年产55万吨对二甲苯项目附录三较大能量回用的换热网络设计.docx

1、年产55万吨对二甲苯项目附录三较大能量回用的换热网络设计年产55万吨对二甲苯项目较大能量回用的换热网络设计附录三一、 换热网络设计概述 本项目为设计一生产对二甲苯（PX）的分厂，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。本项目采用甲苯甲醇烷基化制取对二甲苯工艺，该工艺由三苯分离工段、甲苯甲醇烷基化工段、甲苯歧化及烷基转移工段、异构化工段四个工段组成。从整个工艺流程来看，本项目需要较大量的公用工程，包括冷却水、-25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

2、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1.4MPa、325的低压蒸汽、4.3MPa、425的高压蒸汽及加热炉所燃烧的燃气。冷公用工程使用本项目厂区内的循环水站及冷冻站产生，热公用工程集成厂址所在地的南京市化学工业园区的蒸汽系统。为了充分集成过程中的热量，本项目采用了分隔壁塔等设备及热泵精馏等技术。分隔壁塔通过汽、液相的互逆流动接触而直接进行物料输出和能量传递，是一种经典的内部热耦合精馏节能技术。它将两座分离精馏塔结合为一座，在进行物料集成的同时减少了冷凝器与再沸器的数目，节约了冷热公用工程的用量，减少了能耗；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

3、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。二、 工艺流股提取过程流股的提取如下：表2.1工艺过程物流信息表中间过程流股流股过程进口温度/出口温度/加热器名称Heat Duty/kW102 To 10348.97120H-1015164.19204 To 20594.88379.06H-20112113.5207 To 208379.0625H-20314546.4212 To 21325.4100H-2041266.68303 To 30496.4384.23H-30157563.5305 To 306384.2350H-30263372.5318 To 319

4、3580H-303727.173308 To 30935100H-3046771.7314 To 315161.325H-3053003.34417 To PRO-PX167.4350E-4041571.75409 To 41067.29373.54E-40116323.5412 To 413376.7625E-40218372.9415 To 4165140E-4032433.44418 To PRO-PX1146.3650E-4054569.14421 To 422144.71144.2E-40616899.31419 To 420218.72175.15E-40784615.56424

5、To 425167.46168E-40784615.56表2.2塔设备物流信息表塔设备流股过程名称进口温度/出口温度/Heat Duty/kWT-102-TOP86.4386.2426473.4T-102-BOTTOM165.07166.8328190.6T-101-TOP146.72146.3832577.5T-101-BOTTOM188.04188.9832105.5T-201-TOP73.55-42724.43T-201-BOTTOM135.41146.073130.92T-301-TOP69.65493160.78T-301-BOTTOM116.61116.973717.76T-302

6、-TOP86.21202823.7T-302-BOTTOM135.62136.696127.39T-402-TOP89.14101477.07T-402-BOTTOM162.09162.571901.4T-303-TOP87.6986.7546205.6T-303-BOTTOM161.14161.345359.8三、 确定能量目标将上述工艺流股信息输入到Aspen Energy Analyzer V8.0，其中排除的几个流股不输入，使得组合曲线便于分析。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-温差关系曲线如图2.1所示。图3.1 总费用与Tmin关系曲线在图中选取总费用最小且变

7、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。此处选取最小传热温差为17。在设定最小传热温差后，获得的组合曲线如图3.2所示：图3.2 组合曲线从组合曲线上我们可以得到我们热集成所的能量目标；需要的热公用工程能量为4.479*108kJ/h，即124.42MW；需要冷公用工程能量为5.014*108kJ/h，即139.28MW；最小换热器数目为36个；夹点温度178.1、161.1。得到的总组合曲线如图3.3所示：图3.3 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400，因此需要燃气炉进行加热，同时为了节约公用工程用量应该使用多种蒸汽以降低蒸汽消耗。需要达到的

8、最低温度为-5，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。四、 较大能量回用的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。我们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。设计方案如图所示：图4.1 优化前的设计方案首先，我们以换热量和公用工程分流比率为变量，对该方案进行优化，使得其总的操作费用最小，优化后的设计方案如下图所示：图4.2 优化后的设计方案该换热网络的换热器数目为66台，按

9、照最小换热器台数原则，还可以撤去若干台换热器，从换热网中可以看到，有些换热器能量很小，甚至接近0MW，这些换热器的设置并不合理，可以撤除。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

10、费。在换热网络中出现的换热器Loop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Loop回路的存在，故应该合并Loop内的两台或多台换热器，使得回路被打破，系统自由度降低。以上三个原因增加了换热器台数，用Aspen Plus V8.0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，最后获得换热网络如图4.3所示。图4.3 实施的设计方案优化后最终实施的换热网络所需换热器台数为33台，数目减少且结构更为精简。设

11、计中包含8个流股热量回用的换热器，可回收热量6.482*108kJ/h，即180.06MW，回收能量达40.51%。经过优化后，节能180.06MW。共需要冷公用工程139.28MW，热公用工程124.42MW。所使用的冷公用工程为：冷却水（20）、冷冻盐水（-25）；所使用的热公用工程为：中压蒸汽（4.1MPa）、低压蒸汽（1.4MPa）、燃气（1000）。五、 分隔壁塔的节能效果分析 热偶精馏是通过汽、液相的互逆流动接触而直接进行物料输送和能量传递的流动结构，即从某一个塔内引出一股液相物流直接作为另一个塔的塔顶回流，或引出汽相物流直接作为另一塔的塔底汽相回流，从而实现直接热偶合。热偶精馏通

