年产6万吨超高分子量PMMA项目设计
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年产6万吨超高分子量PMMA项目 能量回收的换热网络设计
目录
能量回收的换热网络设计 3
一、概述 3
二、工艺流股提取 5
三、确定能量目标 5
四、换热网络设计 9
五、HIDIC热耦合塔 11
六、总结 13
能量回收的换热网络设计
一、概述
在大型化工过程中，存在大量需要换热的流股，一些物流需要被加热，一些物流需要被冷却。为提高能量利用率，节约能源与资源，需要进行换热网络设计，优先考虑系统中各流股之间的换热，各流股与不同公用工程之间的匹配，以实现最大限度的热量回收，尽可能提高过程的热力学效率，实现更好的系统设计。
本项目是为总厂设计生产PMMA的分厂。本项目采用异丁烯直接甲基化法的工艺，由MAL合成精制工段、MMA合成精制工段、MMA本体聚合工段三个工段组成。原料预热和产品分离等都是非常耗能的过程，流程中冷热流股均较多，潜在热量可供回收，通过对换热网络的设计，以尽可能地实现流程内部热量的集成和最大化利用，以减少公用工程的消耗，从而减少能耗。为此，我们运用Aspen Energy Analyzer V7.2来进行换热网络设计，并寻找可能节能的措施，以最大限度地降低成本。
本项目需要的冷公用工程包括冷却水、冷冻盐水和脱盐水，需要的热公用工程包括低压蒸汽和高压蒸汽，可由园区提供。
为充分集成过程中的能量，本项目采用了内部热集成精馏塔的节能措施。热耦合精馏充分利用了精馏段塔壁，具有较大热平台的精馏塔，通过改变流股温位使原本不能换热的流股存在换热的可能，从而提高能量利用率。
在分离方案对比中，我们将HIDiC与普通精馏塔的能耗进行了对比，结果如下：
图1-1甲醇水普通精馏塔热负荷
图1-2采用HIDIC热耦合塔热负荷
图1-3 HIDIC板间耦合热量
如图所示通过上述节能措施及热集成技术，本项目中HIDIC节能6.526Gcal/h，采用热耦合后的能耗为普通精馏能耗的60.2%，综合节能39.8%。共需要冷公用工程11.6MW，热公用工程10MW，实现了较大程度的能量回收利用。
二、工艺流股提取
工艺流股提取如下：
表2-1 工艺过程物流信息表（不含HIDiC精馏塔）
物流
进口温度℃
出口温度℃
热负荷KJ/h
103_To_109
86.2
277.0
3924370.0
102_To_111
389.0
80.0
6713700.1
112_To_113
120.0
40.0
6338432.3
To Reboiler@T0203_TO_208
99.5
100.0
7942691.4
To Condenser@T0203_TO_207
62.8
50.2
7023243.6
To Reboiler@T0102_TO_125
91.1
97.0
969035.9
To Reboiler@T0205_TO_221
114.3
114.8
7215901.0
To Condenser@T0205_TO_222
54.5
54.0
7850092.9
To Condenser@T0103_TO_130
55.7
44.9
680129.6
To Reboiler@T0103_TO_132
62.6
65.1
1022687.7
Q-Decanter from Stage 2@T0103
55.7
56.2
0.0
R0201A_heat
21.1
50.0
7327874.9
S0101_heat
40.0
40.5
68983.0
三、确定能量目标
将上述工艺流股信息导入Aspen Energy Analyzer V7.2中，选择适宜的公用工程，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—最小传热温差曲线如图3-1所示：
图3-1 总费用-最小传热温差曲线（不含HIDiC精馏塔）
选择最小传热温差为15℃，得到组合曲线如图3-2所示：
图3-2 组合曲线（不含HIDiC精馏塔）
图中存在较大平台区，一部分是精馏塔塔顶塔底的相变热，可以通过HIDiC精馏技术提高精馏段温位，增加系统内部的换热量，减少公用工程的使用。其中甲醇水精馏塔T0205塔顶塔底温差为7℃，且存在较大的相变热，可以采用HIDiC精馏。在Aspen中重新模拟流程，导入Aspen Energy Analyzer V7.2中，得到新的流股信息，如表3-1以及表3-2所示：
