Тепловая интеграция и энергосбережение в сахарной промышленности 

Л.Л. Товажнянский, д-p. тех. наук, П.А. Капустенко, канд. тех. наук,
Л.М. Ульев, канд. тех. наук, С.А. Болдырев.

У роботі проведено обстеження цукрового заводу потужністю 3000 тон переробки буряка на добу. За допомогою застосування до одержаних даних методів пінч-аналізу виявлено вузькі місця у тепловій мережі заводу та розроблено проект до її реконструкції. При реалізації цього проекту питоме споживання теплової енергії може буде знижено на 16%. Строк окупності запропонованої модернізації не перевищує тривалості кампанії переробки цукрових буряку. Намічені шляхи подальшого скорочення енергоспоживання у розмірі ~ 30%.

Производство сахара из сахарной свеклы является сложным процессом, который состоит из тесно взаимосвязанных тепловых процессов, таких, как нагревание, многокорпусная выпарка, варка, кристаллизация и сушка, а также таких процессов, как отбелка, дефекация, сатурация, фильтрация, центрифугирование и т.д. Тепловая система сахарного завода представляет собой очень сложный комплекс, состоящий из много корпусной выпарной установки, а также системы теплообменников, греющим агентом в которых является вторичный пар из корпусов выпарной установки. В данной работе анализируется эффект, который возможно получить на сахарных заводах стран СНГ, которые были спроектированы и построены во время относительно дешевых энергоносителей и сейчас работают, как правило, в режиме далеком от оптимального.

Объектом исследования является тепловая схема сахарного завода производительностью 3 000 тонн сахарной свеклы в сутки.

Технологическая схема производства является типичной для заводов стран СНГ и включает в себя непрерывный диффузионный процесс с возвратом жомопрессовой воды, известково-углекислую очистку диффузионного сока (состоящую из прогрессивной преддефекации, холодно-горячей основной дефекации, первой сатурации, фильтрования, дефекации перед второй сатурацией, вторую сатурацию и сульфитацию), сгущение сока выпариванием и три ступени кристаллизации с аффинацией сахара третьей кристаллизации.

Обследование работы предприятия, его технологической схемы и рабочего регламента позволило определить холодные и горячие потоки процесса, их особенности и теплофизические характеристики (табл. 1). В данной работе мы будем проводить тепловую интеграцию свеклоперерабатывающего и сокоочистительного отделения, поэтому в таблице  представлены потоки только этих двух отделений за исключением одного потока – потока сахарного сиропа в вакуум аппаратах продуктового отделения.

Технологическая схема системы теплообмена производства сахара из сахарной свеклы представлена на рис. 2 и включает все потоки из таблицы. Заметим, что поток конденсата ретурного пара возвращается в котельную и в интеграцию включаться не будет.

