9-节能优化与换热网络

年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨 MAA异丁烯资源化利用项目 节能优化和换热网络 2 目录目录 第一章 概述. 3 第二章 换热流股和公用工程的确定. 4 第三章 确定能量目标. 6 第四章 换热网络的设计与优化. 11 第五章 热泵精馏及双效精馏热耦合节能分析效果. 14 第六章 节能综合效益分析. 18 第七章 总结. 19 年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨 MAA异丁烯资源化利用项目 节能优化和换热网络 3 第一章第一章 概述概述 本项目为天津石化分厂年产10万吨MMA副产1万吨MAA异丁烯资源 化利用项目，因原料的预热、产品的降温、精馏塔都是非常耗能的过程，故运行 成本是其中一个很重要的考核参数，其中很重要的一部分是公用工程的消耗，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的集成和最大化利 用，减少公用工程的消耗。 本项目采用异丁烯催化精馏制叔丁醇， 经氧化为甲基丙烯醛再氧化酯化制甲 基丙烯酸甲酯的工艺，该工艺由异丁烯水合氧化工段、甲基丙烯酸甲酯合成精制 工段、 变压提酸工段共三个工段组成。为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。我们运用 Aspen Energy Analyzer V9 软件来进行换热网络的设计，并且寻找可能节能的措施，以最大限度的降低 成本。 从整个工艺流程来看，本项目需要较大量的冷公用工程，包括冷却水、-5 的制冷系统（冷冻盐水）两个等级，而热公用工程主要用于流股的预热及塔釜的 再沸器加热等过程， 所使用的热公用工程为 0.5MPa、 150的低压蒸汽、 1.0MPa、 180的中压蒸汽。 所用公用工程来源均来自天津石化的资料和数据分析。 冷公用工程使用本项 目厂区内的循环水站及冷冻站产生，热公用工程由本项目厂区公用工程站提供。 为了充分集成过程中的热量， 本项目采用了热耦合精馏在变压提酸工段上节省能 量，同时设计全厂换热网络来提高能量集成的效果。 本项目采用热泵技术、 热耦合技术、 夹点分析技术， 节省冷公用工程 15.85%， 热公用工程 22.71%。 年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨 MAA异丁烯资源化利用项目 节能优化和换热网络 4 第二章第二章 换热流股和公用工程的确定换热流股和公用工程的确定 之后开始过程流股的提取过程， 其中注意的是需要将中间流股和塔设备的流 股分来来看，其中排除几个流股不输入，如 R0101 使用冷公用工程进行换热产 生低压蒸汽，在本项目公用工程统计时依然会考虑这部分冷公用工程。过程过程 流股提取如下： 表 2-1 过程流股物流信息表（不含热泵、热耦合精馏） 过程名称过程名称 进口温度进口温度/ 出口温度出口温度/ / 热负荷热负荷/ /kW S26_To_S83 99.49 42.00 1474.25 S38_To_S10 77.52 5.42 4153.30 S5_To_S6 229.58 130.00 986.82 S29_To_S63 70.84 68.13 11899.21 S55_To_S2 104.56 96.40 9650.02 S58_To_S103 80.00 10.00 7364.67 S84_To_S16 355.00 42.00 25860.30 S99_To_S74 151.36 45.00 2104.41 04_To_S7 134.92 166.55 1956.76 S72_To_S102 132.54 30.00 216.55 表 2-2 塔设备物流信息表（不含热泵、热耦合精馏） 塔位号塔位号 换热器类型换热器类型 进口温度进口温度/ 出口温度出口温度/ / 热负荷热负荷/ /kW T0101 Condenser 52.11 51.58 4257.52 T0101 Reboiler 62.19 64.16 1147.21 T0101 Reboiler 133.40 134.92 3007.65 T0102 Condenser 119.21 118.32 208.21 T0102 Reboiler 156.89 157.36 3184.61 T0103 Condenser 69.33 46.73 7756.14 年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨 MAA异丁烯资源化利用项目 节能优化和换热网络 5 塔位号塔位号 换热器类型换热器类型 进口温度进口温度/ 出口温度出口温度/ / 热负荷热负荷/ /kW T0103 Reboiler 79.64 91.17 7291.38 T0201 Condenser 71.54 70.84 7088.04 T0201 Reboiler 85.44 101.38 24059.73 T0202 Condenser 103.02 102.30 18660.26 T0202 Reboiler 151.36 155.66 31091.98 T0203 Condenser 64.59 55.79 5297.77 T0203 Reboiler 95.49 98.78 5329.93 T0301 Condenser 156.17 150.84 