表3-1 工艺过程物流信息表
物流
进口温度℃
出口温度℃
热负荷KJ/h
103_To_109
86.2
277.0
3924370.0
102_To_111
389.0
80.0
6713700.1
112_To_113
120.0
40.0
6338432.3
To Reboiler@T0203_TO_208
99.5
100.0
7942691.4
To Condenser@T0203_TO_207
62.8
50.2
7023243.6
To Reboiler@T0102_TO_125
91.1
97.0
969035.9
To Reboiler@T0204A_TO_214
97.7
98.9
22542811.3
To Condenser@T0204B_TO_215
89.5
87.4
28216253.9
To Reboiler@T0205_TO_221
114.3
114.8
7215901.0
To Condenser@T0205_TO_222
54.5
54.0
7850092.9
To Condenser@T0103_TO_130
55.7
44.9
680129.6
To Reboiler@T0103_TO_132
62.6
65.1
1022687.7
Q-Decanter from Stage 2@T0103
55.7
56.2
0.0
R0201A_heat
21.1
50.0
7327874.9
S0101_heat
40.0
40.5
68983.0
在Aspen Energy Analyzer V7.2的能量分析器中，对最小传热温差进行经济评估，获得总费用—最小传热温差曲线如图3-3所示：
图3-3 总费用—最小传热温差曲线（含HIDiC）
为保证换热面积不会过大，最小传热温差取15℃，组合曲线如图3-4所示：
图3-4组合曲线（含HIDiC）
分析组合曲线我们可以得到系统热集成的能量目标：
Ø 冷公用工程11.6MW
Ø 热公用工程10MW
Ø 系统的冷公用工程能耗较大
Ø 夹点温度为106.12℃、91.12℃
Ø 得到总组合曲线如图3-5所示：
图3-5 总组合曲线（含HIDiC）
对曲线以及工艺流股的温位进行分析，选用公用工程如表3-3所示：
表3-3 公用工程选用表
公用工程
进口温度/℃
出口温度/℃
LP Steam
125
124
HP Steam
300
299
Air
30
35
Cooling Water
20
30
Refrigerant 1
-25
-24
HP Steam
250
249
四、换热网络设计
换热网络的设计自由度较大，获得的方案也较多，但合理的换热网络需要经过筛选与优化。在设计换热网络时，需要考虑流股换热的合理性，以节能综合经济效益为目标进行换热网络的优化。在Aspen Energy Analyzer V7.2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，设计方案如图4-1所示：
图4-1 优化前的设计方案
该换热网络方案设计的较为繁琐，公用工程换热器有16台。依据最小换热器原则，可以撤去若干台换热器，该设计方案中有部分换热器换热面积很小，热负荷也很小，可以删去。当一流股与多种公用工程进行换热时，可适当减少操作费，但会增加换热器数目和设备费。比如一流股先后使用冷却水和冷剂制冷时，如果冷却水冷却的负荷较小，则可直接使用冷剂制冷，以节省一台换热器的设备费。
换热网络中存在较多回路，换热网络中一般不允许回路的存在，可以删去负荷或换热负荷较小的换热器，将其合并到回路中其他的换热器，打破回路，减少换热器数目，再通过路径进行网络松弛。
另外，相距较远的物流间换热会使管路成本增加，增加设备投资，且操作不稳定，此类换热匹配需删除。
经以上调节优化后，最终的优化方案如图4-2所示：
图4-2 优化后的设计方案
优化后的换热网络所需换热器台数为17台，包括5个流股热量回收利用的换热器，数目减少且结构更为精简，公用工程负荷如表4-1所示：
表4-1 公用工程对比表
项目
冷公用工程/MW
热公用工程/MW
总计/MW
直接公用工程
15.07
13.45
28.52
换热网络设计
11.6
10.0
21.6
能量减少量/%
23.1
25.7
24.3
经过优化后，节能6.92MW，需要冷公用工程11.6MW，热公用工程10MW。需要的冷公用工程包括冷冻水和冷冻盐水，需要的热公用工程包括低压蒸汽和高压蒸汽，可由园区公用工程站和本厂废热锅炉提供。
