10-节能优化与换热网络

2019年“东华科技-恒逸石化杯”第十三届全国大学生化工设计竞赛指导老师：李真 王凯伟团队成员：罗雄巍 王建志 秦柏城 许晓安 郭莎莎鄂尔多斯中天合创醋酸乙烯分厂年产20万吨VAC项目节能优化与换热网络天 津 大 学 仁 爱 学 院Green Chem团队鄂尔多斯中天合创醋酸乙烯分厂年产20万吨VAC项目节能优化与换热网络目录第一章 较大能量回用的换热网络设计11、换热网络设计概述12、原始工艺流股提取13、确定能量目标24、换热网络设计65、热泵技术分析86、相变潜热利用分析97、总结11第1章 较大能量回用的换热网络设计1、换热网络设计概述本项目为鄂尔多斯中天合创能源有限公司年产20万吨VAC项目，运行成本是该项目的一个很重要的考核参数，而公用工程的消耗又是其中很重要的一部分。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集成最大化利用，减少公用工程的消耗。为此，我们运用Aspen Energy Analyzer V9.0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公用工程。其中冷公用工程包括冷却水，主要用于冷凝器的冷凝和冷却产品；热公用工程主要用于流股的预热及塔釜再沸器加热等过程，所使用的热公用工程包低压蒸汽和中压蒸汽。冷公用工程集成厂址所在地的中天合创煤化厂区的循环水站，热公用工程同样集成中天合创煤化厂区内蒸汽系统。为了充分集成过程中的热量，本项目采用了热泵技术和双效精馏技术。热泵技术充分利用了温差小、跨夹点传热的精馏塔，通过改变蒸汽温位使原 本不能换热的流股有换热的可能，从而提高了可回收能量的比率，实现了较大程度的节能。2、原始工艺流股提取在进行换热网络设计之前，根据工业生产实际可直接去除部分流股和设备热负荷，简化换热网络设计，说明如下：（1）去除热负荷明显较小的流股。如0101_To_010，负荷仅有1.49105 kJ/hr，明显与其他流股不在同一数量级上，不参与换热网络设计。（2）去除压缩机级间换热和出口流股换热，M0101_To_P0102，压缩机为成套设备，管道内压力较高，流股间换热会使管道费用增加，不参与换热网络设计，使用冷却水冷却即可。通过上述操作，得到冷热流股信息如下表1-1、表1-2表1-1工艺过程物流信息表（不含热泵技术）过程流股进口温度/出口温度/热负荷/kWkJ/h0414 To 041571.4977.03118.295494425863.77840507-1 To 0507-2117.1725.00722.88281352602378.1290413-2 To 0413-1062.0025.005.89720119221229.924290207-9 To 0207-8120.1725.001863.343216708035.5560301 To 010424.9066.84766.51847262759466.5010302 To 030344.60220.08703.46238631332464.590404 To 030517.0030.0328.44109031182387.9250103 To 0104180.0130.0766.51961622759470.6180103-2 To 0103-3180.0180.53713.30413813367894.90402 To 0403-30.025.00236.2679572850564.646表1-2塔设备物流信息表塔位号换热器类型进口温度/出口温度/热负荷/kwT0101Reboiler119.582271120.2340193831.511607T0101Condenser112.802841105.459917952.2920333T0102Reboiler117.880622119.0422041234.564156T0102Condenser56.6818847-157.2879261023.288335T0204Reboiler75.124114675.25424793059.884874T0201Condenser-45.72261438-95.22261439340.169547T0201Reboiler116.266142117.178129429.495896T0203Condenser63.267648161.5423365865.3173439T0203Reboiler74.868639175.0592526948.714901T0202Reboiler70.491560573.3396682245.571378T0202Condenser35.5749241-71.2172867980.54849323、确定能量目标将上述工艺流股信息输入到Aspen Energy Analyzer V9.0，此时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1-1 所示。图1-1 总费用-最小传热温差曲线（不含热泵精馏）图中显示最小传热温差为6时最为经济，对于化工生产中的实际传热情况，6的最小传热温差较为合适。本厂流程对于换热器的材质也没有过高的要求，设备基本选用普通碳钢材质，少部分使用不锈钢材质，较小传热温差较为适宜，此时6的最小传热温差回收能量较多，可以达到节能的目的，同时也不过分小而导致设备投资偏大。故选择最小温差为6，回收较多能量的同时具有较好操作弹性，得到组合曲线如图1-2所示。图1-2 组合曲线（不含热泵精馏）图中存在夹点附近存在平台区，其中第二部分是热泵粗分塔T0204塔顶塔底的相变热，该塔可以通过热泵技术提高塔顶温位，增加系统内部换热量，减少公用工程的消耗量。其中热泵粗分塔T0204塔顶塔底温度差为12，且存在较大的相变热，可以采用热泵技术，将该塔改为热泵精馏塔，在Aspen 中重新模拟全流程，得到新的流股信息。 