能量回收及换热网络

茂名石化8万吨/年MMA生产项目 能量回收及换热网络1概述本项目是为茂名石化新建年产8万吨MMA的分厂，运行操作成本是一个重要评价参数。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。本项目采用抽余碳四预处理得到异丁烯后直接氧化生产甲基丙烯酸甲酯。该工艺由原料预处理工段，MAL合成工段，MMA合成及精制工段共三个工段组成。流程中冷热物流均比较多，潜在的热量可供回收，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 V8.4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。本项目需要的冷公用工程包括冷却水，热公用工程包括125的低压蒸汽、175的中压蒸汽，可由厂区公用工程站和冷冻站提供，此外还为T0203MAL提纯塔提供液氨循环制冷，R0201MAL合成反应器原料的加热炉。为了充分集成过程中的热量，本项目在原料预处理工段采用了热泵精馏技术。热泵精馏技术是以输入一定量的机械功为代价，实现热量由低温物体转移到高温物体，供给用户热的一种装置。该热泵精馏技术节约热能29%。为了充分集成过程中的热量，本项目在MAL合成工段采用了急冷塔副产中压蒸汽技术。将急冷塔中的热量通过热力学循环以蒸汽的形式送入原料预处理工段，用于R0102MTBE裂解反应器的供热需求。该热力学循环效率71.2%。为了充分集成过程中的热量，本项目在MMA合成及精制工段采用了内部热集成共沸精馏塔。内部热集成精馏技术是以输入一定量的机械功为代价，实现热量由精馏段转移到提馏段。该内部热集成共沸精馏塔热量节约11.2%，冷量节约50%。消耗机械功11461.18KW。本项目还设计并进行了换热网络的优化，最终得到的换热网路方案，热量回收率35%，冷量回收率32.3%，共需热公用工程50500KW，共需冷公用工程57000KW。1.工艺流股提取表1-1未删减前流股提取表（不含节能技术措施）Nameinlet Toutlet TQFlowrate释义kJ/hkg/h0214_To_0215500.4390937825262932.65MAL合成反应器C段冷却0230_To_0231138.9701339073488625.28压缩机冷却0308_To_0309503015492739005.27MMA合成反应器气体出口冷却0112_To_0113104.2190425944911445.15MTBE裂解反应器进料加热0235_To_02368845.54073233934636.92制冷循环冷却0233_To_0234-33.7-303341001534636.92制冷循环蒸发器0119_To_0120103.625913939527209.05吸收剂水冷却0202_To_020325.1390196861.762.49566工业软水加热0306_To_0307176.25011160438655.119空气进料冷却0243_To_02445039065942802229.448循环水加热0207_To_0208103.43902083975460640.71异丁烯空气混合进料加热0325_To_0326137.750424164216604.04相分离器前冷却0104_To_010525.272270528320860.34MTBE合成反应器进料加热0140_To_014175.733515188.43749.591循环甲醇冷却0137_To_GLMIX2757522840005897.819甲醇回收塔再沸器0322_To_0323112.1502110377588450.91循环甲醇冷却0225_To_022630.250137073.42305.241补充甲醇加热0210_To_0211500390927812862932.65MAL合成反应器A段冷却0115_To_0116188.191209633111445.15甲醇吸收塔进料冷却0126_To_012765.963.8412238824048.89热泵精馏脱水塔冷凝器0133_To_013462.449.321666422264.452甲醇回收塔冷凝器0303_To_030465.6505002024100255MMA合成反应器进料冷却T0201.T0201S1_To_T0201.T0201S23902501124801262932.65急冷塔盘管取热冷却E0204.R0201ES2_To_E0204.R0201ES3461390598283162932.65急冷换热器冷却To CondenserT0203_TO_023252-20.42335783968857.14MAL提纯塔冷凝器To CondenserT0101_TO_011056.152.23255625890499.86MTBE反应精馏塔冷却器To ReboilerT0101_TO_0111134.9135.533138767144112.8MTBE反应精馏塔再沸器To ReboilerT0301A_TO_0325Duplicate137.5137.71.19E+08126163.6内部热集成共沸精馏塔再沸器To ReboilerT0302_TO_0335134134469984221989.8预共沸精馏塔再沸器To CondenserT0301B_TO_0321136.5112.11.38E+08136798.7内部热集成共沸精馏塔冷凝器R0301.B3_heat5049.5865795MMA合成反应器取热冷却R0102.R0102B_heat190189.596.74905MTBE裂解反应器供热加热R0101.R0101B_heat7271.596365.06醚化反应器冷却R0301.R0301RA_heat5049.526706295MMA合成反应器取热冷却R0301.R0301RB_heat5049.543752.33MMA合成反应器取热冷却2.