6 3-附录3-过程节能降耗

惠州炼化年产11万吨甲基丙烯酸甲酯项目设计过程节能降耗惠州炼化11万吨甲基丙烯酸甲酯/年项目设计过程节能降耗广东石油化工学院烯时代 第11页2018“东华科技-陕鼓杯”第十二届全国大学生化工设计竞赛惠州炼化年产11万吨甲基丙烯酸甲酯项目设计过程节能降耗参赛学校： 广东石油化工学院 参赛团队： 烯时代团队 参赛队员： 黄小婵 刘洪彬 凌高业 黄健敏 林金鸿 指导老师： 陈辉、黄燕青 完成时间： 2018.3-2018.8 目录过程节能降耗11.1概述11.1.1项目综合能耗计算表11.1.2每吨产品能耗计算表21.1.3 每吨产品能耗比较表31.1.4万元产值综合能耗31.1.5 能源选择合理性分析31.2能源选择合理性分析过程41.2.1 换热网络41.2.2 换热网络的集成51.2.3构建优化换热网络61.2.4 热泵精馏81.3 节能措施9过程节能降耗1.1概述1.1.1项目综合能耗计算表由换热网络版全流程模拟计算公用工程用量可以得到项目综合能耗计算表，其中耗电量由所选设备的功率得到，仪表空气和吹扫氮气的用量由设备规格及查阅文献得到；根据 GB/T 50441-2016石油化工设计能耗计算标准，装置能耗计算采用统一能源折算值。燃料、电及耗能工质的统一能源折算值如下表所示： 表1.1.1.1燃料、电及耗能工质的统一能源折算值序号名 称单位能耗指标（MJ）1标准油t41868.002新鲜水t6.283循环水t2.514工艺软水t8.375仪表空气Nm31.596工厂空气Nm31.177氮气Nm36.288低压蒸汽 0.35MPat2763.299低压蒸汽 0.8MPat3181.9711中压蒸汽 4MPat3684.381220冷量MJ0.4213-25冷量MJ1.2114电Kwh9.2115氧气Nm36.28耗能体系的能耗按下式计算：Ep=(GiCi)+Qi式中，Ep系的能耗（kg/h）；Gi 燃料、电及耗能工质 i 消耗量（t/h，kW，m3/h）；Ci 燃料、电及耗能工质、电及耗能工质 i 的能源折算值（kg/t，kg/kW*h，kg/m3）； Qi 耗能体系与外界交换热量所折成的一次能源量（hg/h），输入时计为正值，初时计为负值。 表1.1.1.2项目综合能耗计算表序号名称及规格单位总产品消耗折算后的标准油量/t1低压蒸汽万吨152.705116055.8732中压蒸汽万吨39.11234418.5233循环冷却水万吨170.615102.2844-25冷量MJ2233756805335.2365电kwh14656184232240.2456氮气Nm31250000187.4947仪表空气Nm35140000770.975合计189110.63由上表可知该项目综合能耗：18.91万吨标准油/年。 项目年总能耗=项目年消耗标准油量单位质量标准油热值 由于标准油的热值为 41.868MJ/kg,，因此可得： 项目年总能耗能量为： 18.9141.86810000=7917238.8（GJ）1.1.2每吨产品能耗计算表本项目主要产品为甲基丙烯酸甲酯，它的生产量为11.13万吨，把项目各项能源总能耗分担在每万吨甲基丙烯酸甲酯上，可得出生产每万吨产品各项能耗的消耗表，如下表1.1.2.1所示。表1.1.2.1每万吨能耗计算表序号名称及规格单位总产品消耗万吨甲基丙烯酸甲酯产品消耗1低压蒸汽万吨152.70513.7202中压蒸汽万吨39.1123.5143循环冷却水万吨170.61515.3294-25冷量MJ22337568020069692.7205电kwh14656184213168179.8706氮气Nm31250000112309.0757仪表空气Nm35140000461814.915折算为标准油吨189110.6316991.072耗能GJ7917238.8711342.210由项目每吨产品消耗能耗= 该产品年总能耗量该产品年产量可得：每吨甲基丙烯酸甲酯消耗能耗：711342.21010000=71.134(GJ/t)即每生产每吨甲基丙烯酸甲酯消耗能耗 71.134(GJ/t)1.1.3 每吨产品能耗比较表表1.1.3每吨产品能耗比较表项目单位优化前优化后节能标准油吨/年1.91.711.3%1.1.4万元产值综合能耗根据 GB/T 50441-2016石油化工设计能耗计算标准，装置能耗计算采用统一能源折算值。万元产值综合能耗是指企业每万元工业产值所消耗的能源量（吨标准油），计算公式如下： 万元产值综合能耗 = 年能源消费总量年生产总值本项目甲基丙烯酸甲酯年生产总值为245491.6万元，故： 万元产值综合能耗=189110.63245491.6=0.77 吨标油/万元1.1.5 能源选择合理性分析根据我国节能减排的政策要求，本项目所使用的能源（蒸汽、冷却水、电、燃料气等）均符合低能耗的标准。 惠州大亚湾石化工业园区，现有完善的基础设施和公用工程。目前厂内园区提供九通一平，配套设施齐全主要包括供水（工业水、生活水）、供电、供汽（高、中、低压蒸汽）、供气（天然气、各种工业气体）、排水（雨水、污水）、道路、铁路、水运（固体、液体和大件运输）、区内公共交通、邮政通信。本项目公用工程和配套设施中，供电配电系统、蒸汽供应系统等，均由园区内或相应外部配套设施提供，供应方便，来源合理。 1.2能源选择合理性分析过程1.2.1 换热网络在大型过程系统中，存在大量需要换热的流股，一些物流需要被加热，一些物流需要被冷却。