6-能量集成及换热网络设计

中石化镇海炼化分公司年产20万t醋酸乙烯酯项目 能量集成及换热网络设计2019 “东华科技-恒逸石化”杯 浙江省第十三届大学生化工设计竞赛 中石化镇海炼化分公司年产20万t醋酸乙烯酯项目能量集成及换热网络设计VAc想要变得可爱队队员：严琦斌、吴徐冰、黄蓓、卢润芝、王要辉指导老师：胡晓萍、蒋斌波、阳永荣目录1. 概述32. 原始工艺流股提取33. 原始工艺流股的能耗分析54. 工艺流程的改进65. 改进工艺流股的提取及分析76. 换热网络设计117. 双效精馏技术分析138. 热泵技术分析149. 总结161. 概述本项目为中石化镇海炼化分公司醋酸乙烯项目。项目采用乙烯气相法路线，以乙烯、醋酸和氧气为原料生产20万吨/年纯度为99.8%的醋酸乙烯。项目工艺由醋酸乙烯合成、产品分离预处理、气体吸收处理、醋酸乙烯精制四个工段组成。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。根据中国制造2025提出的制造业“绿色发展”目标，到2020年规模以上单位工业增加值能耗应比2015年下降18%，2025年规模以上单位工业增加值能耗应比2015年下降34%。动力费用是装置运行操作成本的一大组成部分。醋酸乙烯合成反应会放出大量的热量，精馏工段的塔顶馏出物中也有较多的热量可供回收。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，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母厂可供公用工程的来源，本换热网络需要的冷公用工程为循环冷却水、循环冷冻水，热公用工程为0.8MPa的低压蒸汽、4 MPa的中压蒸汽，均可由厂区公用工程站提供，形成与母厂的公用工程集成。通过对系统工艺流股的能耗分析，我们从组合曲线中发现流程中有较多热量可供利用，据此创新地引入了双效精馏技术和热泵技术，并对全厂进行了换热网络的集成和优化，可以节省公用工程42929.10 kW，约52.9%。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 V10分析后提取的流股如下表1和表2所示（物流号及设备标号参照1-原始工艺流股（全流程模拟）.bkp）。表中并不包含反应器R0101、R0102所需的换热要求，其解决方案在下节工艺流股能耗分析中进一步说明。从工艺物流信息表中可以发现，全流程能耗主要集中在原料的预热和精馏塔T0401（粗分塔）、T0403（醋酸乙烯精制塔）。表1 工艺过程物流信息表（原始工艺流股）过程流股换热器名称进口温度/出口温度/热负荷/kW0103_To_0104E010151.09120.002125.720106_To_0107E010325.00125.001207.060121_To_0129E0104148.78145.0021798.130107-2_To_0109V0101E010596.05155.386281.220113_To_0201E0201157.8250.0013250.660320_To_0321E0302110.2680.00823.300314_To_0315E0303111.4850.0016.230303_To_0325E030497.7835.00283.320302_To_0322E030560.2135.001111.750308_To_0309E0306115.1335.00525.470407_To_0409E040386.3940.007183.030413_To_0414E0405125.7450.001153.230425_To_0426E0408104.6550.00449.520431_To_0432E040953.7135.0098.900434_To_0435E041090.0035.0041.740437_To_0439E0411E041279.2320.009.980464_To_0465E0417100.5220.0017.14表2 塔设备物流信息表（原始工艺流股）塔位号换热器类型进口温度/出口温度/热负荷/kWT0302Reboiler109.40111.471245.57T0401Condenser95.5486.397745.83T0401Reboiler125.16125.4816781.60T0402Condenser76.8740.00901.87T0402Reboiler79.4880.351271.48T0403Condenser75.4175.1116917.26T0403Reboiler85.6686.4117753.51T0404Condenser28.4823.21361.67T0404Reboiler67.2470.61526.88T0406Condenser118.07117.402060.38T0406Reboiler137.51165.351955.22T0407Condenser31.5121.9015.77T0407Reboiler51.7252.2216.043. 