Таблица. Потоковые данные для существующей теплообменной сети сахарного завода 

№	тип	поток	Тн	Тк	С, кДж/(кг×К)	W, кг/с	СР, кВт/К	ΔH, кВт	a, Вт/м^2×К
1	гор	вторичный пар K 1	124,5	124,5	^*r=2191,6кДж/кг	19,28		41040,00	5000,00
2	гор	вторичный пар K 2	115	115	^*r=2216,8кДж/кг	15,67		34730,70	5000,00
3	гор	вторичный пар K 3	105	105	^*r=2254,6кДж/кг	5,97		13456,40	5000,00
4	гор	вторичный пар K 4	95	95	^*r=2298,7кДж/кг	1,49		2298,70	5000,00
5	гор	конденсат вторичного пара К1	120	15	4,19	19,28	80,78	8482,20	4000,00
6	гор	конденсат вторичного пара К2	103	15	4,19	15,70	65,71	5782,00	4000,00
7	гор	конденсат вторичного пара К3	93	15	4,18	6,00	25,09	1956,71	4000,00
8	гор	конденсат вторичного пара К4	82	15	4,18	1,50	6,27	419,99	4000,00
9	гор	конденсат рет. пара	130	104	4,19	22,42	93,95	2442,60	4000,00
10.1	гор	вторичный пар 1-го ВА	76	76	^*r=2318,9кДж/кг	1,83		4243,59	5000,00
10.2	гор	конденсат пара 1-го ВА	76	42	4,19	1,83	7,67	260,70	4000,00
11	хол	барометрическая вода	42	68	4,19	41,64	174,47	4536,26	8700,00
12	хол	дифузионный сок	45	66	4,00	76,34	305,36	6412,56	8700,00
13	хол	преддефекованый сок	51	85	4,00	78,77	315,08	10712,60	1600,00
14	хол	сок 1 сатур. перед ДФ	80	90	4,00	78,77	315,08	3150,76	8700,00
15	хол	промой после ДФ	80	95	3,80	28,45	108,13	1621,88	8700,00
16	хол	сок перед 2 сатур.	80	95	3,90	50,32	196,23	2943,43	8700,00
17.1	хол	сок перед ВУ	80	126	3,90	50,32	196,23	9026,51	8700,00
17.2	хол	сок в 1 корпусе ВУ	125,5	125,5	^*r=2191,6 кДж/кг	19,36		42440,00	3000,00
18	хол	сок во 2 корпусе ВУ	116	116	^*r=2211,2 кДж/кг	15,67		34643,00	2500,00
19	хол	сок в 3 корпусе ВУ	106	106	^*r=2245 кДж/кг	5,97		13399,10	1500,00
20	хол	сок в 4 корпусе ВУ	96	96	^*r=2286 кДж/кг	1,49		3410,94	900,00
21	хол	сок в 5 корпусе ВУ	84	84	^*r=2337 кДж/кг	0,17		405,47	750,00
22	хол	сироп перед фильтром	68,5	82	3,00	9,86	29,56	399,12	310,00
23	хол	упаривание утфеля	75	75	^*r=2321 кДж/кг	2,67		6201,48	5000,00
24	хол	чистая вода	15	42	4,19	39,80	166,76	4502,57	8700,00

^*) обозначает поток с фазовым изменением. СР для него не определяется, а определяется скрытая теплота фазового перехода – r.

Простой анализ этих данных потоков показывает одно из узких мест в существующей тепловой схеме предприятия, а именно значительный недогрев очищенного сока перед выпаркой (рис. 1). Очищенный сок должен подаваться в первый корпус выпарной установки с температурой 126°С. Сейчас его температура равна 110°С.

Из данных также следует, что минимальная разность температур на теплообменном оборудовании между холодными и горячими потоками равна ΔТ_min = 8,5°C и локализуется она на втором корпусе выпарной установки.

Построим горячие и холодные составные кривые для системы технологических потоков, представленных в таблице, но без потока № 9, для ΔТ_min = 8,5°C (рис. 2). Структура составных кривых достаточно просто позволяет идентифицировать на них потоки в выпарных аппаратах.

Для разности ΔТ_min = 8,5°C пинч локализуется на температуре горячих потоков 124,5°C (рис. 2). Если мы отложим температуры пинча на сеточной диаграмме, построенной для реальной схемы, то мы сразу увидим, что два теплообменных аппарата переносят теплоту через пинч (рис. 3), т.е. нарушают основные принципы пинч-проектирования. Более того, этими теплообменниками являются в данном случае – утилитные теплообменные аппараты, т.е. аппараты, в которые поступают внешние горячие утилиты. Это теплообменный аппарат Н и теплообменник первого корпуса выпарной установки К1.

На сеточной диаграмме показаны десять горячих потоков, направленных слева направо и 14 холодных, направленных справа налево. Показаны 4 корпуса выпарной установки К1-К4, концентратор К5, подогреватель перед выпаркой Н и восемь рекуперативных теплообменников Т₁-Т₄, Т₅-Т₉. Общая площадь поверхности теплообмена в выпарных аппаратах равна 11 740 м², а в теплообменниках Н и Т₁-Т₄, Т₅-Т₉ – 1 050 м².