确定能量目标将上述工艺流股信息输入到Aspen Energy Analyzer V8.4，在能量分析器中，对最小传热温差进行经济评估，分析最小传热温差与装置投资成本、能耗投资成本的关系并拟合出最小传热温差与总费用的关系如图2-1、2-2所示。图2-1装置成本、能耗成本与Tmin关系曲线（不含节能技术措施）图2-2 总费用与Tmin关系曲线（不含节能技术措施）由图2-2可知，最小传热温差为8时，总费用最小。选择最小传热温差为8，得到过程组合曲线如图2-3所示。图2-3 过程组合曲线（不含节能技术措施）将过程组合曲线进行拟合得到总组合曲线如图2-4所示。图2-4 总组合曲线（不含节能技术措施）由图可以看出，夹点附近存在较长的倾斜平台区，说明体系中有大量能量可以进行回收利用。增加热泵精馏技术，急冷塔生产中压蒸汽技术，内部热集成精馏技术等节能技术措施之后，在Aspen Plus中重新模拟全流程，得到新的流股信息，如表2-1所示：表2-1流股提取表（含节能技术措施）Nameinlet Toutlet TQFlowrate释义kJ/hkg/h0214_To_0215500.4390937825262932.65MAL合成反应器C段冷却0230_To_0231138.9701339073488625.28压缩机冷却0308_To_0309503015492739005.27MMA合成反应器气体出口冷却0212_To_0213499.8390928939862932.65MAL合成反应器B段冷却0112_To_0113104.2190425944911445.15MTBE裂解反应器进料加热0235_To_02368845.54073233934636.92制冷循环冷却0119_To_0120103.625913939527209.05吸收剂水冷却0202_To_020325.1390196861.762.49566工业软水加热0306_To_0307176.25011160438655.119空气进料冷却0243_To_02445039065942802229.448循环水加热0207_To_0208103.43902083975460640.71异丁烯空气混合进料加热0325_To_0326137.750424164216604.04相分离器前冷却0104_To_010525.272270528320860.34MTBE合成反应器进料加热0140_To_014175.733515188.43749.591循环甲醇冷却0137_To_GLMIX27575.5643132755897.819甲醇回收塔再沸器0322_To_0323112.1502110377588450.91循环甲醇冷却0225_To_022630.250137073.42305.241补充甲醇加热0210_To_0211500390927812862932.65MAL合成反应器A段冷却0115_To_0116188.191209633111445.15甲醇吸收塔进料冷却0126_To_012765.963.8412238824048.89热泵精馏脱水塔冷凝器0133_To_013462.449.321666422264.452甲醇回收塔冷凝器0303_To_030465.6505002024100255MMA合成反应器进料冷却To CondenserT0101_TO_011056.152.23255625890499.86MTBE反应精馏塔冷却器To ReboilerT0101_TO_0111134.9135.533138767144112.8MTBE反应精馏塔再沸器To ReboilerT0301A_TO_0325Duplicate137.5137.71.19E+08126163.6内部热集成共沸精馏塔再沸器To ReboilerT0302_TO_0335134134.52860931521989.8预共沸精馏塔再沸器To CondenserT0301B_TO_0321136.5112.11.38E+08136798.7内部热集成共沸精馏塔冷却器将上述工艺流股信息输入到Aspen Energy Analyzer V8.4，在能量分析器中，对最小传热温差进行经济评估，分析最小传热温差与装置投资成本、能耗投资成本的关系并拟合出最小传热温差与总费用的关系如图2-5、2-6所示。图2-5装置投资成本、能耗投资成本与Tmin关系曲线（含节能技术措施）图2-6总费用与Tmin关系曲线（含节能技术措施）由图2-6可知，最小传热温差为27.5时，总费用最小。选择最小传热温差为27.5，得到过程组合曲线如图2-7所示。