9841.55 T0301 Reboiler 158.79 158.87 10830.97 T0302 Condenser 74.67 65.58 10793.53 T0302 Reboiler 132.54 148.08 9841.56 由于设计的异丁烯资源化装置建立在天津石化， 因此所需要的公用工程需要 确定，根据调查，得到可以使用的公用工程情况如下： 表 2-3 公用工程物流信息表 过程名称过程名称 进口温度进口温度/ 出口温度出口温度/ 冷却水冷却水 32 42 中压蒸汽中压蒸汽 180 179 高压蒸汽高压蒸汽 242.6 241.6 低压蒸汽低压蒸汽 151.9 150.9 冷冻盐水冷冻盐水 -5 0 年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨 MAA异丁烯资源化利用项目 节能优化和换热网络 6 第三章第三章 确定能量目标确定能量目标 将上述工艺流股信息输入到 Aspen Energy Analyzer V9，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（不含热泵、热耦合精馏） 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。分析此图可以看出，最高效的传热温差为 5，但是鉴于最小传 热温差增大可以减少公用工程的耗费，就经验来说选取最小传热温差为 8比较 合理。 在设定最小传热温差后，获得的组合曲线如下图所示。 图 3-2 组合曲线（不含热泵、热耦合精馏） 年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨 MAA异丁烯资源化利用项目 节能优化和换热网络 7 由图可以看出，夹点附近存在较长的倾斜平台区，经分析可知，蓝色线的冷 流体平台表示 T0101 中间再沸器沸腾过程的相变热和 T0302 再沸器沸腾过程的 相变热，红色线的热流体平台表示 T0101 和 T0301 塔顶冷凝器冷凝过程的相变 热， T0101 中间再沸器和 T0101 塔顶冷凝器温差很小， 因此 T0101 可以采用热泵 精馏技术， 利用热泵精馏技术可以提升热组合曲线的温位， 改变组合曲线热平台； T0301 和 T0302 可以采用变压精馏和热耦合精馏技术结合的方法， 增加系统内部 的换热量。增加热泵和热耦合精馏之后，在 Aspen 中重新模拟全流程，得到新的 流股信息，如表 3-3、3-4 所示： 表 3-3 过程流股物流信息表（含热泵、热耦合精馏） 过程名称过程名称 进口温度进口温度/ 出口温度出口温度/ / 热负荷热负荷/ /kW S26_To_S83 99.49 42.00 1474.25 S38_To_S10 77.52 5.42 4153.30 S5_To_S6 229.58 130.00 986.82 S29_To_S63 70.84 68.13 11899.21 S55_To_S2 104.56 96.40 9650.02 S58_To_S103 80.00 10.00 7364.67 S84_To_S16 355.00 42.00 25860.30 S99_To_S74 151.36 45.00 2104.41 04_To_S7 134.92 166.55 1956.76 S72_To_S102 132.54 30.00 216.55 年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨 MAA异丁烯资源化利用项目 节能优化和换热网络 8 表 3-4 塔设备物流信息表（含热泵、热耦合精馏） 塔位号塔位号 换热器类型换热器类型 进口温度进口温度/ 出口温度出口温度/ / 热负荷热负荷/ /kW T0101 Condenser 52.11 51.58 3186.16 T0101 Reboiler 133.40 134.92 3007.65 T0102 Condenser 119.21 118.32 208.21 T0102 Reboiler 156.89 157.36 3184.61 T0103 Condenser 69.33 46.73 7756.14 T0103 Reboiler 79.64 91.17 7291.38 T0201 Condenser 71.54 70.84 7088.04 T0201 Reboiler 85.44 101.38 24059.73 T0202 Condenser 103.02 102.30 18660.26 T0202 Reboiler 151.36 155.66 31091.98 T0203 Condenser 64.59 55.79 5297.77 T0203 Reboiler 95.49 98.78 5329.93 T0301 Reboiler 158.79 158.87 10830.97 T0302 Condenser 74.67 65.58 10793.53 将以上流股信息输入 Aspen Energy Analyzer V9 中。对最小传热温差进行 经济评估，获得固定费用-温差、操作成本费用-温差、总费用-温差关系曲线如 图 3-3、图 3-4、图 3-5 所示。 