5-附录三-换热网络设计

2019“东华科技恒逸杯”扬子石化10万吨/年醋酸乙烯酯换热网络设计说明第十三届全国大学生化工设计竞赛参赛队员：李开朗 游翔宇 陈家辉 宋江怡 余佳佳指导老师：周志伟 汤吉海 崔 群 谷和平 符开云4目录第一章 概述1第二章 热流股和共用工程确定3第三章 确定能量目标5第四章 换热网络的设计与优化10第五章 热泵精馏技术节能分析14第六章 总结16扬子石化10万吨/年醋酸乙烯酯项目 - 4 - 换热网络设计说明书第一章 概述本项目为扬子石化年产10万吨醋酸乙烯酯项目，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。本项目采用乙烯气相法酯化工艺，该工艺由醋酸乙烯酯合成工段、醋酸乙烯酯粗精馏工段、醋酸乙烯酯精制工段、乙烯回收工段、醋酸回收工段五个主要工段组成。从整个工艺流程来看，本项目需要较大的公用工程。冷公用工程包括20的冷却水，-7的冷冻水，热公用工程包括140的自产低压蒸汽、175的低压蒸汽。所用的公用工程均来自扬子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，热公用工程使用本项目厂区内其他工段的沸程壳水的换热产生。为了充分集成过程中的热量，本项目采用了热泵精馏在精馏设备上节省能量，同时设计全厂换热网络来提高能量集成的效果。热泵精馏充分利用了温差小、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。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。本工艺选择T0304塔顶流股作为循环介质，进行能量集成利用。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），以便充分发挥热泵精馏的优势，取得最大的节能效果和经济效益。通过以上热集成技术优化后，本项目实现节能23.7MW，能量回收率达18.75%。所需热公用工程为52.46MW，所需冷公用工程49.54MW，达到较大能量回收。通过热泵精馏节约能耗15.93MW。第二章 热流股和共用工程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开来看，其中排出的几个流股不输入，使得组合曲线便于分析。过程流股提取如下：表3-1 过程流股物流信息表 物流名称 进口温度/ 出口温度/ 热负荷/KW 0409_To_041131.9 99.0 237.2 0450_To_040425.5 10.0 109.6 0512_To_051553.0 70.0 26.0 0431_To_0408114.5 65.0 58.1 0535_To_051494.3 77.7 26.0 0203_To_020560.0 87.0 1372.0 0216_To_021963.0 35.0 460.4 0505_To_050695.3 35.0 1075.8 0116_To_0412140.0 132.2 237.2 表3-2 塔设备物流信息表物流名称进口温度/出口温度/热负荷/KWTo CondenserT0501_TO_053493.993.3389.0To ReboilerT0501_TO_052997.398.377.7To ReboilerT0303_TO_0324 110.8110.97453.3To CondenserT0303_TO_0327 104.629.46807.6To ReboilerT0302_TO_031549.958.146.7To ReboilerT0201_TO_0209 132.4132.735750.2To CondenserT0201_TO_0216 105.763.034450.2To CondenserT0302_TO_032025.624.748.9To ReboilerT0404_TO_0439 122.8126.674.5To ReboilerT0301_TO_030596.596.7367.9To ReboilerT0202_TO_022891.994.42937.9To CondenserT0202_TO_023176.445.02590.7To ReboilerT0403_TO_0425 111.5115.4129.8To CondenserT0301_TO_031143.940.5327.2To ReboilerT0101_TO 0113 151.5151.85872.2To ReboilerT0304_TO_0343 113.8114.211309.4To CondenserT0304_TO_034478.278.111377.5P-1_ T0102 80.310.0274.4P-2_ T010280.320.0238.7扬子石化10万吨/年醋酸乙烯酯项目 - 17 - 换热网络设计说明书第三章 确定能量目标 将上述工艺流股信息输入到Aspen Energy Analyzer V10.0 ，在能量分析其中，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：图4-1 总费用与Tmin关系曲线由图中可知，最小温差在8-11时总费用最少，较小的传热温差可以使得所需的公用工程耗量更低，更好的达到节能的目的，但为避免传热温差过小而导致的设备投资偏大，本项目路根据工程实际，此处选择最小传热温差为10较为合理。