8-能量集成及换热网络设计

年产 万吨醋酸乙烯酯副产 万吨PVA废水资源化利用项目 初步设计说明书能量集成及换热网络设计长城能源年产10万吨醋酸乙烯、26.6万吨乙酸酐和6.3万吨乙醛溶液项目 长城能源年产10万吨醋酸乙烯、26.6万吨乙酸酐和6.3万吨乙醛溶液项目 能量集成及换热网络设计 目录1第一章 能量利用技术概述1第二章 原始工艺流股信息提取2第三章 原始工艺物流的能量分析4第四章 改进后工艺流股的信息提取和分析6第五章 换热网络设计10第六章 热泵技术分析12第七章 节能技术利用总结14总结15 2 / 17第一章 能量利用技术概述本项目为中石化长城能源化工有限公司设计的年产10万吨醋酸乙烯酯装置。在国家大力推动“中国制造2025计划”的背景下，需要对能量的节约和综合利用进行全方位的考虑。通过换热网络的集成优化，使用Aspen Energy Analyzer V10 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。本项目采用原厂废液反应精馏制醋酸甲酯，醋酸甲酯羰基化制双醋酸亚乙酯，再利用反应精馏使得双醋酸亚乙酯裂解。其中热公用工程包括中压蒸汽和低压蒸汽，冷公用工程使用冷却水。冷公用工程集成厂址所在地的长城石化厂区内的循环水站，热公用工程同样集成长城石化厂区内蒸汽系统。为了充分集成过程中的热量，本项目采用热泵技术充分利用了塔顶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可能换热，从而提高了回收量比率实现较大程度的能量利用率，从而提高了回收量比率实现较大程度的节能。第二章 原始工艺流股信息提取对设计的工艺流程进行Aspen模拟，再由Aspen Energy Analyzer V10分析后分段提取物料信息如表1和表2所示（物流号及设备号按照源文件1-总流程（不含热泵不加换热网络）提取）。表中并不包含和反应器有关的换热需求，具体方案在下节能量分析中具体说明。表2-1 工艺流程物料信息表（不含节能措施）过程流股进口温度/出口温度/热负荷/Kw0304_To_030525.00159.85115.090209_To_0210144.87100.00126.360211_To_0212117.9145.00273.110502_To_050456.2340.00521.970301_To_030225.00159.851031.970517_To_0518139.7240.001713.330514_To_0515105.2440.00215.020320_To_0321118.0245.00345.80表2-2 塔设备物流信息表（不含节能措施）塔位号类型进口温度/出口温度/热负荷/KwT0101Condenser57.2655.9916792.15T0101Reboiler78.2592.5113774.08T0102Condenser88.4786.576929.04T0102Reboiler92.4792.498413.27T0201Condenser91.8577.1422608.08T0201Reboiler119.03125.9622638.77T0202Condenser64.4964.383119.36T0202Reboiler95.4299.043277.07T0203Condenser117.96117.9113045.28T0203Reboiler122.21145.3614443.31T0301Condenser88.8156.049105.41T0301Reboiler130.24135.498993.24T0302Condenser118.04118.029915.31T0302Reboiler147.37150.7310329.53T0401Condenser100.2761.4414618.31T0401Reboiler139.61139.8612973.96T0501Condenser58.2256.23977.50T0501Reboiler122.63128.822201.74T0503Condenser72.7472.653801.58T0503Reboiler118.64119.313328.06T0504Condenser118.29118.082903.45T0504Reboiler134.57136.562912.34第三章 原始工艺物流的能量分析在Aspen Energy Analyzer V10 中对最小传热温差对系统经济性的影响进行分析，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3-1 总费用-最小传热温差关系曲线图（不含节能措施）由图1可以看出，传热温差为12时总费用最小，因此选择最小传热温差为12，在词传热温差下的组合曲线见图2，总组合曲线如图3所示。 图3-2 过程组合曲线图（不含节能措施）图3-3 优化前的总组合曲线图（不含节能措施） 除了图2所示的组合曲线表示的热流股和冷流股信息之外，本系统还有反应器R0301A、R0301C需要及时移走反应产生的热量（R0301B、R0401模拟的是副反应，实际上能耗算进对应的反应器中）。由于R0301中进行的是放热反应，且能量品味较高（温度高于159），可以用来副产低压蒸汽（140）并入蒸汽管道（共有能量20119.51Kw），用于加热T0301塔釜再沸器（耗能8993.24Kw）和T0302塔釜再沸器（耗能10329.53Kw）。第四章 改进后工艺流股的信息提取和分析加入热泵精馏之后，在Aspen中重新模拟全流程，得到新的流股信息（物流号及设备号按照源文件2-总流程（含热泵不加换热网络）提取）如表3和表4所示。