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1所示。图1 总费用-最小传热温差关系曲线图（原始工艺流股）由图1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降低，出现此现象的情况一方面是由于公用工程价格较高，另一方面是由于夹点附近存在很长的平台区，并且冷流体除平台区以外的能量消耗较少；故传热温差越小，平台区能量更能得到充分利用，从而能耗降低，通过下图组合曲线可以更清楚地说明这一点。实际操作时最小传热温差一般不能小于5，选择5作为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（原始工艺流股）图3 总组合曲线图（原始工艺流股）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R0101、R0102、也有换热要求，其换热任务采用145，4.6 4.7 bar的加压水汽化吸热来完成，可生成压力为4.6 4.7 bar的低压蒸汽，实现对反应热的回收利用。上表1中所示的过程流股0122_To_0131即为从反应器出口加压水蒸汽的冷凝和冷却过程，图2过程曲线红色线在149左右的平台区就体现了这股蒸汽的冷凝过程，其能位高、热量大，具有较高的利用价值。4. 工艺流程的改进从图2的组合曲线可以看出，红色线表示的热流体在77、149左右都存在较大的平台区，分别是精馏塔T0403冷凝器中的相变热和反应器出口加压水蒸汽冷凝相变热；7795存在较长的斜平台，对应粗分塔T0401冷凝器中的相变热和粗分塔馏出物的相变热。蓝色线在125和86左右的冷流体平台表示精馏塔T0401和T0403再沸器内流体蒸发过程。热流体温焓曲线在149的平台区温位明显高于冷流体温焓曲线在125的平台区，两段平台区内有较大的相变潜热，这说明反应器加压水汽化蒸汽可用于T0401塔釜的加热。热流体温焓曲线在77的平台区（T0403冷凝器）温位略低于冷流体温焓曲线在86的平台区（T0403再沸器），T0403塔顶和塔底温差较小，采用热泵精馏可以起到较好的节能效果。但考虑到T0403塔顶产物为醋酸乙烯，在温度、压力较高的情况下容易发生自聚，此情况下不适合应用热泵精馏技术。T0401塔顶蒸汽相变温度约7795.5，在热流体温-焓曲线上表现为较长的斜平台；若降低T0403醋酸乙烯精制塔的操作压力，其塔釜温度降低，便可使用T0401（粗分塔）塔顶蒸汽作为T0403（醋酸乙烯精制塔）再沸器的热源，实现相变潜热的多效利用。热流体温-焓曲线在118的平台区（T0406醋酸蒸汽冷凝）温度略低于醋酸蒸发器内醋酸蒸汽蒸发所产生的平台区（122.5）。原始工艺流股中，循环醋酸需要经过精馏脱除重组分后再次循环回反应器，醋酸在精馏塔塔顶118下全凝，消耗了较多冷公用工程，同时也浪费了醋酸的相变潜热。据此提出的优化方案是：循环醋酸在T0406醋酸精馏塔塔顶不再冷凝，而是利用热泵压缩机将醋酸蒸汽直接压缩到较高压力，使醋酸蒸汽的相变温度提高，这样就可以将压缩醋酸蒸汽的相变热用作醋酸蒸发器的热源，醋酸蒸汽在醋酸蒸发器下部液相中鼓泡，冷凝过程的相变热直接传递给液相的醋酸将其加热。这一优化措施不仅减少了醋酸蒸发器的能量消耗，同时醋酸蒸发器内不再需要额外的加热装置，使醋酸蒸发器的结构得到简化。由于粗分塔和醋酸乙烯精制塔是整个流程中能耗最大的两座精馏塔，原料预热过程也消耗较多能量，上述优化措施可以大幅降低全流程的公用工程消耗。5. 改进工艺流股的提取及分析加入热泵蒸发和双效精馏后，在Aspen中重新模拟全流程，得到新的流股信息，见表3和表4（物流号和设备位号参考“3-改进工艺流股（全流程模拟）.bkp”）。