5-3 附录三 较大能量回用的换热网络设计

金陵石化分厂年产40万吨醋酸乙烯项目附录三 较大能量的换热网络的设计中国矿业大学（北京）NEXT团队目录第一章 换热网络理论基础11.1 概述11.2 夹点技术2第二章 工艺流股提取4第三章 换热网络合成63.1 Aspen Energy Analyzer 介绍63.2 确定能量目标63.3 换热网络合成8第四章 换热网络优化10第五章其他节能措施115.1 热泵精馏塔115.3 次低压蒸汽再生偶联溴化锂冰机制冷技术145.4 冷却水梯级利用155.5 萃取精馏减压操作155.6 精馏塔塔顶部分冷凝操作15第六章 总结186.1 无节能优化186.2 热集成技术196.3 其他节能技术201中国矿业大学（北京）NEXT团队第一章 换热网络理论基础1.1 概述从系统工程的角度可把过程工业的生产系统分为三个子系统，即化学装置子系统、换热网络子系统和公用工程子系统。其中化学装置由反应、精馏、吸收等化工基本设备单元组成，物料在这些设备中发生特定的物理、化学变化。在这些化学装置的结构和操作条件确定后，进出各个设备的流股根据操作条件要求需要冷却和加热，这些流股构成了热回收系统，即换热网络。在工艺过程设计中节能是非常重要的，因此换热的目的不仅仅是为了使物流温度满足要求，而且也是为了回收过程余热，减少公用工程消耗，基于这种思想进行的换热网络设计称为换热网络合成。换热网络合成的任务，是确定换热物流的合理匹配方式，从而以最小的消耗代价，获得最大的能量利用效益。目前，换热网络集成主要有三种方法：试探法，夹点技术，数学规划法。其中，夹点技术以其使用简单，直观和灵活的优点被广泛的使用。但夹点技术也有图1-1 热集成的来源和辅助换热网络其缺点，夹点在应用中的主要缺陷有两点：过于注重能量的节省，而在设备和经济上的考虑略显不足；有些夹点匹配技术（如利用分流技术来匹配物流）在工艺的难以实现。采用夹点技术进行换热网络的设计时，除了通过物流的信息计算相关的物理参数从而满足换热匹配要求外，还要求得最小公用工程、最小换热单元数和最小换热面积。事实上，对于实际生产装置，很难达到这一目标。通常，最小公用工程消耗意味着较多的换热单元数，而较少的换热单元数又需要较大的换热面积。同时换热网络的设计还需要考虑到设备布置，物流是否具有腐蚀性及对换热材料的要求，更要结合实际来确定合理的节能方案。因此，实际进行换热网络设计时，需要在某方面做出牺牲，以获得一个折中的方案。本项目是以金陵石化为母厂、使用母厂乙烯来生产醋酸乙烯的分厂，运行操作成本是一个重要评价参数。原料的预热、精馏等都是非常耗能的过程，会消耗大量的公用工程。因而需要对能量进行回收利用，并采取一定的节能措施来降低能量消耗，提高过程的经济性。1.2 夹点技术夹点技术（Pinch technology）是以热力学为基础，从宏观角度分析过程系统中能量沿温度曲线的分布，从中发现系统用能的“瓶颈” （Bottleneck）所在，并给以“解瓶颈” （Debottleneck）的一种方法。主要通过构造冷、热物流组合曲线，总组合曲线和平衡组合曲线来对工艺过程进行能量分析，制定节能设计和改造方案。要形象的判断工艺流股的夹点位置，首先就要做出 T -H 复合图。 T -H 图是用来表示工艺流股的热特性，即流股的温度焓的关系图，流股在换热过程中的焓变为：其中M为质量流率，Cp为热容。以焓变为横坐标，温度为纵坐标作出的T-H图如下：图1-2 不同类型的T-H图T-H 图上，焓在热力学意义上并不严格，其中线段可以水平的随意移动，并不影响焓变的绝对值，其斜率为 1/Cp。对于多股流股，在 T -H 图上可以实现合并，热、冷流股经过简单的平移和重叠可以分别统一合并为一条。在对冷热流股都进行了合并后可以得到如下图：图1-3 冷热流体的组合曲线图在夹点位置：冷热物流间的传热温差最小，刚好等于Tmin且该处过程系统的热流量为零。通过图我们可以很容易的发现夹点位置，并且直观的看出内部换热量与冷公用工程及热公用工程的大小比例关系。对于夹点的设计与优化存在三条准则：一、无跨越夹点的传热二、夹点之上无公用工程冷却器三、夹点之下无公用工程加热器夹点的选取对于整个工程的费用有着决定性的作用。从图中我们可以发现，当夹点温差选取越小时，内部换热量增加，公用工程费用减少，但是随着夹点温差的减小，换热器的面积增加，当夹点温差设置为零时，换热器面积达到无限大。