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1、热机、热泵的位置,热机的位置：不能跨越窄点，应放于窄点 之上，或窄点之下； 热泵的位置：应跨越窄点 但由于热泵能提高的温度不是很高，只有对前图中的温度提高不大的情况下才能适应。,46 加热炉在过程组合中的适宜布局,（1）加热炉烟气温焓模型 传统的过程设计中，加热炉的设计仅仅是为了满足工艺负荷的要求，在有剩余烟气余热的情况下用于空气预热和锅炉给水预热等。 加炉炉的传热一般分为辐射和对流两段。 辐射段温度驱动力不是设计需考虑的主要因素。而在对流段由于烟气温度要低得多，所以炉管传热面积可按烟气和工艺物流间的温差驱动力来确定。加热炉的温焓曲线可简化为一条直线，烟气可以恒定热容流率（质量流率与比热容的乘
2、积）表示，使之从理论火焰温度冷却至大气温度T0。虽然实际上达不到理论火焰温度且烟气热容是温度的函数，但为了说明问题方便，仍可以此温度作为烟气温度温焓线的参考起始点，并可以得到较为正确的结果，因为在对流段的较低温度区间内，烟气的热容随温度的变化很小。,将烟气温焓线和过程总综合曲线画在一起，就可以确定最小燃料耗量。这是在工艺过程设计和加热炉设计之前就可以获得目标燃料耗量的方法，即不需知道炉管根数、管径及其出入炉温度和其它参数。,（2）传统的空气预热方法,习惯上总是认为增加空气预热可以提高加热炉效率和降低燃料耗量。如下图所示可以看出其影响。图中不带烟气预热的烟气温焓线以虚线表示，而空气对燃料比率保持
3、不变的带空气预热的烟气线以实线表示，显然空气预热后理论火焰温度上升，其结果是烟气线的斜率变陡了，导致烟气从烟囱排弃的热损失降低，降低的燃料耗量热值相当于助燃空气所获得的热量。 如右图所示：工艺过程所需的最低供热量为Qhmin，当窄点温差为50 时是1300kW，窄点温度为400 （烟气窄点温度为425 ，工艺冷流窄点温度为375 ）。如不用空气预热则理论火焰温度为1500 。,如尾端烟气在热流窄点温度下离开加热炉时，所需燃料为： 燃料=Qhmin+(烟气窄点温度T0)* 烟气热容流率 1790kW 然而，425 的烟气是足以用来预热空气的，设最小允许离开烟囱的烟气温度为200 ，则最高空气预热
4、温度是270 。这时新的理论火焰温度为1725 ，并可计算出新的燃料耗量： 燃料hmin+(200-T0)*烟气热容流率=1480kW 所以助燃空气预热可节省燃料17%。 以上是有传统方法设计的优化结果，烟气流率和烟囱排弃温度已经是最低了，似乎没有改进的余地了。,（3）用窄点技术考虑的空气预热,如果把工艺过程和加热炉作为一个整体来考虑，预热空气就意味着引入了一股以前没有考虑的冷物流，根据窄点金法则，引入冷物流只有当其温度低于窄点时才是有效的，因为它增加了低于窄点部分的冷物流热量从而有助于降低冷公用工程（如冷却水）。同时窄点金法则也告诉我们：最大的空气预热温度应该等于冷流的窄点温度。如果空气和燃
5、料的预热需要QR的热量，则工艺过程所消耗的冷公用工程量也下降QR，但更重要的是燃料耗量也按下式降低了（即燃料量等于烟气放热量减去空气和燃料的预热量）。 燃料=Qhmin+( TPH -T0)*Cp烟气-（TPC-T0）*（Cp空气+Cp燃料） 由于 Cp烟气= Cp空气+Cp燃料 燃料= Qhmin+（TPH -TPC）* Cp烟气 也即 燃料= Qhmin+窄点温差* Cp烟气 (1) 如果燃料不预热或没有预热到窄点温度，则上式做如下修改： 燃料= Qhmin+窄点温差* Cp烟气+ Cp燃料*（TPC T燃料） (1a) TPH-热物流窄点温度 TPC-冷物流窄点温度 T燃料-燃料温度,以
