5-3附录三 较大能量回用的换热网络设计

洛阳石化年产20万吨醋酸乙烯酯项目 较大能量回用的换热网络设计目录第一章 换热网络设计概述1第二章 较大能量回收的换热网络设计2第三章 确定能量目标4第四章 换热网络设计9第五章 热泵技术分析11第六章 双效精馏分析13第八章 节能技术利用分析15第九章 总结16 浙江工业大学Pray6团队 1/1第一章 换热网络设计概述本项目为中石化洛阳石化有限公司设计的年产20万吨醋酸乙烯酯装置，运行成本是该项目的一个很重要的考核参数，而公用工程的消耗又是其中很重要的一部分。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，我们运用Aspen Energy Analyzer V9.0 软件来进行换热网络的设计，并且寻找潜在的节能措施，以最大限度的降低成本。本项目采用天然气乙炔法制醋酸乙烯酯工艺方法。其中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；热公用工程包括125的低压蒸汽、175的低压蒸汽、250的中压蒸汽和电，主要用于流股的预热及塔釜再沸器加热等过程。冷公用工程集成厂址所在地的洛阳石化总厂内的循环水站及冷冻站，热公用工程同样集成洛阳石化厂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。双效精馏技术利用了高压精馏塔塔顶冷凝器的高品位热源，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，从而实现节能的目的。热泵技术充分利用了塔顶塔底温差较小的精馏塔，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。第二章 较大能量回收的换热网络设计在进行换热网络设计之前，根据工业生产实际可直接删除部分流股和设备热负荷，简化换热网络设计，说明如下：1、删除热负荷明显较小的流股。如0426_To_0427，负荷仅有5.598103kJ/hr，明显与同一工段其他流股不在同一数量级上，不参与换热网络设计。相同情况还有T0402冷凝器（8.726105kJ/hr），T0101再沸器（1.453104kJ/hr）等。2、删除反应器R0101、R0301的热负荷。其中反应器R0101副产低压蒸汽；R0301直接采用水冷，不参与换热网络设计，降低换热网络复杂程度。通过上述操作，得到冷热流股信息如下，列于表2-1和表2-2中：表2-1 工艺过程物流信息表（不含热泵精馏）过程流股进口温度/出口温度/能量/kWkJ/h0107_To_010863.1180.010651.1038343974.580109_To_0202174.220.014158.0750969051.940114_To_0114-116.217.050.52181872.760208_To_020912.65.0693.562496821.920302_To_0303100.030.0637.892296434.560419_To_0421102.340.0621.082235905.520447_To_0448123.615.011235.1440446505.32塔设备流股提取：表2-2 塔设备物流信息表（不含热泵精馏）塔位号换热器类型进口温度/出口温度/热负荷/kWT0202ACondenser56.317.32919.68T0202BCondenser82.279.112499.87T0202BReboiler128.8128.828331.97T0302Condenser39.323.3520.70T0302Reboiler104.8105.31084.92T0401Condenser99.991.664773.17T0401Reboiler117.9117.963866.42T0402Reboiler102.3102.8399.70T0403Reboiler102.1102.349.41T0404Condenser123.2122.918392.32T0404Reboiler123.6124.119106.83T0405Condenser97.295.31928.92T0405Reboiler101.5101.61704.61第三章 确定能量目标将上述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如图3-1所示。图3-1 总费用-最小传热温差曲线（不含热泵精馏）当最小传热温差过小时（5），所需换热面积太大，换热单元数较多，换热网络操作弹性较差，因此不予考虑。当最小传热温差5时，如图所示，此时15的最小传热温差回收能量较多，可以达到节能的目的，同时也不过分小而导致设备投资偏大。且15最小传热温差对于化工生产中的实际传热情况也较为合适。故选择最小温差为15，回收较多能量的同时具有较好操作弹性，得到组合曲线如图3-2所示。图3-2 组合曲线（不含热泵精馏）由图3-2的组合曲线可已看出，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为第四工段（醋酸回收工段）中的热泵精馏塔T0401再沸器液体蒸发过程的相变热，该塔可以通过热泵技术提高塔顶温位，增加系统内部换热量，减少公用工程的消耗量；其二部分为醋酸粗提塔T0404的相变热，可以双效精馏技术，实现相变潜热的多效利用，在Aspen中重新模拟全流程，得到新的流股信息。