图2-7 过程组合曲线（含节能技术措施）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50500kW；需要冷公用工程能量为57000kW；夹点温度138.9，111.4。将过程组合曲线进行拟合得到总组合曲线如图2-8所示。图2-8 总组合曲线（含节能技术措施）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为390，因此需要加热炉进行加热，同时为节约公用工程用量采用125的低压蒸汽、175的中压蒸汽和250的高压蒸汽多种公用工程。需要达到的最低温度为25，使用深井水即可。3.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。为将能量充分回收又考虑到塔底再沸器实际中不应分股太多将从flow sheet中得到的流股分流设置为3。在Aspen Energy Analyzer V8.4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3-1所示：图3-1 优化前的设计方案该换热网络的换热器数目为33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。当用多种公用工程换热时，可适当减少操作费，但会增加换热器数目和设备费。换热网络中存在loop回路，如图3-2所示。图3-2 loop回路在实际操作中，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，甚至减少换热器的数目。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3-3所示。图3-3 优化后的设计方案优化后的换热网络所需换热器数目为33台，包含10个流股热量回收利用的换热器，数目减少且结构更为精简。热量回收率35%，冷量回收率32.3%，共需热公用工程50500KW，共需冷公用工程57000KW。将优化后的换热网络进行流程中的换热回带。换热回带后的全流程如图3-4所示。图3-4 换热回带后全流程4.节能技术措施分析4.1热泵精馏4.1.1 热泵精馏节能原理热能消耗在全球的能源消耗中，所占比例最大。在能量的不断转化过程中，约有585%的能量是以排气、蒸汽、热水(低温)等热量形式损失的，其中，100以下的热损失能占很大的比重。在化学工业、石油化工生产中，精馏是一个主要的耗能领域。大工业精馏装置能源利用率虽然不到10%，但是常规精馏塔具有设备简单、初期投资低等优点，至今仍被人们广泛采用。当精馏塔的塔顶塔底温度跨越夹点的时候，如果进行热泵精馏可以有效回收，一部分能量，从而使得冷热公用工程用量均可以明显减小，从而节约能量。热泵精馏以工质的来源可分为两大类:一类是直接式热泵精馏, 以塔中的物质为工质;另一类是间接式热泵精馏, 以额外的循环物质(如制冷剂、水等)为工质。热泵精馏的流程选择要密切结合具体条件(如当地的燃料价格,所利用余热的品位及数量,高品位能的用途等), 以便充分发挥各热泵精馏流程的优势, 取得最大的节能效果和经济效益。热泵是一种将能量由低温处(低温热库) 传送到高温处(高温热库) 的装置。且它提供给温度高的地方的能量要大于它运行所需要的能量。对于精馏生产而言，如果能把塔顶气相的热量充分用于加热塔底物料，就能节省大量的外供热和供冷。节能原理如图所示：图4-1 直接式热泵精馏示意图主要部分组成:精馏塔、压缩机、换热器、辅助再沸器、辅助冷凝器、膨胀阀。塔顶气体经过压缩机压缩后,把它升高到一个较高的压力和温位,之后在换热器中放热冷凝,把它的热量传递给蒸发的塔底产品。由此,气体经过膨胀阀进入冷凝器，产品部分进入产品罐导出，其余返回塔内,从中可以看到,这充分利用了精馏系统本身凝结所放出的热量。4.1.2 热泵精馏节能效果分析由于体系中无腐蚀性较高的物质，故选用直接热泵精馏，使用ASPEN模拟热泵精馏过程如下图所示：图4-2 热泵精馏若不使用热泵精馏，其塔顶冷却能耗为 8432.7kW，塔底加热能耗为9443.2kW；使用热泵精馏时，压缩机电耗为 2235.3kW，辅助冷却器冷却能耗为 1222.26kW。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，因此热泵精馏热能耗为 6705.9kW。普通精馏与热泵精馏能耗对比节约热量29%。4.2急冷塔生产中压蒸汽技术以水为整个热力循环介质。介质经过泵P0204泵加压后达到18bar后进入T0201急冷塔的外层夹套，介质吸热后变成18bar过热蒸汽，过热蒸汽进入R0102MTBE裂解反应器，为反应器提供反应所需的热量，介质从反应器出来后，循环回泵P0204。循环过程中有能量损失，R0102MTBE裂解反应器利用2226.4KW，循环过程中损失902.4KW，热力循环利用率为71.2%。图4-3 急冷塔节能效果分析4.3内部热集成共沸精馏技术4.3.1内部热集成精馏原理与简单热泵精馏中由塔顶物料直接给塔底物料不同，内部热集成精馏中精馏段向提馏段的传热是沿着塔段渐进进行的。通过在精馏段和提馏段之间安装压缩机和节流阀，可以让精馏段操作再比提馏段更高的压力下，从而产生足够大换热温差，使热量从精馏塔段传递给对应位置的提馏塔