年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨 MAA异丁烯资源化利用项目 节能优化和换热网络 9 图 3-3 固定费用与 Tmin关系曲线（含热泵、热耦合精馏） 图 3-4 操作费用与 Tmin关系曲线（含热泵、热耦合精馏） 图 3-5 总费用与 Tmin关系曲线（含热泵、热耦合精馏） 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。分析此图可以看出，最高效的传 热温差为 5，但是鉴于最小传热温差增大可以减少公用工程的耗费，就经验来 说选取最小传热温差为 8比较合理。 年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨 MAA异丁烯资源化利用项目 节能优化和换热网络 10 在设定最小传热温差后，获得的组合曲线如下图所示： 图 3-6 组合曲线（含热泵、热耦合精馏） 从组合曲线上得到热集成的能量目标： 需要热公用工程能量为 57900kw； 需要冷公用工程能量为 86665kw； 夹点温度为 103.4，95.4。 得到总组合曲线如图 3-7 所示。 图 3-7 总组合曲线（含热泵、热耦合精馏） 通过对总组合曲线进行判断，可以得出流程内部换热后，需要达到的最高温 度在 250以下，因此只需要蒸汽进行加热即可，同时为了节约成本，应该使用 多种品味蒸汽以降低高品位蒸汽消耗，因此我们热公用工程采用 150的低压蒸 汽、180的中压蒸汽。 需要达到的最低温度为 5，由于天津石化的冷公用工程最低温度 32，因 此需要用到冷冻盐水进行降温。同时，冷公用工程还使用循环冷却水进行换热。 年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨 MAA异丁烯资源化利用项目 节能优化和换热网络 11 第四章第四章 换热网络的设计与优化换热网络的设计与优化 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。为简化 换热网络，将从 flow sheet 中得到的流股分流设置为 1。充分考虑股间换热的可 能性，在 Aspen Energy Analyzer V9 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，如下图所示： 图 4-1 preview forbidden 分析 图 4-2 推荐设计的自由度分析 之后得到 10 个初步设计如下图所示，而系统比较的是换热面积和节省能量 方面， 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，如图所 示，A_DESIGN8 作为最合理的初步设计方案。 年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨 MAA异丁烯资源化利用项目 节能优化和换热网络 12 图 4-3 ASPEN 推荐设计的比较情况 设计方案如图 4-4 所示： 图 4-4 优化前的设计方案 该换热网络的换热器数目为 42 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。在松弛和消融的过程中主要要注意一下几个方面： 第一，对于在换热过程中发生相变化或组成变化的物流，其热容流率 CP 值 并非一个常数， 但是能量分析器中默认为常数处理。 当牵涉到多公用工程换热时， 冷却水与制冷剂的负荷分配与能量分析器计算是有出入的，因为 CP 不应作为常 数处理。比如分离反应产物时，需要将产物与未反应的气体分离，需用冷凝器来 实现该过程，由于物料组成的变化，CP 也不断变化，实际上两种公用工程的负 荷分配与能量分析器给的结果不同。如果冷却水冷却的负荷较小，则可直接使用 制冷剂，不使用两种公用工程，以节省一台换热器的设备费。 第二，在换热网络中出现的换热器回路也是使得操作费用增加的原因，在实 际操作中，一般不能有回路的存在，故应该合并内的两台或多台换热器，使得回 路被打破，系统自由度降低。所谓回路，主要在换热比较频繁的位置。 年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨 MAA异丁烯资源化利用项目 节能优化和换热网络 13 第三，在换热网络的工程中存在着一些多次换热的情况，正常来说，能量较 高的流股多次换热符合节省能量的原则， 但是多次换热中不仅存在这换热设备的 负担， 同时不同工段之间的整合更是大大加剧了管道布置和配管设置的障碍，因 此需要将某些换热频繁的流股进行简化，此时可以通过夹点换热，以达到消融和 松弛的目的。 以上三个原因增加了换热器台数，用 Aspen Plus V9 的 HeatX 模块模拟工 艺物流的换热，获得准确的换热量，剔除掉换热量较小的换热器。此外还可以通 过冷热公用工程之间的“通路”Path 来调节各 Path 上的换热量，从而达到松弛 换热器热负荷，甚至减少换热器数的目的。经过以上调节之后，得到优化之后的 换热网络如下： 图 4-5 优化后的设计方案 优化后的换热网络所需换热器数目为 26 台，数目减少且结构更为精简，符 合换热网络的节能要求。其中包含 2 个流股热量回收利用的换热器，而且符合最 小传热温差的要求，可回收热量 10.48MW。 优化后共需要冷公用工程 112.87MW，热公用工程 80.83MW。不含股间换 热的情况共需要冷公用工程 123.35MW， 热公用工程 93.60MW。 冷量节省 8.5%， 热量节省 13.6%。 所使用的冷公用工程为：冷却水（32） 、冷冻盐水（-5） ；所使用的热公 用工程为：中压蒸汽（1.0MPa） 、低压蒸汽（0.5MPa） 。 