表3 工艺过程物流信息表（含节能技术）过程流股换热器名称进口温度/出口温度/热负荷/kW0103_To_0105E0101E010251.09165.003631.760113_To_0201E0101E0201157.8250.0013242.830106_To_0107E010325.0093.00780.890128_To_0129E0104148.78145.002396.290108_To_0109E0105122.47155.382376.90STM_To_0127E0106148.78148.732595.430124_To_0131E0404-1148.78148.7316769.980320_To_0321E0302110.2880.00823.660314_To_0315E0303111.4950.0016.230303_To_0325E030497.6235.00281.090302_To_0322E030560.1835.001107.280308_To_0309E0306115.2435.00528.530404_To_0405E040195.5586.567747.410458_To_0456E0401E040249.6050.1811387.490407_To_0409E0402E040386.5640.007173.180410_To_COOL1E0404-2125.16125.3016769.980413_To_0414E0405125.5650.001150.270425_To_0426E0408104.6550.00448.820431_To_0432E040953.7235.0098.560434_To_0435E0410188.3835.0083.040437_To_0439E0411E041279.2320.009.930464_To_0465E0417100.5320.0017.150418_To_0419E0419117.50135.00338.59表4 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/kWT0302Reboiler109.42111.481245.65T0402Condenser76.8540.00896.04T0402Reboiler79.5080.361265.15T0403Condenser24.8624.3112038.73T0404Condenser28.5323.21366.20T0404Reboiler67.2470.61533.33T0406Condenser118.07117.50156.91T0406Reboiler137.48165.321951.38T0407Condenser31.5121.8915.81T0407Reboiler51.8652.3616.08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4。图4 总费用-最小传热温差关系曲线图（改进工艺流股）图5 总费用-最小传热温差关系（改进工艺流股）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：7。（由于夹点附近有较多平台区，因此较小的温差也可以满足换热需求，只是一次性固定投资较高，但由于平台区大量相变热得到回收利用，操作费用明显降低，因此总费用也会降低。）将最小传热温差设为7，可以得到热集成过程的能量目标：图6 热集成过程的能量目标由上图可以看出，理论上最少需要热公用工程能量为：1.007107 kJ/h=2797.22 kW理论上最少需要冷公用工程能量为：1.097108 kJ/h=30472.22 kW夹点温度为：热流股148.8；冷流股141.8得到优化后的过程曲线图及总组合曲线图：图7 过程组合曲线图（改进工艺流股）图8 总组合曲线图（改进工艺流股）通过对组合曲线进行分析，可以得出流程内部换热后，可以回收利用大部分能量，除此之外需要达到的最高温度为165.32，可使用中压蒸汽进行加热，对于其它流股加热，采用多种品位蒸汽以降低高品位蒸汽消耗，因此，根据园区公用工程供应情况，热公用工程选用0.8 MPa 低压蒸汽和4 MPa中压蒸汽。需达到的最低温度为20，采用循环冷冻水（进水温度12，回水温度17），对于出口温度高于35的冷却需求，使用循环冷却水（进水温度25，回水温度35）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 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。