因此，夹点温差与公用工程、设备投资、总费用的关系存在下图关系：图1-4 最小温差和费用关系图可见，存在一个最优值，使总费用最小。第二章 工艺流股提取在Aspen energy analyzer中导入流股信息，进行验证和校核，同时添加移出反应器热量的流股。具体实现过程如下：（1）选定 Aspen Plus V10 文件，将其流股通过 Aspen energy analysis V10 导入；（2）对过程物流的校核：表2-1 醋酸乙烯合成工段流股名称进口温度/出口温度/热负荷/kJ/h1-2_To_1-356.23120.0035075210.621-7_To_1-8139.8340.0078800.041-9_To_1-10128.23180.0062566281.121-13_To_1-17180.01940.00236738308.331-19_To_1-20132.6874.4630379246.99表2-2 产品精制工段流股名称进口温度/出口温度/热负荷/kJ/h2-14_To_VAC75.7840.003318731.23表2-3 醋酸精制工段流股名称进口温度/出口温度/热负荷/kJ/h4-3_To_CH3COOH120.7540.0034955846.764-8_To_HAC-376.240.006555999.59（3）对塔设备冷凝器、再沸器及闪蒸罐校核：表2-4全流程塔设备及闪蒸罐流股名称进口温度/出口温度/热负荷 /kJ/hTo CondenserT0402_TO_4-8Duplicate76.7476.24111763435.68To ReboilerT0402_TO_4-9237.95239.63127412095.79To CondenserT0401_TO_DWATER44.0443.54459162039.60To ReboilerT0101_TO_1-6139.67139.8190042.13To ReboilerT0401_TO_4-7121.28151.35450680076.69To ReboilerT0201_TO_4-1136.37137.92447176395.39To CondenserT0201_TO_2-337.0536.55390938738.40To CondenserT0403_TO_4-4105.64102.58521034803.41To ReboilerT0202_TO_2-14Duplicate75.4875.7970073930.20To CondenserT0202_TO_2-1235.7935.2967326089.40To ReboilerT0403_TO_4-3Duplicate120.62120.75512368287.00V0302_heat64.6730.0038414575.44V0201_heat30.5910.008200426.28V0202_heat15.7345.003745078.27（4）公用工程本项目选取公用工程3的低温冷水LDS、20的循环冷却水CW、低压蒸汽再生LPHG和空气AIR作为全厂冷公用工程，选取次低压蒸汽LPH、低压蒸汽MPH和中压蒸汽HPH作为热公用工程。表2-5公用工程选用表公用工程名称入口温度/出口温度/Effective Cp/（kJ/kg）LDS3104.18CW20254.18LPH1251242191.88MPH1751742034.75LPSG1241252191.88AIR30351.00HPH2502491719.32第三章 换热网络合成3.1 Aspen Energy Analyzer 介绍Aspen 拥有自带的能量分析模块，能够轻松帮助用户实现热集成，换热网络的优化。在较早期的版本中，称为 Aspen pinch，而近两年的版本中改名为Aspen energy analyzer。Aspen energy analyzer 换热网络的合成与优化上主要是基于夹点技术。在用户指定的夹点温度下，它能够自动合成多套换热网络备选方案。由于换热网络的合成要考虑到设备费用与操作费用等各种复杂的情况，如果是基于换热网络合成的准则进行人工合成，那将会是一个庞大的工程，并且可能只会考虑到局部的优化而忽略整体优化，在这方面Aspen 软件是一个有力的工具。但是我们也应该看到，在实际使用过程当中，Aspen 并不能为我们生成最佳的换热网络。