Рис. 1. Существующая тепловая схема производства сахара. АФ – аффинатор; БС – барабанная сушилка; ВА1-ВА3 – выпарные вакуум-аппараты; Д – основной дефекатор; ДА – диффузионный аппарат; К1-К4 – корпуса выпарной установки; К5 – концентратор выпарной установки; КР1-КР3 – кристаллизаторы; ПФ – пресс-фильтр; ПД – преддефекатор; СК1-СК6 – сборники конденсата; СФ – сульфитатор; Ф – патронный фильтр; Н – утилитный теплообменный аппарат.

Один из основных принципов пинч-анализа запрещает использовать горячие утилиты  ниже пинча. Такое  применение  горячих  утилит означает прямой перенос энергии через пинч [1], что увеличивает минимально необходимую для осуществления процесса потребляемую тепловую мощность на величину горячих утилит, используемых ниже пинча.

Рис. 2. Составные кривые, построенные для потоковых данных из таблицы 1 при ΔT_min = 8,5°C; 1 – составная кривая горячих технологических потоков; 2 – составная кривая холодных технологических потоков; 3 – тепловая мощность, потребляемая процессом производства сахара – горячие утилиты.

Температура пинча горячих потоков равна 124,5°C, а холодных – 116°C, что означает, что пинч находится на потоках с фазовым изменением. Такое расположение пинча не даёт возможности однозначного определения энергопотребления с помощью составных кривых. Действительно, мы можем сдвигать кривые относительно друг друга в пределах энтальпийного перекрытия отрезков [b a] и [λ μ] (рис. 3). Очевидно, при этом будут изменяться необходимые значения горячих утилит Q_Hmin, а значение ΔT_min будет оставаться постоянным.

Для определения Q_Hmin в системе потоков, представленных в таблице, воспользуемся сеточной диаграммой существующей схемы (рис. 3). Два утилитных нагревателя подогревают поток № 17 с потоковой теплоёмкостью СР₁₇ = 196 кВт/К от температуры T_S17 = 80°C до T_Cpinch= 116°C ниже пинча, т.е. ниже пинча к процессу подводится мощность равная, H_НП = СР₁₇(T_Cpinch – T_S17) = 7,056 кВт. Далее мы строим составные кривые, сдвигая составную кривую горячих потоков в крайне левое положение, при котором  выполняется критерий ΔT_min. Затем раздвигаем кривые по энтальпийной оси на величину Q_НП (рис. 4). В результате мы получили составные кривые для рассматриваемой системы потоков, которые характеризуют реальный процесс.

Рис. 3. Сеточная диаграмма существующей на заводе системы теплообмена с указанием пинч-температур: Т_I – рекуперативные теплообменные аппараты; Н – утилитный теплообменник; К1-К4 – корпуса выпарной установки; К5 – концентратор выпарной установки; ДА – диффузионный аппарат; БК – барометрический конденсатор; С – указывает на теплоту, отводимую от процесса производства сахара; № – условный номер технологического потока; СР – потоковая теплоёмкость; ΔН – изменение потоковой энтальпии; Цифры под размещениями оборудования показывают тепловую нагрузку

Величина мощности, потребляемая производством с ретурным паром равна Q_Hmin = 51,5 МВт, что соответствует использованию 68,4 кг ретурного пара на 100 кг перерабатываемой свеклы.

Данное значение сильно превосходит среднеевропейский показатель – 40 кг пара на 100 кг свеклы [2] и ещё больше превосходит показатель для заводов, использующих пластинчатые выпарные аппараты – 25 кг/100 кг свеклы [3].

Целью настоящего исследования является разработка мероприятий, выполнение которых приведет к снижению потребления ретурного пара в процессе производства сахара. Для этого сначала определим ΔT_min для корневого пинч-проекта [1], используя потоковые данные, приведенные в таблице. ΔT_min определяется минимизацией приведенной стоимости проекта, т.е. из нахождения компромисса  между конкурирующими стоимостями капитальных затрат и потребляемой энергии с помощью построения стоимостных кривых.

Стоимость энергии для обследуемого предприятия принимается равной 28 USD за 1 кВт год.