在设定最小传热温差后，获得的组合曲线如下图所示： 图4-2 组合曲线从图中可以看出，在夹点附近存在平台区，经分析可知，红色线平台区表示T0304出口蒸汽的相变热，蓝色线表示物流T0304塔釜的相变热。因此可以通过采用热泵技术，提升蒸发所产生二次蒸汽的温位，将其用于蒸发过程的加热，从而增加系统内部的换热量。增加热泵之后，在Aspen中重新模拟全流程，得到新的流股信息，如表4-1、4-2所示表4-1 过程流股物流信息表物流名称进口温度/出口温度/热负荷/KW0347_To_034878.077.52772.30345_To_0346132.3124.310428.90409_To_041131.999.0237.20450_To_040425.510.0109.60338_To_0340113.9114.210428.90512_To_051553.070.026.00431_To_0408114.565.058.10535_To_051494.377.726.00203_To_020560.087.01372.00216_To_021963.035.0460.40505_To_050695.335.01075.80116_To_0412140.0132.2237.20210_To 0206133.196.91372.0表4-2 塔设备物流信息表物流名称进口温度/出口温度/热负荷/KWTo CondenserT0501_TO_053493.9 93.3 389.0 To ReboilerT0501_TO_052997.3 98.3 77.7 To ReboilerT0303_TO_0324110.8 110.9 7453.3 To CondenserT0303_TO_0327104.6 29.4 6807.6 To ReboilerT0302_TO_031549.9 58.1 46.7 To ReboilerT0201_TO_0209132.4 132.7 35750.2 To CondenserT0201_TO_0216105.7 63.0 34450.2 To CondenserT0302_TO_032025.6 24.7 48.9 To ReboilerT0404_TO_0439122.8 126.6 74.5 To ReboilerT0301_TO_030596.5 96.7 367.9 To ReboilerT0202_TO_022891.9 94.4 2937.9 To CondenserT0202_TO_023176.4 45.0 2590.7 To ReboilerT0403_TO_0425111.5 115.4 129.8 To CondenserT0301_TO_031143.9 40.5 327.2 To ReboilerT0101_TO 0113151.5 151.8 5872.2 P-1T010280.310.0274.4P-2T010280.320.0238.7将以上流股信息输入Aspen Energy Analyzer V10.0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4-3所示图4-3总费用与Tmin关系曲线由图中可知，最小温差在7-13时总费用最少，较小的传热温差可以使得所需的公用工程耗量更低，更好的达到节能的目的，但为避免传热温差过小而导致的设备投资偏大，本项目路根据工程实际，此处选择最小传热温差为10较为合理，因此这里的最小传热温差选择10。在设定最小温差后，获得的加热泵的组合曲线如下图所示：图4-4 组合曲线 从组合曲线上可以得出热集成所需要的目标：需要的热公用工程量为40625KW, 需要的冷公用工程量为47920KW得到的总组合曲线如图3-5所示：图4-5 总组合曲线通过对总组合曲线进行判断，可以看到，需要达到的最高温度为151.8，因此需要蒸汽进行加热，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140的自产低压蒸汽、175的低压蒸汽。需要达到的最低温度为10，因此采用循环冷却水和冷冻水进行换热。17第四章 换热网络的设计与优化 换热网络设计，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。