计算机模拟生成最优换热网络是近几年来热门的研究课题，目前有基于Grossmann 的超结构模型的改进算法、神经网络算法、模拟退火算法等各种智能算法，但没有一个算法能够确保对于任何换热工况都能模拟出最佳的网络。在另一方面我们也应该看到，Aspen 模拟出的换热网络存在不符合实际的情况，如两股相隔较远的流股进行换热。这种情况下，虽然能够实现能量的回收，但是管道铺设费用将大大增加。因此，Aspen energy analyzer 主要用于初步的换热网络合成。Aspen energy analyzer 在使用上主要步骤为：Step1：提取 Aspen 或Hysys 中模拟流程中的物流数据，或者是可以人工手动输入。选取公用工程，输入流股与换热器的费用参数。Step2：进行最佳夹点温度分析。Step3：自动生成多套换热网络也可以手动合成。Step4：通过调节分流比例与换热器热负荷自动优化换热网络或认为根据换热网络的欧拉公式、拓扑结构等判断不合理的地方手动调节。3.2 确定能量目标我们将所提取的工艺流股输入Aspen energy analyzerV10 中,并对最小传热温差进行经济评估，获得总费用和温差的关系曲线图。 图3-1 总费用-最小温差关系图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。分析此图可以看出，5左右，总费用曲线降至最低，故最终选取最小换热温差为5。图3-2 冷热物流组合曲线图从组合曲线上我们可以得到我们热集成所的能量目标：需要热公用工程能量为1.512107kJ/h；需要冷公用工程能量为1.712108kJ/h；换热器单元数为26得到总组合曲线如图3-3所示：图3-3 总组合曲线图通过对过程物流总组合曲线进行判断，夹点温度为125，可以得出流程内部换热后，需要达到的最高温度在 250以下，因此只需要蒸汽进行加热即可，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，因此我们热公用工程采用 125的次低压蒸汽、175的低压蒸汽和 250的中压蒸汽。需要达到的最低温度为 10，使用次低压蒸汽再生、空气、20的循环冷却水和3的低温冷水作为冷却介质。3.3 换热网络合成换热网络的设计，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。使用Aspen energy analyzer的换热网络自动生成功能，所生成的几套方案：表3-1自动优化结果一栏方案总费用指数面积换热单元数程数操作费用指数热负荷量（KJ/J）冷负荷量（KJ/J）目标费用指数SimulationBaseCase1.39 130738.72 2527630643749.37177207024619088670471.13 51.20 62166.77 2614114826454.79152080207517204817191.07 41.20 62089.45 2614014793345.42152080207517204817191.07 31.20 62069.48 2614014789937.3152080207517204817191.07 21.20 62092.53 2614114812467.82152080207517204817191.07 11.20 62078.71 2614114810069.64152080207517204817191.07 最优1.20 62071.91 2614114808984.2152080207517204817191.07 根据优化出的结果，这六套方案的总费用与总换热面积相差不大，我们选取总费用最小且跨工段换热最少的换热网络作为我们的初步换热网络设计最优方案，如下所示：图3-5 自动优化结果此方案与无工艺物流间换热相对比，其冷热公用工程及换热面积的对比数据如下表3-2。从中可以看出，最优方案相比于未集成前的方案，冷热公用工程的消耗有大幅下降，换热面积也有大幅度的减少。表3-2 最优方案与无工艺物流间换热对比热公用工程（kJ/h）热公用工程（kJ/h）换热面积（m2）无工艺物流间换热1.7721091.909109130738最优方案1.5211091.72010962071节能14.18%9.87%52.52%但我们从软件自动生成的方案中也发现了许多不合理和待优化之处，实际生产中冷热物流分流现象较少，下一步就要进行对跨工段换热、换热网络的分裂物流和公用工程做进一步的调整，从而得出优化后的换热网络。