Оценивать капитальные вложения будем по следующему закону стоимости для трубчатых теплообменных аппаратов [1]:

Кап. Вложения = В + А (S)^0,87 USD,

(1)

где В – стоимость установки аппарата, равная 15 000 USD для выпарных аппаратов и 2 000 USD для подогревателей сока, А – коэффициент стоимости теплообменной поверхности, равный 2 000 USD для выпарных аппаратов и 150 USD для подогревателей, S – площадь поверхности теплообмена.

Для определения общей площади поверхности теплообмена в теплообменных аппаратах используются результаты, получаемые при построении составных кривых, что приводит к соотношению [1]:

,

(2)

где М – число энтальпийных интервалов, на которые делят полный интервал изменения потоковой энтальпии в процессе, координаты излома составных кривых; N – количество технологических потоков; ΔT_Ln i – логарифмическая разность температур в i-ом энтальпийном интервале; q_ij – изменение потокового теплосодержания j-го потока в i-ом энтальпийном интервале; α_j – коэффициент теплоотдачи для j-го потока.

Рис. 4. Составные технологические кривые для существующей системы теплообмена. 1 – горячая составная кривая; 2 – холодная составная кривая; ΔTmin – минимальный температурный напор на теплообменном оборудовании; Q_Hmin – значения горячих утилит; Q_Сmin – тепловая мощность отводится от процесса.

 Приведенные капитальные затраты будем определять для условия пятилетнего кредита с фиксированной кредитной ставкой в 10%. Заметим также, что при определении приведенных капитальных затрат, количество теплообменных аппаратов вычисляем по минимальному значению N – 1 [1]  без разделения на пинч, где N – общее количество интегрируемых потоков.

Построение стоимостных кривых для данных таблицы (рис. 5) показывает, что ΔT_{min орt} = 2,5°С, т.е. меньше чем ΔT_min в настоящее время. Это говорит о том, что существует возможность снижения потребления тепловой энергии в рассматриваемом производстве сахара не только за счет устранения переноса тепловой энергии через пинч, но и за счет уменьшения ΔT_min в теплообменной сети предприятия.

Построим составные кривые для ΔТ_min = 2,5°C. Структура составных кривых показывает, что локализация пинча находится, как и прежде, на потоках № 1 и № 17 (рис. 6). Целевое значение горячих утилит в этом случае составляет ~ 43 220 кВт, что эквивалентно потреблению 57,4 кг ретурного пара на 100 кг перерабатываемой свеклы, и это на 16% меньше, чем мощность, потребляемая в настоящее время.

Сеточная диаграмма теплообменной сети для ΔТ_min = 2,5°C представлена на рис. 7. Мощность, потребляемая от ретурного пара тепловой системой, приведенной на рис. 7, будет равна Q_Hmin = 43 224 кВт, что совпадает с установленным ранее целевым значением. Реконструкция, выполненная по схеме на рис. 7, позволит за счёт снижения энергопотребления экономить 77 240 USD за одну свекловичную кампанию.

Установка теплообменных аппаратов Т₆ и Т₁₁ так же, как и в предыдущих случаях, потребует капитальных затрат в размере ~ 8000 USD, а стоимость утилитного пластинчатого теплообменника – Н и пластинчатых теплообменников Т₁ и Т₁₀ общей площадью поверхности теплообмена 237 м² составит  ~ 59 300 USD, т.е. реконструкция потребует капвложений в размере ~ 68 000 USD и следовательно окупится за одну кампанию переработки сахарной свеклы.

