池州学院作品 扬子石化年产5.5万吨醋酸乙烯酯项目5-能量集成及换热网络设计.docx

1、2019 “东华科技-恒逸石化杯” 第十三届全国大学生化工设计竞赛彳石化扬寻石，化5万吨醋酸乙烯酯项目呷祝i瞿膻，能量集成及换热网络设计团队成员：孙啮、 指导老师：王余杰曾、赵嘉欣寸若男、胡译文 阿洋、马田林、冯建华、陈纲领派州务陆滁州学院-酯环王团队图6过程组合曲线图（含节能技术）Grand Composite Curve0. 0000 1. 000e+002. 000e*003. 000e*00l 000e+008. 000e*006. 000e+007. OOOe+OOg. 000e+009. OOOe-KIOl. OOOe+OOSEnthalpy (kj/h)图7总组合曲线图（含节能技

2、术）通过对组合曲线进行分析，可以得出流程内部换热后，需要达到的最高温度 在344°C,由保持反应器温度的热公用工程热油进行加热，其他使用蒸汽进行加热, 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125°C的低压蒸汽、175°C的中压蒸汽。需要达到的最低温度为0°C, 因此需要采用低温冷冻剂，其他使用循环冷却水及空气冷却即可。5.2加入热泵精馅后流股分析加入双效精馅后，在ASPEN中重新模拟全流程，得到新的流股信息见表5和 表6.表5工艺过程物流信息表（含节能措施）过程流股换热器名称进口温度广C出口温度/°

3、;C热负荷/KWTOIOIDTOEOIOIOUTE0101144160150.81602TOE0102C01E0102202511.0313T0101WT0E0I02H0IE010216631558.98811.0313E0102UTTO E01030UTE0103165.26150-318.616EO103OUT TO EO104OUTE0104150130-180.37E01030U TO E020IOUTE020I13060-2620.57E020IOUT TO E02020UTE02026040-395.805X020301 TO E02030UTE0203162.79730-482.

4、996P020IOUTTO E02040UTE0204135.09825-109.633T0203DTO E0301OUTE030152.13653-1847.59X030102TQE03020UTE0302135.9923036.7966X030101 TO E03030UTEO3O3135.9924065.6152T0401DTGE04010UTE040195.9173132128.46C04010UTTOE04020IE0402313280364.276T0401WTO E0402C01E0402276.339278.784364.276E0402C01 TO E04030UTE0403

5、278.78431328829.3C040IOUTTO E04040UTE0404283.90694-4170.43P0402OUTTO E04050UTE0405312.04290-11478.4表6塔设备物流信息表（含节能措施）塔位号换热器名称进口温度/°c出口温度/°c热负荷/KWT0101Reboiler160160.22012.08T0204Reboiler130.9136.1443.313T0204Condenser123.2121.8-153355T0301Reboiler134.0136.06955.85T0301Condenser112.796.3-476

6、3.14T0302Reboiler102.5102.7174.182TO3O3Reboiler64.566.9265.034TO3O3Condenser80.456.4-37.1763T0402Reboiler312.931311779.9T0402Condenser311309-10870.8对最小传热温差进行经济评估，得到新的总费用最小传热温差关系曲线，见图8oRange Targets200-195 J产ton ；AR185宇1AH/10 (t1 w ；IAvU atAA J1AB :IKK150 -1DeltaTmin (C)| Tot. C5 nd.x T>r"t图8

7、总费用最小传热温差关系曲线图(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：2笆。将最小传热温差设为2°C,可以得到热集成过程的能量目标：TargetsSummaryUity TarocU9263e*001 Courier CiMreflt m2201冲皿|C00W»9PUJ82CMe*00-11-2 Sh«l< Tube m22032e 心Co« hckxTocai Mnmura»4 895e*WV尚5 for MER37Opatrg |Ct01106Seta33Total Annu