12、常用于三组分物系的分离。分隔壁塔即是利用热偶精馏技术的一种经典的内部热耦合精馏节能设备，它由一个主塔和一个副塔组成，副塔起预分离作用无冷凝器和再沸器。由于分隔壁结构节省了1个冷凝器和1个换热器而使设备投资减少，而且由于塔内返混程度减少，分离过程的热力学效率提高而节能。分壁塔与常规精馏塔相比，降低能耗和节省投资均在10-30左右。本项目中共使用了两处分隔壁塔，分别为三苯分离工段的第一三苯分离工段分隔壁塔T-102与甲苯甲醇烷基化工段的第二三本分离分隔壁塔T-303。与普通的双塔分离相比分隔壁塔的节能效果如以下两表所示。表5.1 DWC-101分隔壁塔与双塔分离节能效果比较表双塔分离隔壁塔T-10

13、2节能比率苯塔甲苯塔塔顶冷负荷/kW13594.118856.227594.315.0%塔釜热负荷/kW15249.118748.929311.713.8%总的热负荷/kW28843.237605.156906.014.4%表5.1 DWC-301分隔壁塔与双塔分离节能效果比较表双塔分离隔壁塔T-303节能比率二甲苯塔苯塔塔顶冷负荷/kW53319.8416684.343627.737.68%塔釜热负荷/kW52480.117948.843222.038.63%总的热负荷/kW105799.9434633.186849.738.16综合以上两表，我们可以看到分隔壁塔有显著的节能效果。相较于不使

14、用分隔壁塔的两塔精馏，使用分隔壁塔共节约能源30.51%。同时，由于减少了一个冷凝器与再沸器，还减少了设备投资。六、 热泵精馏的节能效果分析本项目工艺过程中异构化工段的邻二甲苯塔T401，其塔顶温度为144.75，塔底温度为167.46，温差仅22.71。同时在无热泵精馏的情况下，组合曲线如下图所示，夹点温度为156.7、139.7。图6.1 无热泵条件下的组合曲线因此，该精馏塔塔顶塔底温度跨越夹点。同时，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。如果通过改变物质的汽化温位，使得热平台的温位发生变化，就可以使两平台错开，从而回收更大部

15、分的热量。结合以上两点原因，我们设计了热泵精馏的方式来进行有效的能量回收。6.1 利用热泵精馏节约冷热公用工程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。其节能原理如图。图6.2 热泵在过程中的作用通过热泵精馏，将功转化为热能，提升流股的温度品味，使原本不能换热的流股可以进行换热，从而使得冷热公用工程的用量均有所减少。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。本过程中，将塔T401塔顶冷凝器取消，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，从而可以跨过夹

16、点，给塔底的物料的汽化提供能量。其结构如下图所示。1- 精馏塔；2-压缩机；3-节流阀；4-辅助冷却器；5-塔底再沸器图6.3 塔顶气相压缩式热本精馏流程若不使用热泵精馏，其塔顶冷却能耗为84678.06kW，塔底加热能耗为85004.07kW；使用热泵精馏时，压缩机电耗为17231.85kW，辅助冷却器冷却能耗为16905.36kW。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56692.79kW。普通精馏与热泵精馏能耗对比如下表所示，总能耗节约了56.62%。表 6.1 普通精馏与热泵精馏能耗对比表普通精馏热泵精馏节能率/%冷却能耗/kW8467

17、8.0616905.3680.04加热能耗/kW85004.0756692.7933.31总能耗/kW169682.173598.1556.626.2 利用热泵精馏改变组合曲线以增大能量回收在无热泵精馏时，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。在引入热泵精馏之后，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。在未使用热泵精馏技术时，换热过程的组合曲线如图6.1所示。理论可回收能量为104.58MW，能量回收率为20.69%。在使用热泵精馏后，换热过程的组合曲线如下图所示。理论

18、可回收能量为186.305MW，能量回收率达40.61%，为之前的一倍左右。图6.4 带热泵精馏时的组合曲线可见，利用热泵精馏技术可以通过改变组合曲线热平台的方式实现有效的能量回收，实现节能。七、 总结本项目使用了热集成节能技术，运用了Aspen Energy Analyzer软件，实现了较大能量回用的换热网络设计。过程中还使用了分隔壁塔、热泵精馏等新型节能技术，节约了大量能量。我们设计的优化的换热网络图如下：图7.1 换热网络设计方案本过程，由于采用了热集成技术，节能180.06MW。共需要冷公用工程139.28MW，热公用工程124.42MW。所使用的冷公用工程为：冷却水（20）、冷冻盐水（-25）；所使用的热公用工程为：中压蒸汽（4.1MPa）、低压蒸汽（1.4MPa）、燃气（1000）。相较不采用热集成技术直接用公用工程进行换热的换热网络，能量回收率（节能率）达到40.51%。过程中，由于采用了分隔壁塔，实现了减少设备投资的同时节约能量消耗。相比不使用分隔壁塔，分隔壁塔节约能量63.13MW，节能率达30.51%；同时，本项目还使用了热泵精馏技术，相比不使用热泵精馏技术的分离塔，热泵精馏节约能量96.08MW，节能率达56.62%。同时热泵精馏还将系统的能量回收率从20.69%提高到了40.51%，实现了大幅度的节能。