年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨 MAA异丁烯资源化利用项目 节能优化和换热网络 14 第五章第五章 热泵精馏及热泵精馏及双效双效精馏精馏热耦合热耦合节能分析效果节能分析效果 在无热泵、热耦合精馏时，组合曲线如图 5-1 所示。 图 5-1 组合曲线（不含热泵精馏、热耦合精馏） 一、热泵精馏节能分析 T0101 如采用普通精馏，塔顶温度为 52，塔底温度为 135，塔顶塔底温 度差较大，因此为获得更大经济效益，采用增加中间再沸器来降低温度的品位， 中间再沸器温度为 64。 由图可以看出，在 60左右存在较长的倾斜平台区，经分析可以，蓝色线 的冷流体平台表示 T0101 中间再沸器沸腾过程的相变热， 红色线的热流体平台表 示 T0101 塔顶冷凝器冷凝过程的相变热，两者温差 10左右，不足以达到最小 传热温差，使过程中可供回收的热量减少，通过改变物质的汽化温度，使两平台 “错开” ，从而回收更多的热量。 结合以上原因，我们设计了中间再沸器热泵精馏的方式进行有效的能量回 收。通过热泵，将功转化为热能，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。 通过对 T0101 塔顶蒸气进行加压升温，提高蒸气的温位，将其用于中间再沸 器的加热，其结构如图 5-2 所示。 年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨 MAA异丁烯资源化利用项目 节能优化和换热网络 15 B21-塔顶冷凝器 B51、B2-中间再沸器 B60-压缩机 若不使用热泵精馏，所需冷公用工程为 4.26MW，热公用工程为 4.15MW，总 能耗8.41MW； 使用热泵精馏时， 所需冷公用工程为 3.11MW， 热公用工程为 3.01MW， 压缩机电耗为 0.12MW，机械能和电能是比热能更高价值的能量形式，电热转换 系数约为 3.29，故热泵精馏总能耗为 6.51MW，总能耗节约 22.5%。 通过对比前后组合曲线，可以发现，使用热泵精馏技术，理论可以减少冷公 用工程 26.9%，热公用工程 27.6%，经济效益如下表所示： 表 5-1 普通精馏和热泵精馏经济效益对比 普通精馏普通精馏 热泵精馏热泵精馏 对比对比 冷却水冷却水/ 367 268 99 低压蒸汽低压蒸汽/ 7 5 2 电电/ 0 115 -115 年操作费用年操作费用/万元万元 1399 1068 331 注：冷却水单价 1 元/吨；低压蒸汽单价 200 元/吨；电能 0.7 元/度；年操作 费用以 330 天（7920h）计 年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨 MAA异丁烯资源化利用项目 节能优化和换热网络 16 二、双效精馏热耦合节能分析 由图可以看出，在 150左右存在较长的倾斜平台区，经分析可知，蓝色线 的冷流体平台表示 T0302 再沸器沸腾过程的相变热，红色线的热流体平台表示 T0301 塔顶冷凝器冷凝过程的相变热，且跨过了窄点。同时，该温差较小不足以 达到最小传热温差， 使过程中可供回收的热量很少， 如果通过改变塔的操作压力， 使两平台“错开” ，从而回收更多的能量。 结合以上两点原因， 我们设计了变压热耦合精馏的方式来进行有效的能量回 收。通过热耦合精馏，无需外界能量即能提高流股的温位，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， 可以节省大量的冷量与热量， 从而节能。 通过对两个塔的操作压力进行调整，提高高压塔塔顶气体的温位，将其用于 低压塔塔底液体的加热，从而达到热耦合的效果，其结构如图 5-3 所示。 图 5-3 热耦合精馏流程图 B063-加压共沸塔 B070-减压产品塔 B32-产品冷凝器 若不使用热耦合精馏，双塔精馏所需冷公用工程为 20.59MW，热公用工程为 20.63MW；使用双效精馏热耦合时，所需冷公用工程为 10.76MW，热公用工程为 10.80MW，计算可得冷公用工程节省 47.7%,热公用工程节省 47.8%。可见，利用 热耦合技术可以改变组合曲线热平台，以此实现有效的能量回收，实现节能，同 年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨 MAA异丁烯资源化利用项目 节能优化和换热网络 17 时节省一台换热器，降低总生产成本。 同时，在热耦合精馏时，从组合曲线上我们可以看到，夹点的两侧有因为物 质汽化潜热所造成的“热平台” ，使得过程可以回收的热量很小。在引入热耦合 之后，由于流股的温位提升,使得热平台中热流股的一部分提高，可以和冷流股 进行更多的换热，于是提高了能量回收率。 年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨 MAA异丁烯资源化利用项目 节能优化和换热网络 18 第六章第六章 节能综合效益分析节能综合效益分析 在该换热网络中，公用工程使用情况如表 6-1 所示： 表 6-1 换热网络公用工程信息表 项目项目 冷公用工程冷公用工程/MW 热公用工程热公用工程/MW 总计总计/MW 直接公用工程直接公用工程 112.87 80.83 193.70 换热网络设计换热网络设计 134.32 104.58 238.90 此外， 对