设计方案如图9所示。图9 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 10进行后续的优化过程。优化前的换热网络：图10 优化前的换热网络此换热网络中还存在loop回路（由于换热网络复杂，loop回路较多，此处未全部列出）：图11 loop回路图12 loop回路（1）图13 loop回路（2）图14 loop回路（3）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15 优化后的换热网络优化后的换热网络所需要的换热器数目为33台，包括8台热量回收利用换热器，可回收热量33846.6 kW。7. 双效精馏技术分析双效精馏系统由两个不同操作压力的塔组成，利用高压塔塔顶蒸汽作为低压塔再沸器的热源，塔顶蒸汽的相变潜热被系统本身所利用，因此在较大程度节约了精馏装置的能耗。本项目将工艺流程中的醋酸乙烯精制塔T0403塔顶压力由常压降低至0.15bar后，其塔釜温度降低25，至50.17，由于压力的降低，其再沸器热负荷由17753.51 kW降低至11387.49kW，塔内温度的降低同时还起到减少醋酸乙烯自聚的作用；而粗分塔T0401塔顶气相温度为95.5，是高品位热源，因此，醋酸乙烯精制塔T0403的再沸器可以粗分塔T0401塔顶蒸汽作为热源，而粗分塔T0401塔釜则以反应器加压水汽化产生的低压蒸汽为热源。图16 双效精馏流程图表5 普通精馏与双效精馏能耗对比表项目普通精馏双效精馏塔顶冷凝能耗/kW31846.1215571.81塔底再沸能耗/kW34535.1116769.98总能耗/kW66381.2332341.79*双效精馏流程中塔底再沸能耗可完全由回收的反应热提供*普通精馏能耗按“原始工艺”计算，此时T0403为常压操作由表可知，双效精馏的应用直接节省能耗34039.44 kW，两塔总能耗降低51.3%。8. 热泵技术分析原料预热时，醋酸相变过程吸收较多的热量，并且由于醋酸有腐蚀性，原流程中醋酸蒸发器内的间壁式加热装置易被腐蚀，需经常检修、更换。分析组合曲线可知，热流体温-焓曲线在118的平台区（T0406醋酸蒸汽冷凝）温度略低于醋酸蒸发器内醋酸蒸汽蒸发所产生的平台区（122.5）。原始工艺中，循环醋酸需要经过精馏去除重组分后再次循环回反应器，醋酸在精馏塔塔顶118下全凝，消耗了较多冷公用工程，同时也浪费了醋酸的相变潜热。据此提出的优化方案是：循环醋酸在T0406醋酸精馏塔塔顶不再冷凝，而是利用热泵压缩机将醋酸蒸汽直接压缩到较高压力，使醋酸蒸汽的相变温度提高，这样就可以将压缩醋酸蒸汽的相变热用作醋酸蒸发器的热源，醋酸蒸汽在醋酸蒸发器下部液相中鼓泡，冷凝过程的相变热直接传递给液相的醋酸将其加热。这一优化措施不仅减少了醋酸蒸发器的能量消耗，同时醋酸蒸发器内不再需要额外的加热装置，一定程度上避免设备腐蚀等问题。热泵技术应用前后工艺流程对比和能量消耗对比分别如图16，表6。图17 热泵技术应用前后流程对比表6 热泵应用前后原料预热能耗对比表（不含换热网络）项目无热泵有热泵热公用工程/kW9614.007128.05热泵压缩机能耗/kW-585.72总能耗/kW9614.007728.05由表可知，热泵蒸发技术的应用实现了对精馏醋酸蒸汽相变热的回收利用，使得原料预热能耗降低1900.23 kW，约19.8%；同时还使T0406醋酸精馏塔塔顶冷凝能耗由2060.38 kW降低至156.91 kW，节省冷公用工程能耗1903.47kW。9. 总结由于本流程主反应为强放热反应，本工艺通过反应热的回收，结合双效精馏、热泵蒸发等节能技术，实现了能量的高效回收利用，全流程中绝大多数加热需求通过回收的能量实现。与现有工艺相比，本项目节能措施的创新点在于（1）应用了双效精馏技术，将醋酸乙烯精制塔T0403改为减压塔，并利用粗分塔T0401塔顶蒸汽加热T0403塔釜，通过此项优化措施，节省能量34039.44 kW，两塔总能耗降低51.3%。（2）应用热泵技术，实现了对精馏醋酸蒸汽中相变热的回收利用，使T0406醋酸精馏塔塔顶冷凝能耗降低1903.47 kW；原料预热总能耗降低1900.23 kW，约19.8%，也使醋酸蒸发器的结构得到了简化。工艺流程优化前后的组合曲线如图17、18所示。图18 优化前的组合曲线图19 优化后的组合曲线对原始工艺流股进行流程优化和换热网络设计前后，公用工程使用情况