大型过程系统可以提供的外部公用工程种类繁多，如不同压力等级的蒸汽，不同温度的冷冻剂、冷却水等。为提高能量利用率，节约资源与能源，就要优先考虑系统中各流股之间的换热、各流股与不同公用工程种类的搭配，以实现最大限度的热量回收，尽可能提高工艺过程的热力学效率。热集成网络的分析与合成，本质上是设计一个由热交换器组成的换热网络，使系统中所有需要加热和冷却的物流都达到工艺流程所规定的出口温度，使得基于热集成网络运行费用与换热设备投资费用的系统总费用最小。Aspen 能量分析器软件采用过程系统最优化的方法进行过程热集成的设计，其核心是夹点技术。它主要是对过程系统的整体进行优化设计，包括冷热物流之间的恰当匹配、冷热公用工程的类型和能级选择；加热器、冷却器及系统中的一些设备如分离器、蒸发器等设备在网络中的合适放置位置；节能、投资和可操作性的三维权衡；最终的优化目标是总年度运行费用与设备投资费用之和（总年度费用目标）最小，同时兼顾过程系统的安全性、可操作性、对不同工况的适应性和对环境的影响等非定量的过程目标。因此，夹点技术不仅可以用于热回收换热网络的优化集成，而且可用于合理设置热机和热泵、确定公用工程的等级和用量，去除“瓶颈”、提高生产能力，分离设备的集成，减少生产用水消耗，减少废气污染排放等。1.2.2 换热网络的集成在此我们将全流程的换热网络集成过程详述于下。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，如下图所示：图1.2.2.1总费用最小温差关系图从上图观察可以发现，8左右，曲线降至最低点即总费用降至最低，因此我们选取最小传热温差为8。绘制出最小传热温差等于8摄氏度时的温焓图，结果如下：图1.2.2.2温焓（T-H）图由T-H图可以看出，系统在较大的焓值区间有较好的换热潜力，通过软件确定出夹点温度，之后可进行物流之间的换热匹配，根据夹点原理，系统可以实现最大程度的热量集成。综合考虑系统中物流换热潜力、物流性质、以及物流输送，即可进行物流之间的换热匹配，在物流间的换热设计过程中，还需要考虑设备个数，以及由于换热面积所产生的设备投资费用。在设计完所有的物流间换热后，其余的物流换热则通过冷热公用工程实现，进而完成整个系统的全部换热。从组合曲线上我们可以得到我们热集成所的能量目标： 需要热公用工程能量为5.351108 kJ/h需要冷公用工程能量为2.660108 kJ/h；夹点温度：79.1、69.1。得到总组合曲线如图 所示： 图1.2.2.3总组合曲线图1.2.3构建优化换热网络通过对以上数据图表的深入分析，我们建立并优化了热交换网络，根据Aspen Energy Analyzer的计算,所有参与换热的流股形成的换热网络如图7-1-3-1所示：图1.2.3.1优化前换热网络图该换热网络的换热器数目为28，按照最小换热器台数原则，撤去若干台换热器，如换热器能量很小，甚至接近0MW，这些换热器的设置并不合理，可以撤除。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所示：图1.2.3.2优化后的换热网络优化后的换热网络所需换热器数目为46台。我们对优化前后冷热公用工程系统进行了数据对比，如表5.2.3.1所示： 表1.2.3.1工用工程对比一览表项目热公用系统/KJ/h冷公用系统/ KJ/h换热单元数优化前6.291083.6010828优化后5.351082.6610846能耗-14.9%-26.1%+18由表中数据可知，换热网络优化后，节能效果显著。虽然换热单元数增加，但是减少的公用工程总费远大于增加的设备总费，因此该换热网络优化达到了节能降耗目的。1.2.4 热泵精馏 如下图所示，热泵精馏是将塔顶的气相物料经压缩机加压升温后进入塔底再沸器，精馏塔塔顶气体与塔底采出的釜液换热，冷凝放热使釜液再沸，冷凝液经节流阀减压降温后，一部分作为产品出料，另一部分作为精馏塔塔顶的回流。热泵精馏取消了塔顶冷凝器，以塔底再沸器代替，这实际上是用一个换热器兼作塔顶冷凝器和塔底再沸器。对于甲醇水溶液解析甲醇精馏，需要较大的回流比。通过分析塔设备相关数据，T0401的塔顶温度为161.2，塔底温度为196.9，两者温差小于36，采用热泵精馏的节能优势便体现了出来。 常规精馏工艺流程图见图 4-1-1，热泵精馏工艺流程图见图 4-1-2。图1.2.4.1常规精馏工艺流程图图1.2.4.2热泵精馏工艺流程图表1.2.4.1常规精馏与热泵精馏模拟结果对比序号项目常规精馏塔塔顶蒸汽直接压缩式热泵1塔顶冷凝器热负荷/MW-2.3546/2塔釜再沸器热负荷/MW12.9949/3辅助压缩机功率/MW/0.31324辅助冷凝器热负荷/MW/-0.43935辅助闪蒸罐设备负荷/MW/10.7356小结：与单塔精馏相比，塔顶蒸汽直接压缩式热泵精馏可节省热耗：1-0.31323.29+10.735612.9949=9.45%与单塔精馏相比，可节省冷耗1-0.43932.3546=81.34%。，优化后换热网络大大减小了冷耗，减小生产成本的同时达到了节能环保的目的。1.3 节能措施（1）合理安排全厂蒸汽平衡和热交换网络，利用装置剩余热量对需热物流加热。同时对全厂各系统用汽加以优化，使全厂用汽与产汽之间基本达到平衡；（2）对装置及系统产生的凝结水、锅炉排污和生产污水进行深度利用，处理后的回收水用作循环水补水；对于能够进行一水多用