第四章 换热网络优化换热网络优化方法是在在采用夹点设计法得到的最大能量回收换热网络的基础上，经过调优，得到换热设备个数较少的系统结构，从而得到最优或接近最优的设计方案。上述所得的较优换热网络仍有很大优化空间。减少换热器的数目主要方法为流股分割和切断热量回路（能量松弛法）。但流股分割减少了操作的灵活性使过程操作复杂化。在可能的情况下，尽可能采用能量松弛法进行优化。能量松弛法是通过合并相同物流间的两个换热器，将两个换热器的热负荷转移到一个换热器上，两物流间交换的总负荷不变，传热温差发生变化。但这样常常会导致穿过夹点的热量流动，导致公用工程相应地增加，使得换热网络的合成偏离最大能量回收的目标，因而称之为能量松弛。通过观察我们发现上述换热网络中存在一些热负荷比较少的换热器，设置明显不合理。通过能量松弛，将其与相邻换热合并，减少换热器数目。在减少换热器的同时，去除了一些不必要的分流操作，可以使总费用有所下降，也使得换热网络更加便于布置。同时合理考虑换热器进出口温差及换热面积的设计，合并换热面积较小的换热器，拆分换热面积较大的换热器，删去了实际中难以实现的分裂物流、删去跨工段换热，并结合实际调整公用工程的使用方式及使用类型，这样即实现了能量集成的目的又避免了不切实际的设计。最终优化后的换热网络如下图所示：图4-1 优化后的换热网络优化后的换热网络消耗热公用工程为1.638109 kJ/h，冷公用工程为1.830109 kJ/h，总换热面积为47100m2，经过分析可用发现其换热器总面积以及总公用工程有所下降，并且此设计更符合工厂中冷公用工程的使用方式，同时对换热器的进出口温度及换热面积进行了合理的调控，综合来看，该设计更加符合工厂实际，同时尽可能使同工段冷热工艺物流进行热交换，避免跨工段换热导致公用工程建设费用上升。第五章其他节能措施5.1 热泵精馏塔热泵是在精馏过程中通常采用的一种有效的节能技术。采用热泵工艺，不仅可使生产能耗大幅降低，而且可使冷却介质的温度在生产操作中不再具有决定性的作用。常用热泵流程有2种类型，即塔顶蒸汽直接压缩式(以下简称为A型热泵流程)和塔釜液闪蒸再沸式(以下简称为B型热泵流程)。A型热泵精馏是以塔顶蒸汽作为工质。塔顶蒸汽经压缩升温后进入塔底再沸器，在此冷凝放热使塔釜液再沸腾，塔顶蒸汽冷凝为液体则经节流阀减压后，一部分作为产品采出，另一部分作为回流。为了使回流温度能够满足塔顶温度控制的要求，增设辅助冷却器以对回流液进一步冷却。A型热泵精馏流程如图5.1所示。B型热泵精馏是以塔釜液为工质。塔釜液一部分作为产品直接采出，剩余部分则经节流闪蒸，吸收塔顶气相的热量后转化为气相，气相经压缩机压缩后用作塔釜的热源。B型热泵精馏流程如图5.2所示。 图5-1 A型热泵精馏流程 图5-2 B型热泵精馏流程分析本项目的全流程的冷热物流组成图5-3，可以发现图中存在较小的冷热物流“平台”区域，可使用热泵精馏技术扩大冷热物流的“平台”区域，实现流程内能量的最大程度回收利用。图5-3 加热泵前全流程总组成曲线图本项目中醋酸精制塔塔底温度在120左右，塔顶温度在102左右，两者相差20。温差较小，故使用热泵精馏技术，本项目采用A型热泵精馏技术（机械式蒸汽再压缩式（MVR）热泵精馏），塔顶蒸汽经压缩机加压后升至178，与塔釜液进行热量交换，降温后再经另一保险冷却器使之冷却至规定回流温度，一部分作为回流液流回塔内，另一部分采出。与此同时，塔底液体经加热再沸后，进入闪蒸罐，严格控制其汽化分率，气相从塔釜进入塔内，液相作为产品流出，所得精制醋酸质量纯度在99%以上。图5-4 热泵精馏Aspen模拟流程图加热泵后观察总组成曲线图，冷热物流的交叉“平台”区域显著变宽，工艺物流之间热交换区域增大，工厂内部热量回收增多，能耗减少，增加热泵精馏具有重要的节能效果。图5-5 加热泵后全流程总组成曲线图采用热泵精馏的实际能耗与目标能耗对比如下图：图5-6 热泵精馏的实际能耗与目标值对比图通过对热泵精馏和常规精馏的模拟，我们将热泵精馏流程与常规精馏能耗的对比如下：表5-1 热泵精馏与普通精馏能耗对比冷却能耗/kw加热能耗/kw热泵精馏-1763745818常规精馏-146241143126节能效果87.94%67.99%热泵精馏流程与常规精馏流程的能耗对比如表5-1所示，其中热泵精馏中的压缩机电耗为15272.9kW，电能是比热能更高价值的能量形式，电热转换系数为3.29，故热泵精馏加热能耗为45818.7kW。