Рис. 5. Стоимостные кривые для технологических потоков, интегрируемых в тепловую систему сахарного производства. 1 – приведенные капитальные затраты; 2 – приведенная стоимость энергии; 3 – общая приведенная стоимость тепловой сети; П – приведенная стоимость; ΔTmin – минимальный температурный напор на теплообменном оборудовании.	Рис. 6. Составные кривые, построенные для потоковых данных таблицы для ΔTmin = 2,5°C без учета теплоты конденсата ретурного пара. 1 – горячая составная кривая; 2 – холодная составная кривая; QHmin – целевое значение горячих утилит

Реализация предлагаемых проектов реконструкции теплообменной сети сахарного завода позволит снизить потребление ретурного пара с 68 кг на 100 кг перерабатываемой свеклы до 57 кг на 100 кг свеклы, что еще значительно выше уровня потребления ретурного пара в промышленно развитых европейских странах на заводах с выпарными аппаратами Робертса, который равен 40—45 кг ретурного пара на 100 кг перерабатываемой свеклы.

Простой анализ тепловой сети производства сахара (рис.1) и ее сеточной диаграммы показывает, что температура холодного потока  № 13 – преддефекованного сока (табл. 1) при прохождении через дефекатор и сатуратор уменьшается с 85°С до 80°С. Потоковая теплоемкость потока № 13 ~ 315 кВт/К, т.е. мощность тепловых потерь на данной позиции равна 1 575 кВт.

При прохождении потока № 14 – сока первой сатурации через дисковый фильтр теряется 10°С температуры потока, т.к. температура сока первой сатурации перед дисковым фильтром равна 90°С, а температура промоя после патронного фильтра и температура  сока  перед второй  сатурацией  равна 80°С. Учитывая потоковые теплоемкости последних двух потоков, вычисляем мощность тепловых потерь в районе дискового фильтра. Она равна 3 040 кВт. При прохождении холодного потока № 16 – сока перед второй сатурацией через сульфитатор второй ступени и патронный фильтр его температура уменьшается на 15°С, т.е. мощность тепловых потерь составляет величину 2 940 кВт. Суммарная мощность указанных тепловых потерь равна ~ 7,6 МВт, что приводит к потреблению лишних 10,1 кг ретурного пара на 100 кг перерабатываемой свеклы.

Рис. 7. Сеточная диаграмма проекта теплообменной сети для системы потоков из таблицы 1. Диаграмма построена для ΔT_min = 2,5°C. На расщеплениях потоков № 1, 2, 3 и 4 показаны процентные соотношения теплоёмкостей. Остальные обозначения те же, что и на рис. 3

Если устранить названные тепловые потери и для полученных при этом потоковых данных синтезировать с помощью пинч-анализа теплообменную сеть процесса производства сахара, то мы снизим потребление энергии на переработку 100 кг свеклы до среднего европейского уровня или даже еще ниже. Но для этого необходимо тщательное обследование предприятия во время переработки сахарной свеклы с целью выяснения причин, обуславливающих столь большие тепловые потери.

Обозначения: CP – потоковая теплоёмкость, кВт/К; Q_Hmin – целевое значение горячих утилит, кВт; g_ij – изменение потоковой энтальпии j-го технологического потока в i-м энтальпийном интервале, кВт; r – скрытая теплота фазового перехода, Дж/кг; S – площадь поверхности теплообмена, м²; Т_н – начальная температура технологического потока, °С; Т_к – конечная температура технологического потока, °С; W – массовый расход, кг/с; H – утилитный теплообменный; α – коэффициент теплоотдачи, кВт/м²К; ΔH – изменения потоковой энтальпии, кВт; ΔT_min – минимальная разность температур теплоносителей при их теплообмене в теплообменном оборудовании, °С; ΔT_ln – логарифмическая разность температур; П – приведенные затраты,  USD.

Список литературы:

1. Смит Р., Клемеш Й., Товажнянский Л.Л., Капустенко П.А., Ульев Л.М. Основы интеграции тепловых процессов. Харьков: ХГПУ. 2000. С. 457.
2. Урбанец К., Залевски П., Клемеш Й. Проект реконструкции для польских сахарных заводов с применением методов интеграции процессов и современного теплообменного оборудования // Ітегровані технології те енергозбереження. 2001. №1. С.3-12. 
3. Licha H.,  Valentin P.,  Wersel M., Witte G. The Plate Evaporator – A New Methodic Evaporation Technology // Zuckering. 1989. Vol. 114. No 10. S. 785-798.