8、Al(CoiVi01518Pinch TtmpnhmDaU Targets Rjny TaryB De»ya J Qpttom J HociDTE F«|EM 岫。僧 ModeRecorrmend Desg HeatngCoo*图9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:9.263xl ()7kJ/h=25730.6KW理论上最少需要冷公用工程能量为:8.204x 107kJ/h=22788.9KW夹点温度为：热流股313.0C；冷流股311.0C 瞬底州苍投酯环王团队CNUZWOU UMVYRSIT得到优化后的过程组合曲线图及总组合曲线图:(LOOO

9、OEnthalpy (kj/h)图10过程组合曲线图（含节能技术）Grand Composite Curve0.100 LOOirOW 2.COW««? 大4.OKWF 5.000»<C7W0r*<M7 T.tOOrW g.«0»W9.（/?Enthalpy （kj/h）图11总组合曲线图（含节能技术）通过对组合曲线进行分析，可以得出流程内部换热后，需要达到的最高温度 在318°C,由保持反应器温度的热公用工程热油进行加热，其他使用蒸汽进行加热, 同时为了节约成本，应该使用多种品位蒸汽以降低高品位蒸汽消耗，因此我们热 公用

10、工程采用125°C的低压蒸汽、175°C的中压蒸汽需要达到的最低温度为0°C, 因此需要采用低温冷冻剂，其他使用循环冷却水及空气冷却即可。6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， 嘲牧州务茂酯环王团队11CNUZNOU UMVritSHV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AspenEnergy 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。设计方案如图12所示：Desi

11、gnotai Cost mde: Cost/sArea m2UntsSnells:ap Co$t Me CostHeating mCooling ftJ/hDp Cost lnde> Cost/$SmJabon BaseCesek02275570928351 735e>0061871E641HX02097A-Dej3 A De»on901820446245511680e*0061381e*0(1151eMX01M901820448442461648eMX)61.381HX1.151eMX01G51A_Dewgn4E0.181844»440471.650eW1.3

12、81edX 384eMM1.381eMX1.151HX0.1650ADesinlO0.1817442839451.623e*0061.154e*«0.1651A_De»gnl0.1816454641471.659e*006I.ISIeMX0.1G46A.Dey0631e*0061.381e*(X1.151E0.1648A.DeyK0.1815450845l.S20e*0061.381e4(1.15 脂 AX0.1649A_Des*gn80611e*OOG1.384e-4X1.154eMX0.1650A_Design7*01

13、8144488431.600e*001.381HX1.151HX01650A_Design2r 018124445461616e0061 381HX1 151501647Targets0.213249364044 1.936e«OM1.283e<<X1.053HX0.1970图12设计方案图分析比较1()种Design的Total Cost,综合考虑所需费用以及换热面积，选用Design 2进行后续的优化过程。未优化前的换热网络：图13未优化前的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

14、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。换热网络中存在loop回路。图14 loop回路图在实际操作中，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，将其合并到其他换热器，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，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，旦操作不稳定，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15优化后的换热网络图优化后的换热网络所需要的换热器数目为39台，包括7台热量收利用换热器，可回收热量23

15、31.97KW。7热泵技术分析在无热泵技术的情况下时，组合曲线如图16所示。Qcurnndsc.1Composite Curvesa®C»1000007LOOCrCKBLWkXmLOOOHXel>xw«xe1000r«X8IXIOvXBEnthalpy （kj/h）图16组合曲线（不含节能措施）由图16的组合曲线可以看出，夹点附近存在较长的平台区，经分析可知，蓝 色线的冷流体平台一部分表示醋酸回收塔T0301塔底再沸液体蒸发过程的相变热, 红色线的热流体平台一部分表示甘油解析塔T0402塔顶蒸汽冷凝过程的相变热， 若增加T0402塔压后，T0402