首先先通过Aspen Energy Analysis V10.0 得到优化方案，其中为了工程的合理性和计算方便，初设最多10个推荐方案，每个流股最大数不超过2，这里主要考虑到再沸器的分支物流如果过多的话不符合实际的工程条件，因此控制变量如下图： 图5-1 推荐设计的自由度分析之后得到的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相对合理的设计方案进行后续优化过程，如图所示，A_Design9作为最合理的初步设计方案图5-2 ASPEN推荐设计的比较方案选取其中最为经济且换热面积相对合理的方案进行后续优化过程，以换热量为变量对该方案进行优化，使得其总的操作费用最小，优化前的设计方案如下图所示：图5-3 换热网络初步设计图该换热网络的换热器台数为36台，按照最小换热器台数原则，还可以撤去若干台换热器，从换热网络中可以看出，有些换热器热负荷较小，换热面积很小，这些换热器的设置对于实际工程而言并不合理，可以撤出。本次设计主要对一下几个方面进行改进：1）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，但是多次换热不仅存在着换热设备的负担，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，因此需要将这些频繁的流股进行简化，此时可以通过夹点换热，已达到消融和松弛的目的。2）当牵涉到多公用工程换热时，我们考虑到本厂建于南京扬子石化，当地的循环冷却水多以20为宜，因此为符合实际工程条件，应尽可能用20的冷却水给物料换热。如果初步设计上使用了两种公用工程给物流换热，理论上而言，有利于降低总成本费用，但也需要相应的设备费用进行补偿。在优化换热网络时，不应只考虑降低成本费用还要权衡设备费用和管道布置费用，因此如果发现20的冷却水所用的热负荷很小，则可直接使用-7的制冷剂替换原有的设计方案。3）通过调节“PATH”通路来调节各PATH上的换热量，从而达到松弛换热器的热负荷，减少公用工程的消耗，达到节能的目的。4）换热网络中出现Loop 回路也是使操作费用增加的原因。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，将其合并到负荷大的换热器，打破回路，减少换热器数目。结合以上四点对原有的换热网络进行改进，得到优化后的换热网络图如下所示：图5-6 换热网络优化设计图优化后的换热网络所需要的换热器台数为22台，数目减少且结构更为精简。设计中包含4个物流间的换热器，而且符合最小传热温差要求。经过优化后进行比较如下图所示，优化后共需要冷公用工程49540KW，热公用工程52460KW，不含流股间换热共需要冷公用工程59840KW，热公用工程65860KW。冷量节省17.2%，热量节省20.3%，总回收23700KW。所用的冷公用工程为：冷冻水（-7）、冷却循环水（20）；所用热公用工程为：低压蒸汽（175）、自产低压蒸汽（140）。图5-7 没有物流换热公用工程数据图图5-8 优化后公用工程数据图第五章 热泵精馏技术节能分析当精馏塔的顶底温度相近 ，且存在较大热平台的时候，如果进行热泵精馏技术可以有效回收一部分能量，从而使得冷热公用工程均明显减小从而节约能量。通过热泵技术，将功转化为提升流股的温度品位，使原本不能换热的流股可以进行，从而使得冷公用工程量均有所减少。这样，消耗少量电能 （用于做功），节省大量的热量与冷量，便可以有效节约能量。通过热集成分析可知，精馏塔T0304塔顶釜存在较大热平台，且温差较小，因此采用热泵技术，以塔顶气体为工质与釜液相换热使之部分汽化，同时使自身降温，再经深度冷凝得醋酸乙烯酯，部分回流至精馏塔。釜液体再经辅助加热后，进入闪蒸罐通过控制气出料分率来控制塔釜再沸比，闪蒸罐气体循环回提馏段底部液相为水、少量醋酸乙烯酯及高沸物送往废液处理。热泵精馏结构如下图：图3-1 热泵精馏流程图综合考虑热源温度及压力选用塔顶气体加压式热泵精馏，塔顶蒸出气体经压缩后与塔底采出液体换热，再经减压后深度冷凝，流程能耗主要由压缩机和冷凝器产生。若不使用热泵精馏，其塔顶冷却能耗为11.38MW，塔底加热能耗为11.31MW；使用热泵精馏时，压缩机电耗为1.82MW，辅助冷却器冷却能耗为2.77MW。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，因此热泵精馏加热能耗为5987.8kW。普通精馏与热泵精馏能耗对比如下表3-1所示：表3-1 无热泵技术和热泵技术方案对比项目无热泵技术热泵技术冷公用工程消耗（kw）11377.52770热公用工程能耗（kw）11309.4879.6压缩机功耗（kw）05987.8总能耗（kw）22686.99637.4换热器费用（万元/年）41.2165.8压缩机费用（万元/年）096塔设备费用（万元/年）32.2832.28操作