使用热泵精馏的实际经济指标与目标值之间的对比如下图：图5-7 热泵精馏的实际经济指标与目标值对比图由上述图表综合分析，使用热泵精馏虽然将增加部分设备投资费用，但是将大大降低能耗，公用工程降低的费用大于设备投资增加的费用，故使用热泵精馏技术可以使本流程更为经济节能。5.3 次低压蒸汽再生偶联溴化锂冰机制冷技术本项目中醋酸乙烯精制塔 T0202 的再沸器和二级气液液分离罐 V0202 使用0.23MPa的次低压蒸汽作为加热热源，次低压蒸汽由 125 液化为 124 的饱和液体，放出潜热，提供热量。本项目中产物一级冷却器 E0104 的冷公用工程采用次低压蒸汽再生，124 的饱和液体再生为 125 的饱和气体，从而副产次低压蒸汽，用以提供全厂次低压蒸汽热源的使用。另外，乙烯、氧气和醋酸反应生成醋酸乙烯的反应是放热反应，反应过程放出大量热，本项目采用列管式固定床反应器，使用管间走次低压热水，汽化成为次低压蒸汽，进入次低压蒸汽管网。经过模拟计算，再生的次低压蒸汽量补充可补充全厂次低压蒸汽的使用量，并富余111.49万吨/年的次低压蒸汽。但次低压蒸汽品位较低，使用范围较小，利用价值较低。另外，本项目中对低温冷冻水需求量较大，一级气液液分相器需较低温度的冷却介质进行冷却。吸收式制冷机是一种以热能为动力、利用溶液的特性来完成制冷循环的机械。目前常用的由下列两类：一类是以氨为制冷剂、水为吸收剂的氨水吸收式制冷机；另一类是以水为制冷剂、溴化锂溶液为吸收剂的溴化锂吸收式制冷机。吸收式冷水机组以热能为动力，与利用电能为动力的制冷机相比，可以明显节约电能。溴化锂冰机可以利用锅炉蒸汽、热电厂二次蒸汽、工厂废热、高温热水等作为热源，运行费用较低，以一台2800kW的制冷机组为例，国产离心式制冷机耗电800kW，而溴化锂吸收式制冷机除功率较小的屏蔽泵以外，没有其他运动部件，仅耗电12kW，可节电788kW。此外，溴化锂冰机结构简单、运行平稳，所用工质无臭、无毒、无爆炸、无燃烧、对人体无害，溴化锂冰机还具有安全、便于管理、易于实现自动化等优点。本项目所需制冷最低温度在0以上，在溴化锂冰机的适用范围内，故本项目使用溴化锂冰机进行制冷，既满足全厂制冷需求，又充分利用工厂的废热余热。本项目反应器出口蒸汽为0.35MPa，故适合采用双效溴化锂吸收式制冷机。与单效型机器的不同之处是：它装有高压和低压两个发生器和两个溶液交换器。高压发生器产生冷剂蒸汽，再次作为低压发生器的热源。这样，不仅有效地利用了冷剂蒸汽的热量，而且减少了机器的排热量，因而制取单位冷量所需的加热量和冷凝器的冷负荷均可减少，机组效率大大提高。根据计算和实际测量的数据，加热量约为单效溴化锂机型的1/22/3，冷凝负荷约为1/2，热力系数可提高到0.95以上。从而达到节能40%以上的效果。5.4 冷却水梯级利用为减少冷公用工程的消耗，本项目的产品精制工段采用冷却水梯级利用的手段，醋酸精制单元的循环冷却水给醋酸降温后由 20升至 25，再作为醋酸乙烯精制单元的的冷工质，将 75左右的醋酸乙烯降温至 40，同时控制冷却水出口温度不超过 40。5.5 萃取精馏减压操作由于醋酸与水的的相对挥发度很小，故本项目对醋酸废液采用萃取精馏技术进行醋酸的回收，但萃取精馏采用的萃取剂为高沸点物质，因此萃取剂回收塔的再沸器热负荷较大、温度较高。萃取剂回收塔为常压塔时，塔底温度达到290，中压蒸汽无法满足使用温度要求，故需要高能耗的加热炉，针对这一问题，本项目采用减压操作，塔顶压力降为-78kPag，经减压操作后，萃取剂回收塔的热负荷大大降低，塔底温度下降40，降为240，中压蒸汽可满足加热要求。表5-2 常压精馏与减压精馏能耗对比冷却能耗/kw加热能耗/kw总能耗/kw加热介质常压精馏-28530.540742.369272.8天然气减压精馏-31198.435589.966788.3中压蒸汽节能效果-9.35%12.65%3.59%从上表中可以看出，采用减压操作后，冷负荷有所增加，热负荷有所减少，但总能耗呈下降趋势，减压精馏相比常压精馏总能耗下降3.59%，更重要的是采用减压蒸馏，再沸器的加热介质发生改变，加热介质的成本大大降低。