6、上述公式为前提的结果令人吃惊，因为当窄点温差为0且燃料又完全预热的话，可以得到燃料量等于最小热公用工程Qhmin，即可以得到100%的加热炉效率。即使窄点温差在合理的范围内，且假定燃料不预热，也可以算出很高的加热炉效率。 用公式（1a）可以计算得出这时的燃料是1379kW，而用传统优化方法所得到的燃料是1480kW，其差别主要在于加热炉和过程是否组合在一起考虑。传统的方法中，空气预热温度只能加热到270 ，而冷流窄点温度却是375 。通过上图中总综合曲线可以清楚看出：低于窄点温度处尚有多余的工艺过程热量可利用，就可把空气预热到375 ，燃料耗量降到1379kW,进一步降低了6%的燃料消耗。这时
7、燃料耗量才真正降到最低值了。 应注意的是：加热炉效率是不可能等于100%的，之所以出现前面的结果是因为：空气预热的一部分热量是由工艺过程物流提供的。,47 易污垢换热的网络设计法,对待污垢的传统设计方法很简单，就是增大易导致结垢换热器的传热面积。而发展的窄点技术中，则推荐相反的方法，减少易导致结垢换热器的传热面积，而增大其下游的不易结垢的传热面积。 某换热网络见下图： 物流3在温度超过125 以后就易结垢，结垢趋势是典型的渐近线型，即在6个月后（装置操作周期为12个月）达到最高峰后就平缓了。换1总传热系数是120W/m2.K，操作6个月后降至81W/m2.K。装置的要求是：物流1和2的终温并不
8、严格，而物流3、4的终温则必须满足要求。所以不管有无结垢，物流3的终温必须是17 。利用传统设计方法，则换1需增加148M2的传热面积，且为确保装置正常运转，在换1增设旁路，流经旁路的流量应随换1结垢的严重逐步减少，直到6个月后把旁路关死。装置能耗在运转期间维持在1850kW。,传统设计法的缺点：,（1）增加面积的利用率低，投资没有充分利用。另一个可能方案是在换1后增设一台加热器，但这样不仅设备利用率低，而且还增加了能耗。 （2）增加面积的换热器的布局不好。在换热网络不同换热器中增加面积的成本效益是不同的。如将增加的面积放在较好布局中将有利于投资的回收。 （3）设计安全系数过大往往会进一步导致
9、结垢。因为选用大富裕量换热器或使用旁路时，通过换热器的物流流速会降低，污垢加快，膜传热系数降低以致影响管壁温度，而壁温度又对结垢有较大影响。 （4）结垢后往往在装置继续操作的同时，必须把换热器切除负荷进行清洗，这时设备没有被利用。,新方案及优点,新方案：由于换热网络特有的灵敏性能，即在一个地方增加额外传热面积会促使该换热器物流温度变化而进一步影响到其它物流温度变化，可在网络中不产生污垢或污垢较少的地方增加额外面积以解决结垢问题。因此推荐的方案是加大不结垢的换3面积。计算结果表明：换3增加不大于103M2的面积完全可以补偿换1结垢的影响。换3增加的面积比原方案少30%，该方案的另一优点是：加大换
10、3换热量后，换1负荷降低，换2负荷增大而使物流4的加热器负荷下降，从而减少热公用工程量15%。 新方案优点如下： （1）额外增加面积的利用率高； （2）额外增加面积不仅得到了充分利用，而且还降低了能耗； （3）不会加速结垢； （4）不存在清洗问题。,48 用于装置改造,装置改造有它的特殊性，与新设计有较大的不同。 （1）改造设计的窄点技术导则 工艺过程的物料平衡和能量平衡是换热网络的设计依据，而工艺参数的改变可以作为改进网络设计的辅助手段。操作参数的改变很多，如反应器的转化深度，蒸发段数及压力温度、分馏塔压力及回流比、中段回流流率及返塔温度、进料汽化压力等。根据窄点技术的金法则，可以总结以下技
11、术导则： （a）增加高于窄点温度的热流负荷； （b）降低高于窄点温度的冷流负荷； （c）降低低于窄点温度的热流负荷； （d）增加低于窄点温度的冷流负荷。 简单地讲，就是尽量提高热流温度，尽量降低冷流温度。,(2)改造设计的目标途径,在新的网络设计中，各温段间的匹配基本是垂直匹配，相当于各台换热器均系纯逆流传热，所以总传热面积是最小的（见下图）。对装置换热网络进行改造是因为，一是许多物流跨越了窄点造成冷热公用工程目标较大，另一个是有许多物流错流换热，造成传热面积较大。 长的曲线是新设计网络的各个不同传热面积与能量目标的关系，其中B点是优化点。目前换热网络处于X点，即这时的能量目标比优化点B大，而