通过上述操作后，得到新的流股信息如表3-2及表3-3所示。表3-2 工艺过程物流信息表（含热泵精馏）过程流股进口温度/出口温度/能量/kWkJ/h0107_To_010863.1180.010652.7838350028.820109_To_0202178.220.014436.8251972563.450208_To_020912.65.0700.402521464.810302_To_0303100.030.0637.892296435.270403_To_0404117.9118.063812.91229726491.320406_To_0407199.5121.763812.91229726491.320408_To_0409103.796.46560.4923617780.080421_To_0423102.340.0622.472240908.080448_To_0449117.9118.010570.7638054762.620452_To_0453149.8148.810570.7638054762.620463_To_0464150.115.014502.6852209658.510459_To_0460120.2119.5163.39588200.00塔设备流股：表3-3 塔设备物流信息表（含热泵精馏）塔位号换热器类型进口温度/出口温度/热负荷/kwT0202ACondenser56.317.32606.39T0202BReboiler128.8128.828333.33T0202BCondenser82.279.112500.00T0302Reboiler104.8105.3520.56T0302Condenser39.323.31084.72T0402Reboiler102.3102.8325.83T0404Condenser117.3117.610572.22T0405Reboiler150.1150.617941.67T0406Condenser97.195.21935.83T0406Reboiler101.6101.61759.72将以上流股信息输入Aspen Energy Analyzer V9.0中。对最小传热温差进行经济评估，获得总费用-温差关系曲线如图3-3 所示。图3-3 总费用最小传热温差曲线（含热泵）当夹点温度较小时，回收的热量较大，能耗成本较低，但换热面积过大，装置成本较大；当夹点温度较大时，回收的热量较少，能耗成本较高，但换热面积减小，装置成本降低。因此通过总费用最小传热温差曲线可以看出，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传热温差：15，保证总费用最小的同时具有良好的操作弹性。在设定最小传热温差后，获得的组合曲线如图3-4所示：图3-4 组合曲线（含热泵精馏）从组合曲线上我们可以得到我们热集成所需的能量目标；需要热公用工程能量为3.545108kJ/h，即98.67MW；需要冷公用工程能量为3.865108kJ/h，即107.56MW；夹点温度 132.9、117.9。得到总组合曲线如图3-5 所示。图3-5 总组合曲线（含热泵精馏）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190，需要使用高压蒸汽升温。需要达到的最低温度为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降温。选用公用工程如表3-4所示：表3-4 公用工程选用表公用工程进口温度/出口温度/LP Steam1125124LP Steam2175174MP Steam250249Cooling Water3035Refrigerant 1-25-20第四章 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。以下为导入Aspen Energy Analyzer V9.0 后系统推荐的换热网络方案。表4-1 换热网络设计方案表序号方案Total Cost(Cost/s)% of TargetTotal Area(m2)选择1A_Design10.3938114.9322702A_Design20.4001116.7340003A_Design30.4064118.5311504A_Design40.3904113.928975A_Design50.3795110.7317706A_Design60.4098119.5263907A_Design70.3851112.3198808A_Design80.3894113.6206709A_Design90.3758109.320620较优10A_Design100.3938114.920620在软件给出设计方案中，A_Design9方案总费用最少，换热面积较小，故选择该方案进行进一步优化。该换热网络方案设计的较为繁琐，换热器数目有36台。该设计方案中有部分换热器换热面积很小，热负荷也很小，这些换热器的设置并不合理，可以撤除。当一流股与多种公用工程进行换热时，可适当减少操作费，但会增加换热器数目和设备费。比如一流股先后使用冷却水和冷剂制冷时，如果冷却水冷却的负荷较小，则可直接使用冷剂制冷，以节省一台换热器的设备费。换热网络中存在较多回路，换热网络中一般不允许回路的存在，可以删去负荷或换热负荷较小的换热器，将其合并到回路中其他的换热器，打破回路，减少换热器数目，再通过路径进行网络松弛。