5.6 精馏塔塔顶部分冷凝操作由于本项目采用乙烯过量的工艺来制取醋酸乙烯，且生成二氧化碳，这两种主要气体皆为不凝性气体，在液体物流中常常存在，虽然含量较少，但对精馏分离的塔顶冷负荷和温度有较大影响，因此本项目对初馏塔、醋酸乙烯精制塔、醋酸萃取精馏塔皆采用部分冷凝的操作，与全部冷凝操作相比较，部分冷凝降低了塔顶冷负荷和塔底热负荷，升高了塔顶的馏出物的温度，从而改变了冷却介质的使用，由高成本的低温冷水、甚至冷冻盐水改为了使用循环冷却水，大大降低了冷公用工程的费用。同时还对部分冷凝的气相质量分数进行了优化选择，下面以醋酸乙烯精制塔T0202为例进行说明。图5-8 醋酸乙烯精制塔塔顶温度与气相分率关系图图5-9 醋酸乙烯精制塔总能耗与气相分率关系图分析以上两图，可以看出，随冷凝器出口气相分率的提高，塔顶温度不断升高，醋酸乙烯精制塔T0202和二级气液液分离罐V0202总能耗不断下降，综合考虑塔顶温度变化和总能耗变化趋势，既要有效降低能耗，又不能使塔顶馏出物温度过高，选取醋酸乙烯精制塔塔顶冷凝器出口气相质量分率为0.07，此时塔顶温度为46，T0202和V0202的总能耗为37705kW。与采用全部冷凝相比，部分冷凝能耗降低3367kW，冷却介质由冷冻盐水改成循环冷却水，冷公用工程成本大大降低。表5-3 全部冷凝与部分冷凝能耗对比冷却能耗/kw总能耗/kw塔顶温度冷却介质全部冷凝-19642.4410728冷冻盐水部分冷凝-18157.13770546循环冷却水节能效果7.56%8.20%第6章 总结6.1 无节能优化本项目未采用任何节能措施时，运用Aspen Plus V10 Energy Analysis分析得到能量消耗与目标值之间的对比如下图，总公用工程能耗超过目标值的9.41%。图6-1 优化前的实际能耗与目标值对比图将全流程的工艺物流导入Aspen Energy Analyzer V10软件，得到优化前换热网络如下图所示：图6-2 优化前全流程换热网络优化前全流程换热网络的成本指数和绩效如图6-3所示，总费用指数为1.390，是目标值的 110.9%，热负荷和冷负荷分别是目标值的 117.2% 和 111.5%。图6-1 热集成前能耗经济分析Cost Index% of TargetHEN% of TargetHeating(cost/s)1.10 117.39 Heating(kJ/h)1772070246117.19 Cooling(cost/s)0.04 126.16 Cooling(kJ/h)1908867047111.51 Operating(cost/s)1.13 117.65 Number of Units2583.33 Capital(cost)30643749.37 88.36 Number of Shells276890.32 Total Cost(cost/s)1.39 110.87 Total Area (m2)130738.72 49.85 6.2 热集成技术使用夹点分析，通过设计恰当的过程流股间换热，并使用合理的公用工程，得到优化后的能量消耗与目标值之间的关系对比如下图，总公用工程消耗降至目标值的105.20%。图6-3 热集成后的实际能耗与目标值对比图将流股信息导入Aspen Energy Analyzer V10得到热集成优化后全厂的换热网络为：图6-4 热集成后的全流程换热网络使用热集成后换热网络的成本指数和绩效如图6-5所示，总成本指数降至1.264，热负荷和冷负荷降至目标值的 112.5% 和105.7%。表6-2 热集成后能耗经济分析Cost Index% of TargetHEN% of TargetHeating(cost/s)1.07 111.77 Heating(kJ/h)1730924257112.48 Cooling(cost/s)0.10 1689.66 Cooling(kJ/h)1830011275105.74 Operating(cost/s)1.17 121.31 Number of Units2376.67 Capital(cost)11203386.12 56.37 Number of Shells108327.27 Total Cost(cost/s)1.26 111.77 Total Area (m2)46465.