12、且传热面积也很大，即以X的传热面积应该达到A的能量目标。 装置改造时，不可能废弃已有的网络，因此应该沿差小的曲线进行改造。即增加一定的传热面积，而使能量目标降低。,（3）改造设计步骤,（a）鉴别有无错流匹配的换热器存在； （b）消除跨越窄点的换热器； （c）完成网络，确定新换热器； （d）网络改进。,49 全厂性能量组合设计,某个装置的优化与多装置相互之间及其系统的大优化有很大的不同，系统越复杂越大，系统优化的潜力就越大，因为这是优化匹配的机会大大增加了。 同时对多个工艺装置及辅助系统尤其是蒸汽动力系统应用总综合曲线，进行系统优化。 可以将准备进行系统优化体系内的所有单元的各自总综合曲线集合画
13、成一条全局综合曲线，可以方便地选择合适的公用工程方案或改造方案。 日本三菱化学公司曾对其所属工厂的7个装置和系统，使用总综合曲线的办法，对扩能改造方案进行优化。按照传统的方法是增加公用工程系统能力，使用窄点技术优化方法后，通过对有关工艺装置参数的调整，利用系统本需冷却的余热产生达120t/h的低压蒸汽，而同时又可满足加热需求。,某个装置的优化与多装置相互之间及其系统的大优化有很大,全局综合曲线的作法： （1）对每一个单元总综合曲线中的非单调的部分（也即口袋），首先用垂直线进行“封闭”； （2）之后，如虚线所示，将热阱曲线向上平移窄点温差的二分之一，热源曲线向下平移窄点温差的二分之一。 （3）将
14、多个单元修正后的总综合曲线，分别将热源、热阱曲线相加合并成全局热源综合曲线、全局热阱综合曲线。 全局综合曲线的用法（以上页中图为例）： （1）在热源综合曲线上，尽可能产高等级蒸汽（或较高温度的媒介物流）。因此应首先产BD段热量的中压蒸汽，再产AC段热量的低压蒸汽； （2）在热阱综合曲线上，尽可能使用低等级蒸汽（或较低温度的媒介物流）。因此应首先使用AC段热量的低压蒸汽，再使用BD段热量的中压蒸汽； 由于ACEG，所以产生的低压蒸汽将有剩余； 由于BDFL，所以工艺物流产生的中压蒸汽不够。若需外部提供，则提供HL段质量的中压蒸汽（FHBD，即FH段由工艺物流产生的中压蒸汽提供），KJ段热量则由加
15、热炉提供。,410 例题,某1.4Mt/a催化裂化换热物流数据,现状的窄点分析 在现有的换热网络中，使用除氧水103.5t/h，产生3.5Mpa的中压蒸汽102t/h。其中解吸塔底重沸物流由1.0MPa的低压蒸汽14.6t/h作热源。 104的除氧水103.5t/h在余热锅炉中由再生烟气加热至196后，2.5t/h与再生烟气换热产生饱和蒸汽，101t/h至外取器、油浆蒸汽发生器和二中蒸汽发生器产生饱和蒸汽。所产的饱和蒸汽中，其中82t/h在余热锅炉中过热，另20t/h在内取热器中过热。 单独对现状的分馏与吸收稳定换热网络进行窄点计算后，窄点温差为43，有两个窄点，窄点温度分别为120,277，
16、不包括冷公用工程的换热区（下称换热区）平均传热温差为64.3，冷公用工程为44.2MW。从总综合曲线上初看，似乎现状换热网络的安排是合理的。但从窄点温差与平均传热温差这两个反映投资与节能的指标来看，此换热网络是不经济的。已经知道：对大型石化装置使用窄点优化分析后，窄点温差一般在1825,平均传热温差为3540。现状换热网络的这两项指标明显太大，存在较大的节能潜力。,分馏与吸收稳定换热物流的现状总综合曲线 如果直接用换热网络合成优化的方法，由于涉及2个换热网络的20多条物流，可能需要几天甚至更长时间才能确定方案，而通过窄点的计算结果，所需要时间不超过半天。,改造方案1-多产中压蒸汽 窄点温差降到20.8,窄点温度为158.4,平均传热温差为43（不包括冷却范围），冷公用工程目标降至38.6MW，降低率为12.7%。多产中压蒸汽6.7t/h，增加了6.6%。