16、塔顶气体温度升高，可作为T0301塔底再沸器的热 源进行换热，实现相变潜热的多效利用。经分析可知，该平台处有一部分为醋酸乙烯酯精制精馄塔（T0401）,塔顶塔 底温差为218°C,旦存在较大的相变热，可以采用热泵技术。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。结合以上两点原因，我们设计 了热泵蒸发的方式来进行有效的能量回收。通过热泵蒸发，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。将醋酸乙烯酯精制精僧塔T0401的冷凝器取消，直接引出塔顶气相

17、，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，由于醋酸乙烯酯产品纯度要求，故 在节流后继续通过较为经济的二次冷凝，用公用工程降温，从而得到符合产品的 要求的醋酸乙烯酯，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 己经达到再沸负荷的要求，其结构如图所示：图18不含热泵精馅流程图表7有无热泵技术对比表项目无热泵分析热泵分析塔顶冷凝能耗(KW)695.849397.559塔底再沸能耗(KW)324.10压缩机功率(KW)043.3524总能耗(KW)1019.949446.9114由上表可知，考虑压缩机做功和冷却器

18、能耗，热泵技术比无热泵技术节省能耗573.0376KW,节省幅度达56.18%。热泵技术节省冷耗42.8%,节省热耗100%。8相变潜热利用（双效精馅）分析双效精馅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 较低的精简塔再沸器的热源。此较低压力精饲塔的再沸器即为较高压力精循塔的 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馅 装置的能耗。本项目将工艺过程中甘油回收塔T0402塔压提高0.2bar后，塔顶气相温度为 331.317C,为高品位的热源。醋酸乙烯酯精制精儒塔T0401为低压塔，塔底再沸 液体的温度为310.814S因此，甘油回收塔T0402的再

19、沸器可以以T0401塔顶气 相作为热源塔顶气相作为热源进行换热，如下图所示：图20原始流股精馅流程图表8普通精俺与双效精俺对比表项目普通精馅双效精馅塔顶冷凝能耗(MW)43.1541.57塔底再沸能耗(MW)52.1540.52总能耗(MW)95.383.09由上表可知，考虑T0401和T0402的塔顶冷凝器和塔釜再沸器能耗，通过相变潜热的多效利用，节省能耗12.21MW,节省幅度为12.8%。9节能技术利用总结使用双效精馅、热泵技术前后的组合曲线如下所示:compos1ie curves350.0350.00.0000 -300.0250.0200.0150.0100.050.005.000

20、e40072. OOOrHMttEnthalpy (kj/h)1.0000081.500e*0082.500e40083.000e*0083.500e*0080.0000图21组合曲线(不含节能措施)目录1概述12原始工艺流股提取13原始工艺流股的能耗分析34工艺流程的改进45改进工艺流股的提取及分析55.1加入双效精儒后流股分析55.2加入热泵精儒后流股分析86换热网络设计117热泵技术分析148相变潜热利用（双效精儒）分析169节能技术利用总结1710总结18图22组合曲线（含节能措施）比较两图可知，在未使用双效精馅、热泵技术时，理论上最少需要热公用工程53990KW,冷公用工程49090

21、KW；在使用双效精馅后，理论上最少需要热公用工程47930KW,冷公用工程23130KW。理论减少热公用工程11.2%,冷公用工程52.9%O在使用热泵精馄后，热公用工程45040KW,冷公用工程42920KW。理论减少热公用工程8.3%,冷公用工程8.7%o可见利用双效精馅、热泵技术可以通过改变组合曲线的温位，改变组合曲线热平台，实现更大程度的热回收，实现节能。10总结在该换热网络中，公用工程使用情况如表9所示：表9该换热网络公用工程信息表项目热公用工程/KW冷公用工程/KW总计/KW直接公用工程（优化前）5399049090103080换热网络设计419803560077580能耗减少量/