如下表1-3、表1-4：表1-3工艺过程物流信息表（含热泵技术）过程流股进口温度/出口温度/热负荷/kWkJ/h041-10 To 0415-2070.836229676.7712108.010082388836.2970501-5 To 0501-10-157.28792625113.385918408189.3060505-1 To 0505-10-10307.9434734428596.50440304 To 0305220206.971574328.4484341182414.360507 To 0507-10117.1781225722.8828132602378.120413 To8972011921229.92420207-6 To 0207-10120.170505251863.343216708035.550301 To 010424.999997866.8445897766.5184722759466.500302 To 030344.61337892208703.4623831332464.50404 To 030517.002002830328.4410901182387.920418 To 041963.554419762.3063882837.4340573014762.600421-INTo 0421-OUT97.4743374875152313930254.80103 To 0104180130766.5196162759470.610402 To267957850564.646表1-4工艺过程物流信息表（含热泵技术）塔位号换热器类型进口温度/出口温度/热负荷/kwT0101Condenser112.802841105.459917952.2920333T0101Reboiler116.266142117.178129429.495896T0201Condenser-45.72261438-95.22261439340.169547T0202Condenser63.267648161.5423365865.3173439T0203Reboiler117.880622119.0422041234.564156T0203Condenser56.6818847-157.2879261023.288335T0204Reboiler70.491560573.3396682245.571378T0204Condenser35.5749241-71.2172867980.5484932将以上流股信息输入Aspen Energy Analyzer V8.6 中。对最小传热温差进行经济评估，获得总费用-温差关系曲线如图1-3所示。图1-3总费用-最小传热温差曲线（含节能技术）可以看出，随着最小传热温差的增大，总费用先减小后增大。选择总费用最小时的最小传热温差：14。得到优化后的过程组合曲线图及总组合曲线图：图1-4过程组合曲线图（含节能技术）图1-5总组合曲线图（含节能技术）将最小传热温差设为14，可以得到热集成过程的能量目标：图1-6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：5490kw理论上最少需要冷公用工程能量为:49814kw夹点温度为：热流股42；冷流股284、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 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。设计方案如下图所示：图1-7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 7（select）进行后续的优化过程。未优化前的换热网络：图1-8未优化前换热网络按照最小换热器台数原则，还可以去若干台换热器。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。比如在使用冷却水和制冷剂冷却时，如果冷却水冷却的负荷较小，则可直接使用制冷剂，而不使用两种公用工程，以节省设备费。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1-9优化后换热网络优化后的换热网络所需换热器数目为21台，包含3个流股热量回收利用的换热器，数目减少且结构更为精简。优化后的换热网络总费用更少，换热器数目更少，换热面积更小，所以此换热网络的设计达到了降低了节能综合效益的目的。设备投资大大减少，公用工程负荷如表1-5所示：表1-5公用工程对比表项目冷公用工程/KW热公用工程/KW总计/KW直接公用工程638973498998886换热网络设计498141600555305能量减少量/%22%35%28.6%5、 热泵技术分析在无热泵技术的情况下，组合曲线如图1-10所示:图1-10过程组合曲线图（无热泵技术）在36左右存在热平台且能量较大，通过分析知道该平台处为产品精制塔塔T0203 塔顶塔底温差为12，且存在较大的相变热，可以采用热泵技术。由组合曲线可知热平台能量较大但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，如果通过改变物质的汽化温度，使两平台“错开”，从而回收更多的能量。结合以上两点，我们采用热泵技术的技术进行能量的回收利用。通过热泵技术，将功转化成热能，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。将热泵粗分塔T0204的冷凝器取消，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，由于后续萃取塔对塔顶产品纯度有一定要求，故在节流后继续通过较为经济的二次冷凝，气体用冷却水降温至64，从而得到符合后续生产要求的醋酸乙烯溶液，一部分液体回流至塔内进行再次分离，塔釜则在换热过程中已经达到再沸负荷的要求，其结构如图1-11所示：图1-11塔顶气体压缩式热泵精馏流程图表1-6有无热泵技术对比表项目无热泵技术热泵技术冷公用工程能耗（kW）125809.894159.2热公用工程能耗（kW）213570.7150389压缩机功耗（kW）03919.1总能耗（kW）339380.5248567.36、相变潜热利用分析双效精馏系统由不同操作压强的塔组成。利用较高压力的塔顶蒸汽作为压力较低的精馏塔再沸器的热源。此较低压力精馏塔的再沸器即为较高压力精馏塔的冷凝器。塔顶蒸汽的汽化潜热被系统本身回收利用。因此在较大程度节约了精馏装置的能耗。普通精馏与双效精馏的比较：（1）普通精馏先用简单计算模块DSTWU进行简捷计算，画出单塔精馏流程图，再改用RadFrac模块严格计算，把DSTWU模块计算结果填入，使用设计规定和灵敏度分析功能调整进料位置、回流比和塔顶采出率，以达到分离要求。计算结果表明塔顶冷凝器的负荷为1781.75kW，再沸器的负荷为2462.04kW。图1-12 普通精馏流程图（2）双效精馏先对双效精馏的两个采用DSTWU进行模拟，得到初步数据之后，再代入RadFrac模型中，运用Aspen Plus自带的计算器工具，计算得在高压塔塔顶负荷与低压塔塔底负荷相匹配的情况下的塔参数，工艺流程图如下图所示：图1-13 双效精馏流程图表1-7 普通精馏与双效精馏对比表项目普通精馏双效精馏工艺高压塔低压塔塔压/bar173塔顶出料量/（kg/h）316.3200.8640.197所需塔板数NT/块16