表4-3 工艺过程物流信息表（含节能措施）过程流股进口温度/出口温度/热负荷/Kw0304_To_030525.00159.85115.090112_To_011386.6786.52454.490110_To_0111175.0398.328414.850211_To_0212117.7445.00272.680209_To_0210137.05100.0092.480502_To_050456.2440.00521.170303_To_030234.80159.85957.780107_To_010892.4892.658414.850119_To_012092.48159.852605.460517_To_0518139.7340.001711.420514_To_0515105.2740.00215.530320_To_0321118.0245.00345.66表4-4 塔设备物流信息表（含节能措施）塔位号换热器类型进口温度/出口温度/热负荷/KwT0101Condenser57.1255.9716788.31T0101Reboiler78.1992.4213780.65T0201Condenser91.3277.1422289.65T0201Reboiler118.72124.1622576.53T0202Condenser64.4964.383119.36T0202Reboiler94.2098.703278.26T0203Condenser117.86117.7413105.05T0203Reboiler120.60137.5114536.36T0301Condenser87.8255.219104.82T0302Reboiler118.03118.029914.41T0401Condenser100.3161.4914614.51T0401Reboiler139.61139.8612962.25T0501Condenser58.2556.24976.18T0501Reboiler122.67128.872199.17T0503Condenser72.7472.653794.84T0503Reboiler118.64119.313321.42T0504Condenser118.29118.082910.60T0504Reboiler134.56136.562919.31对最小传热温差进行分析，得到新的总费用-最小传热温差关系曲线，如图1所示。图4-1 总费用-最小传热温差关系曲线图（含节能技术）可以得到，当最小传热温差为8时，总费用最小。将最小传热温差定为8时，得到热集成过程的能量目标：图4-2 过程的能量目标上图可知：理论上所需的最少热公用工程能量为2.605108kJ/h=72361kW理论上所需的最小冷公用工程能量为：2.665108kJ/h=74028kW夹点温度为：热流股33，冷流股25。得到优化后的过程组合曲线图和总组合曲线图：图4-3 过程组合曲线图（含节能技术）图4-4 总组合曲线图（含节能技术）通过对组合曲线进行分析，可以看出需要达到的最高温度为159，理论上需要较多的中亚蒸汽，但是在反应器放热过程中可以用来生产低压蒸汽，回收了大部分的热量，总体来看能量耗散较少。需要达到的最低温度为25，因此所有流股理论上都可以用循环冷却水进行降温。第五章 换热网络设计在换热网络的设计中，自由度较大，因此需要从众多方案中进行比选，在比选中除了要注意经济性，还要注意流股间换热的可能性，间距太大的流股见不适合进行换热。因此在Aspen Energy Analyzer V10 给出的设计方案进行后续优化。下表为换热设计方案的选择表5-1 导出的设计方案选择序号方案Total Cost(Cost/s)% of TargetTotal Area(m2)选择1A_Design10.187199.8538252A_Design20.186799.6439443A_Design30.1876100.142254A_Design40.187399.9538695A_Design50.1879100.341596A_Design60.188100.340057A_Design70.187299.938898A_Design80.1876100.139939A_Design90.187399.95402310A_Design100.187199.873855分析比较10中设计，综合考虑经济和换热面积，选用Design 1进行后续优化过程。 未优化前的换热网络如图2所示：图5-2 未优化前的换热网络由图可知，该换热网络设计较为繁琐，换热器有55台，但是许多换热器的设置并不合理。例如有些换热器换热面积很小，热负荷也很小，可以撤除。还有一些换热器距离太远，例如该换热网络中第一工段的0101流股和第五工段的T0503塔釜再沸器进行换热，理论上存在可行的可能性但是实际生产中往往因为距离过远而单独分开换热，避免管线过长影响生产。换热网络中一般不能有loop回路的存在（如图3所示），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，减少换热器的数目。再通过通路来调节换热量，使换热器的负荷得到松弛。图5-3 Loop回路图依据以上原则，将换热网络优化为如图4所示结果：图5-4 优化后的换热网络图优化后的换热网络所需要的换热器数目为33台，包括3台热量回收利用换热器，可以回收热量8723.47kW的热量。第六章 热泵技术分析在无热泵技术的情况下，组合曲线如图1所示。图6-1 过程组合曲线图（不含节能措施）由图可知，在90存在平台区且热量较大，该处区域为醋酸甲酯和醋酸甲酯与甲醇共沸物的分离温度，塔顶塔釜温差为6，且存在较大的相变潜热，因此可以采用热泵技术。同时，通过热泵将气体进行压缩，将功转换成热能，提高了流股能量的品味，使得原来不能换热的流股可以进行换热，从而减少公用工程的用量，达到节能的效果。将醋酸甲酯与共沸物分离塔的塔顶冷凝器和塔釜再沸器取消，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，得到产品醋酸甲酯后一部分液体回流进行再次分离。而塔釜在换热中已经达到再沸器的复合要求，其结构如图2所示。图6-2 开式热泵示意图热泵的节能情况如下表所示：表6-1 热泵节能前后情况对比项目无热泵技术热泵技术塔顶冷凝消耗（kW)6929.04454.49塔釜再沸消耗（kW）8413.270压缩机功率（kW）01937.23总能耗（kW）15342.312391.72 由上表可知，考虑到压缩机做功和冷却器能耗，热泵技术比无热泵技术节能12950.59kW。节能幅度高达84.41%。节省了冷耗93.45%，节省热耗100%。第七章 节能技术利用总结 使用热泵技术前后的组合曲线如下图所示：图7-1 组合曲线（不含节能措施）图7-2 组合曲线（含节能措施）比较两图可知，在未使用热泵精馏时，理论上需要最少热公用工程77972kW，冷公用工程80556kW；在使用热泵技术后，理论上最少需要热公用工程72361kW，冷公用工程74028kW。理论减少热公用工程7.26%，冷公用工程10.17%。可见利用热泵精馏可