22、%21.127.424.7本项目所使用的冷公用工程为：空气、循环冷却水、-25°C冷却剂（液态丙烯）; 所使用的热公用工程为：125°C的低压蒸汽、175C的中压蒸汽、1000°C明火。公 用工程均可由厂区公用工程站和冷冻站提供。综合考虑R0101、R0102使用的公用 工程，本项目公用工程明细如表9所示：表10本项目公用工程明细表公用工程进口温度/°C出口温度/°C介质负荷/KWMP Steam175174中压蒸汽9117.3644LP Steam125124低压蒸汽2427.345Cooling Water2025冷却水5301.733Ai

23、r3035空气5134.087Refrigerant 1-25-20液态丙烯3470.451概述本项目是中石化杨子石化年产5.5万吨醋酸乙烯酯项目。该项目采用乙烯气相 法生产路线，直接以中石化杨子石化生产的工业用醋酸、乙烯为原料，生产5.5万 吨纯度为99.8%醋酸乙烯酯。运行操作成本是一个重要评价参数。原料的预热、精 僧等都是非常耗能的过程，会消耗大量的公用工程。本项目工艺由醋酸乙烯酯生产工段、吸收二氧化碳工段、醋酸乙烯酯分离工 段、醋酸乙烯酯精制工段五个工段组成。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

24、少公用工程的消耗，降低能耗。为此，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。通过对本项目工艺流股温位和换热要求的分析，为了尽可能降低系统能耗费 用以及母厂可供公用工程的来源，本换热网络需要的冷公用工程包括循环冷却水、 空气和冷冻剂，热公用工程包括为125°C的低压蒸汽、175°C的中压蒸汽、100CTC 明火，均可由厂区公用工程站和冷冻站提供，形成与母厂的公用工程集成。通过对系统工艺流股的能耗分析，为了尽可能地利用组合曲线平台区潜热， 在工艺流程中采用了双效精馅技术和热泵技术，并进一步进

25、行了换热网络的集成 和优化，可以回收热量27540.15KW,占比8.9%,双效精饷技术和热泵精儒技术 的采用消耗能量约31KW，总计节约能量约10751.97KW。2原始工艺流股提取根据所设计的工艺流程的Aspen模拟结果，由Aspen Energy Analyzer V9分析 后提取的流股如下表1和表2所示。表中并不包含反应器R0101、R0102所需的换 热要求，其解决方案在下节工艺流股能耗分析中进一步说明。表1工艺过程物流信息表（不含节能措施）过程流股换热器名称进口温度厂C出口温度厂C热负荷/KWTOIOIDTO EOIOIOUTE0101151.69716059.496R0102OU

26、TTO E0102UTE0102165.098150-111.982E0102UTTO E01030UTE0103150130-144.618E01030U TO E02010UTE020113060-2962.8E0201 OUT TO E02020UTE02026040-320.017X020301 TO E02030UTE0203159.97830-369.152P0201OUTTO E02040UTE0204119.51825-85.9796T0204D TO E02050UTE0205119.94960-202.021T0203DTOE03010UTE030I96.88983-226

27、1.13X030I02TOE03020UTE0302128.2720-37.8068X030101 TO E03030UTEO3O3128.2740-12.4785P04020UT TO E0401OUTE0401311.87690-29252.1表2塔设备物流信息表（不含节能措施）塔位号换热器类型进口温度/c出口温度/°C负荷/KWT0101Reboiler172.4172.71846.17T0204Reboiler127.2133.7491.198T0204Condenser120.3119.9-183.038T0301Reboiler125.1128.38262.7T0301C

28、ondenser96.930-5812.67T0302Reboiler102.5102.7218.126TO3O3Reboiler64.566.9317.186TO3O3Condenser81.560.0-44.0854T0401Reboiler298.3312.730301.3T0401Condenser144.694.6-844.94T0402Reboiler312.7312.83081.32T0402Condenser308.1279.3-2974.063原始工艺流股的能耗分析在Aspen Energy Analyzer V9中评估了最小传热温差对系统经济性的影响，获 得系统总费用与最小