五、HIDIC热耦合塔
在常规精馏塔中热量由再沸器引入再由冷凝器排出，大部分的能量损失在诸
如塔的压降以及通过换热器的温差上，只有少部分能量用于减小产品的熵。而HIDiC由于应用了内部热耦合技术将这些热量提高等级并使之足以用于再沸过
程，去除了常规精馏塔中的再沸器和冷凝器，并且令精馏段的热量向提馏段传递，
这样就减小了塔顶和塔底较大温差造成的热量流失，大大提高了精馏操作的热力
学效率。其基本的工作原理如图a所示，精馏段放出热量，其内部产生液相流;而提馏段吸收热量，其内部产生气相流，从而保证了分离所必需的气相流和液相流，也因此得以节省一套冷凝器和再沸器。
图6-1 内部热耦合精馏塔原理图（a） 图6-1 内部热耦合精馏塔原理图（b）
而从图6-1（b）中可以看到，HIDiC的操作线形状与走向上都和平衡线非常类似。这样HIDiC中传质推动力的分布就比常规精馏塔的分布均匀的多，系统的不可逆性得到了有效的降低，完成相同的传质任务所需的推动力较最小回流比下的常规精馏塔也更小，所以HIDiC比常规精馏塔更加节能，具有很高的节能潜力。
甲醇水精馏塔T0205操作压力为0.1MPa（再沸器），理论板数20块，进料压力为0.1MPa，进料温度为46℃，进料板为第10块，进料流量为1937.556kmol/h，进料组成摩尔分数为甲醇0.148，甲基丙烯酸甲酯734PPM，正己烷96PPM，甲基丙烯酸621PPM，氮气15PPM，水0.851，异丁烷839PPM，甲基丙烯醛72PPM，氧气6PPM。工艺要求为塔顶甲醇回收率为99.99%，塔釜水回收率98%。
对该塔按照两种工况进行逐板计算，基本工况是未添加内部热耦合工况，工况1热耦合的分段塔板为第10块，即精馏段10块塔板，提馏段10块塔板。两种工况塔顶、塔底分离要求均相同。对两种工况进行模拟，结果如表6-1所示：
表6-1 脱甲醇塔两种工况工艺参数比较表
工艺参数
基本工况
HIDiC工况
理论塔板数
20
20
回流摩尔比
2
2
温度/℃
冷凝器
61.4
87.78
塔顶
64.4
90.1
进料板
81.3
85.1
18板
96.8
98.7
19板
98.6
98.9
底板
99.3
99.1
塔釜
99.3
99.1
热负荷/kW
冷凝器
--8444.4
-8063.5
再沸器
10659.5
662.5
中间再沸器
0.0
0.0
总能耗/kW
19103.9
8726
使用内部耦合技术后，冷凝器负荷为8063.5kW，再沸器负荷为662.5kW，比不使用HIDiC技术节能10377.9kW。
添加热耦合技术后，提馏段的操作线更加靠近平衡线，即塔内分离过程的推动力减小，提高了分离过程的可逆性，使能量利用的效率更高；也由于操作线更加靠近平衡线，完成相同的分离任务，操作费用的节省远远大于设备费用的增加。
可见内部热耦合技术在甲醇水精馏塔回收甲醇时的应用减少了公用工程的使用量，取得了良好的节能效果以及经济效益。
如图所示通过上述节能措施及热集成技术，本项目中HIDIC节能10.38MW，采用热耦合后的能耗为普通精馏能耗的60.2%，节能39.8%.共需要冷公用工程11.6MW，热公用工程10MW，实现了较大程度的能量回收利用。
六、总结
本项目使用了热集成节能技术，运用Aspen Energy Analyzer V7.2软件，实现了系统中较大能量的回收。过程中还使用了HIDiC等新型节能技术，节约了大量能量。
我们设计的优化换热网络图如下：
图7-1 换热网络设计方案
本项目通过热泵精馏、中间再沸器技术及热集成技术，换算后节能6.92MW，需要冷公用工程11.6MW，热公用工程10MW，实现了较大程度的能量回收。冷公用工程包括冷冻水和冷冻盐水，需要的热公用工程包括低压蒸汽和高压蒸汽，可由园区公用工程站和本厂废热锅炉提供。公用工程明细如表7-1所示：
表7-1 公用工程明细表
公用工程
进口温度
/℃
出口温度
/℃
介质
用量
吨/小时
负荷
/KW
LP Steam
125
124
低压蒸汽
14
9000
Cooling Water
20
30
冷却水
2409
13973
Refrigerant 1
-25
-24
氯化钙溶液
61
1840
HP Steam
250
249
高压蒸汽
3.4
1639
HP Steam
300
299
高压蒸汽
1
367.2
12
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