量。在满足塔底物流恰好达到塔底再沸程度的情况下，冷热流股对数传热温差约10满足换热器正常操作的要求。图5-3 T0401废水处理塔塔顶蒸汽直接压缩式热泵Aspen Plus流程经过对塔顶蒸汽直接压缩式热泵精馏和常规精馏的模拟，我们将热泵精馏流程与常规精馏能耗的对比如下：表5-1 塔顶蒸汽直接压缩式热泵精馏与普通精馏能耗对比冷凝器热负荷/kW再沸器热负荷/kW压缩机负荷/kW节能百分率/%热泵精馏001329.260常规精馏-17475.117631.3085.80塔顶蒸汽直接压缩式热泵精馏与常规精馏流程的能耗对比如表5-1所示，其中在使用热泵精馏时，压缩机所需电能1329.26kW，电能是比热能更高价值的能量形式，电热转换系数约为3.75，故热泵精馏过程所消耗的能量为4984.72kW。从表中可以看出，使用热泵精馏虽然将增加部分设备投资费用，但是同时也将大大节约能耗，综合考虑，使用热泵精馏技术可以使本流程更为经济节能。可见，利用热泵蒸发技术可以通过提升热组合曲线的温位，改变组合曲线热平台，以此实现有效的能量回收，实现节能。5.1.2塔釜液相闪蒸式热泵精馏T0207塔釜液相闪蒸式热泵精馏塔Aspen模拟流程如图5.4所示。通过热集成分析，T0207塔塔底物系可以气化后再进行压缩，且塔顶、塔底温差较小，对其使用塔釜液相闪蒸式热泵精馏技术。将塔顶冷凝器取消，使用闪蒸后的低温塔釜气体对塔顶蒸汽进行冷却，使得塔釜流股温度下降一个等级，从而给塔顶提供冷量。图5-4 T0207产品精制塔塔釜液相闪蒸式热泵Aspen Plus流程经过对塔釜液相闪蒸式热泵精馏和常规精馏的模拟，我们将热泵精馏流程与常规精馏能耗的对比如下：表5-2 塔釜液相闪蒸式热泵精馏与普通精馏能耗对比冷凝器热负荷/kW再沸器热负荷/kW压缩机负荷/kW节能百分率/%热泵精馏0086