29、传热温差的关系曲线如图2所示。-f1J3-Range Targetsa 152a isoDeltaTmin (C)a 164(s>sos%普建 xapulwo。46a图1总费用-最小传热温差关系曲线图（不含节能措施）由图1可以看出，传热温差为2笆时总费用最小，因此选取最小传热温差为2°Co在此最小传热温差下的过程组合曲线见图2,总组合曲线如图3所示。uoinposi ie curves0. 00005. 000<H0071.000c*0081.500e40082.000e*0(»2.500e4083.000e*008Enthalpy (kj/h)G) aJnwe

30、dBef3.500e*008图2过程组合函线图（不含节能技术）550.0G)<v-Iruca.IMsa>t-0.00000.00002.000*014.000«+007«. 000«+0078.000*0? l.OOOe+OOT 1.200*081.400e+008l.M>0e-HX)8Enthalpy (kj/h)Grand Composite Curve图3优化前的总组合曲线图（不含节能技术）图2所示的组合曲线表明工艺流股中所有热流股和冷流股的换热量及温位要 求。除了上述工艺流股的换热任务外，本系统中还有反应器R0101、R0I02有换热 要

31、求，可以选用公用工程或工艺流股来实现。其中，醋酸乙烯酯合成反应器反应 器R0101反应放热，反应温度为165°C,由图3的总组合曲线可知，系统中没有合 适的热工艺流股可以利用，所以使用热公用工程中压蒸汽对R0101进行换热。之 后的分析都在Aspen模拟中加入反应器所需利用的中压蒸汽进行分析。4工艺流程的改进由图2的组合曲线可以看出，夹点附近存在较长的平台区，经分析可知，蓝 色线的冷流体平台一部分表示醋酸回收塔T0301塔底再沸液体蒸发过程的相变热, 红色线的热流体平台一部分表示甘油解析塔T0402塔顶蒸汽冷凝过程的相变热， 若增加T0402塔压后，T0402塔顶气体温度升高，可作为

32、T0301塔底再沸器的热 源进行换热，实现相变潜热的多效利用。平台区一部分醋酸乙烯酯精制精馅塔T0401塔顶及塔底的相变热，而且T0402 塔顶、塔釜温度差为34笆，该塔可以通过双效精馄、热泵技术提高塔顶流股温位, 用以加热T0401塔釜流股，增加系统内部换热量，减少公用工程的消耗量。5改进工艺流股的提取及分析5.1加入双效精馅后流股分析加入双效精饲后，在ASPEN中重新模拟全流程，得到新的流股信息见表3和表4.表3工艺过程物流信息表（含节能措施）过程流股换热器名称进口温度/°C出口温度/°c热负荷/KWTOIOIDTO E01010UTE010I151.69716059.

33、496O2 TO E0I02C0IE010220251.83932T0101WT0E0102H01E0102172.65767.1171.83932R0102UTTOE0I03OUTE0103165.098150-111.982RO 103OUT TO EO104OUTE0104150130-144.618E01040UTOE02010UTE020113060-2692.8E02010UT TO E02020UTE02026040-320.017X020301 TO E02030UTE0203159.97830-369.152P0201 OUT TO E02040UTE0204119.5182

34、5-85.9796T0204D TO E02050UTE0205119.94960-202.021T0203D TO E03010UTE030I96.88983-2261.13X030102TOE03020UTE0302128.2720-37.9068X030101 TO E03030UTE0303128.2740-12.4785T0402D TO E0401H01E04013313205102.15X040202TQE0401C01E0401310.04311.9775102.15P0401 OUT TO E04020UTE0402329.544315-518.962表4塔设备物流信息表（含节能措施）塔位号换热器名称进口温度/笆出口温度/笆热负荷/KWT0101Reboiler172.4172.71846.18T0204Reboiler127.2233.7491.199T0204Condenser12