此外，相距较远的物流间换热会使管路成本增加，增加设备投资，且操作不便，此类换热匹配也需删除。经以上调节优化后，最终的优化方案如图4-1 所示：图4-1 优化后的设计方案优化后的换热网络所需换热器台数为28台，包括6个流股热量回收利用的换热器，数目减少且结构更为精简，设备投资大大减少，公用工程负荷如表4-2所示：表4-2 公用工程对比表项目冷公用工程/MW热公用工程/MW总计/MW直接公用工程107.5698.67206.23换热网络设计55.6546.76102.41能量减少量/%48.2652.6150.34经过优化后，节能102.41MW，需要冷公用工程55.65MW，热公用工程46.76MW。需要的冷公用工程包括冷冻水和冷冻液，需要的热公用工程包括低压蒸汽、中压蒸汽和高压蒸汽，可由园区公用工程站和本厂废热锅炉提供。除流股间换热可回收的能量以外，从全厂来看，醋酸乙烯酯合成反应器R0101未参与换热网络设计，放热较大，根据模拟和手动计算，可副产180低压蒸汽15943.5kg/h，总回收热量9.13MW（详细说明请见反应器设计说明书第6章撤热系统设计），计入全厂能量回收总量后，冷、热公用工程相应减少，实际能量回收率会更高。 第五章 热泵技术分析在无热泵技术的情况下，组合曲线如图5-1所示:图5-1 组合曲线（不含热泵精馏）在117左右存在热平台且能量较大，通过分析知道该平台处为解吸塔T0401 塔顶塔底温差为较小，且存在较大的相变热，可以采用热泵技术。由组合曲线可知热平台能量较大但温差较小不足以达到最小传热温差，使过程中可供回收的热量很少，如果通过改变物质的汽化温度，使两平台“错开”，从而回收更多的能量。结合以上两点，我们采用热泵技术的技术进行能量的回收利用。通过热泵技术，将功转化成热能，提高流股的温位，使原本不能换热的流股可以进行换热，从而减少公用工程的用量。这样，消耗少量电能（用以做功）便可以节省大量的冷量与热量，从而节能。将热泵精馏塔T0401 的冷凝器取消，直接引出塔顶气相，通过压缩机加压，使得塔顶气相的温度提高一个等级，作为热源至塔釜再沸器换热，放出热量冷凝部分气体，再经节流阀减压降温，由于后续巴豆醛脱水塔对塔顶产品纯度有一定要求，故在节流后继续通过较为经济的二次冷凝，气体用冷却水降温至96，从而得到符合后续生产要求的丁烯醛VAC溶液，一部分液体回流至塔内进行再次分离，塔釜则在换热过程中已经达到再沸负荷的要求，其结构如图5-2所示：图5-2 塔顶气体压缩式热泵精馏流程图表5-1 有无热泵技术对比表项目无热泵技术热泵技术冷公用工程能耗（kW）64772.96559.6热公用工程能耗（kW）63866.10压缩机功耗（kW）05701.1总能耗（kW）128639.012260.7由表5-1可知，考虑压缩机做功和冷却器能耗，热泵技术比无热泵技术节省能耗116378.3kW，节省幅度达90.47%。热泵技术节省热耗100%，节约冷耗89.87%。 第六章 双效精馏分析本项目的工艺采用的是以醋酸为原料合成醋酸乙烯酯，同时醋酸又作为吸收剂吸收反应气体中的醋酸、醋酸乙烯酯及其副产物，因此在后续分离过程中需要将醋酸分离提纯后循环回到原料蒸发塔及产品吸收塔重新利用，以节省醋酸消耗量，提高经济效益。但由于本工艺醋酸的用量非常大，同时含有共沸组分水和甲酸，采用常规精馏塔精馏分离的能耗和设备投资费用巨大。在参考了现有的醋酸精制节能方案后，本项目拟采用双效精馏的方案精制醋酸，以二塔代替单塔，且根据塔压又低到高的顺序排列，充分利用能源，以高压塔的塔顶蒸汽作为常压塔再沸器的热源，从而是整个精馏过程的能耗大为降低。多效精馏作为一个新兴发展的节能工艺。它主要因为其低能耗，低品位热量利用和高热力学效率的特点引起了人们的高度重视。多效精馏的节能效果与效数N的关系为：。由该式可知，效数越多则节能效果越明显，单效改为双效可节能50%，双效到三效增加17%，三效到四效仅增加了8%。考虑到甲醇在本工艺体系中是作为反应物和吸收剂存在，因此分离甲醇的目的是为了重复利用，对甲醇的纯度要求较高，但是由于需要被分离的甲醇量相较于大化工而言不是很大，因此采用三效精馏方案对本工艺而言，采用三效精馏方案并无明显优势，反而徒增设备投资费用，降低经济效益。普通精馏与双效精馏的比较：（1）普通精馏先用简单计算模块DSTWU进行简捷计算，画出单塔精馏流程图，再改用RadFrac模块严格计算，把DSTWU模块计算结果填入，使用设计规定和灵敏度分析功能调整进料位置、回流比和塔顶采出率，已达到分离要求，工艺流程图如下图所示。结算结果表明，塔顶冷凝器的负荷为18392.4kW，再沸器的热负荷19150.5kW。图6-1 普通精馏流程图（2）双效精馏先对双效精馏的两个塔采用DSTWU进行模拟，得到初步数据之后，再带入RadFrac模型中，运用Aspen Plus自带的计算器工具，计算得在高压塔塔顶负荷与低压塔塔底负荷相匹配的情况下的塔参数，工艺流程图如下图所示：图6-2 双效精馏流程图表6-1 普通精馏与双效精馏对比表项目普通精馏工艺双效精馏工艺低压塔高压塔塔压/bar1.21.012.5塔顶出料量/（kg/h）16130.67895.05128421所需塔板数NT/块451830塔顶温度/122.9117.3149.8塔底温度/123.6118.0150.1冷凝器负荷/kW-18627.6-10572.10再沸器负荷/kW19344.3018054.7其他能耗/kW03557.3总能耗/kW37971.932184.1综上比较分析，采用双效精馏工艺分离醋酸与甲酸的方案与常规单塔精馏相比，节能效