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1、扬子石化年产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浙江大学怦然心动团队李盛巧、喻虹羽、王挺、王啸、蓝佳龙目录一、换热网络设计概述 错误 !未指定书签二、工艺流股提取 错误 !未指定书签三、确定能量目标 错误 !未指定书签四、较大能量回用的换热网络设计 错误 !未指定书签五、分隔壁塔的节能效果分析 错误 !未指定书签六、热泵精馏的节能效果分析 错误 !未指定书签6.1 利用热泵精馏节约冷热公用工程 错误 !未指定书签。6.2 利用热泵精馏改变组合曲线以增大能量回收 错 误 未指定书签。七、总结 错误 !未指定书签。换热网络设计概述本项目为扬子石化设计一生产对二甲苯 （）的分厂， 运
2、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、甲苯歧化和烷基转移工段、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 C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的预热和塔釜的 再沸器加热等过程，所使用的热公用工程为1.4、325C的低压蒸汽、4.3、425C 的高压蒸汽和加热炉所燃烧的燃气。冷公用工程使用本项目厂
3、区内的循环水站和冷冻站产生， 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和热泵精馏等技 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。工艺流股提取过程流股的提取如下:表2.1工艺过
4、程物流信息表中间过程流股流股过程进口温度/C出口温度/C加热器名称10210348.971201015164.1920420594.88379.0620112113.5207 208379.062520314546.421221325.41002041266.6830330496.4384.2330157563.5305306384.235030263372.53183193580303727.173308309351003046771.7314315161.3253053003.34417167.43504041571.7540941067.29373.5440116323.54124133
5、76.762540218372.941541651404032433.444181146.36504054569.14421422144.71144.240616899.31419420218.72175.1540784615.56424425167.4616840784615.56表2.2塔设备物流信息表塔设备流股|过程名称进口温度/C出口温度/C10286.4386.2426473.4102165.07166.8328190.6101146.72146.3832577.5101188.04188.9832105.520173.55-42724.43201135.41146.073130.9
6、230169.65493160.78301116.61116.973717.7630286.21202823.7302135.62136.696127.3940289.14101477.07402162.09162.571901.430387.6986.7546205.6303161.14161.345359.8确定能量目标将上述工艺流股信息输入到 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。Rnge Targets1C2CDeltaTmin(C)n Tgqj TgipM图3.1总费用与关系曲
7、线在图中选取总费用最小且变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 17C。在设定最小传热温差后，获得的组合曲线如图 3.2所示: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*10 8，即124.42 ;需要冷公用工程能量为5.014*10 8,即卩 139.28 ;最小换热器数目为36个；夹点温度 178.1 C、161.1 To得到的总组合曲线如图3.3所示:Grand Composite Curve超甲3010 t=swo 4200巧1EM.0 J1悦0 3SODOi1 MHO*2 0WbD33 01 j&*-iO
8、：4 0KbM)03I ir- !l -El lit悄Qy ( kJ4i)识.讥- DOO0OM6 0C |0-10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400C，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。需要达到的最低温度为-5C,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
9、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，按照最小换热器台数原则，还可以撤去0，这若干台换热器，从换热网中可以看到，有些换热器能量很小，甚至接近 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
10、器计算是有出入的，因为不应作为常数处 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，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费。在换热网络中出现的换热器回路也是使得操作费用增加的原因，在实际操 作中，一般不能有回路的存在，故应该合并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 V8.0的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
11、之间的“通路”来调节各上的换热量，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。设计中包含 8个流股热量回用的换热器，可回收热量6.482*10 8，即180.06，回收能量达40.51%。经过优化后，节能180.06。共需要冷公用工程139.28，热公用工程124.42。所使用的冷公用工程为：冷却水（20C）、冷冻盐水（-25C）；所使用的热公用工程为：中压蒸汽（4.1 ）、低压蒸汽（1.4 ）、燃气（1000C）。五、分隔壁塔的节能效果分析
12、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
13、离工段的第一三苯分离工 段分隔壁塔102与甲苯甲醇烷基化工段的第二三本分离分隔壁塔 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5.1101分隔壁塔与双塔分离节能效果比较表双塔分离隔壁塔102节能比率苯塔甲苯塔塔顶冷负荷13594.118856.227594.315.0%塔釜热负荷15249.118748.929311.713.8%总的热负荷28843.237605.156906.014.4%表5.1301分隔壁塔与双塔分离节能效果比较表双塔分离隔壁塔303节能比率二甲苯塔苯塔塔顶冷负荷53319.8416684.343627.737.68%塔釜热负荷52480.1179
14、48.843222.038.63%总的热负荷105799.9434633.186849.738.16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 C,塔底温度为167.46C,温差仅22.71 C。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 C、139.7 C。Composite Curves43d 0 -IM 0 -(oj 巴耳EualdLJll)230.3 -150 0 f190.0 M DO D lOOD ；M.0Da QDoa j aa4Q i 伽e 0M-c
