常减压基础能耗计算.doc

_1 适用范围本基准能耗适用范围为250万t/a及以上规模的新建或改扩建的常减压蒸馏装置。独立的常压蒸馏装置或减压蒸馏装置，处理量在250万t/a以下的常减压装置以及常压和减压不匹配的常减压装置参考使用。装置的主要组成包括： 两级电脱盐部分；原油换热部分； 初底油换热及初馏部分；常压炉及常压蒸馏部分； 减压炉及减压蒸馏部分； 轻烃回收部分等。2 基准能耗的基础条件以沙特轻质原油和中质原油按混合比例为50%：50%的原油作为基准原油。装置处理规模按500万t/a，年开工时数按8400小时考虑。装置组成主要包括电脱盐、初馏、常压蒸馏、减压蒸馏和轻烃回收等5部分。主要工艺技术方案： 设两级交流电脱盐； 采用无压缩机初馏提压操作方案回收轻烃； 减压一线考虑拔出柴油技术； 当减压深拔时采用微湿式技术。（1） 原油进入装置温度按40考虑。（2） 电脱盐后原油含水按0.2 m %考虑。（3） 原油换热分为三段。 第一段在脱盐罐前换热，由40加热到135。 第二段在脱盐罐后换热，由132加热到合适的进入初馏塔温度。 第三段是初馏塔底油换热，由初馏塔底温度同装置内热流换热至优化的经济合理换热终温，再由加热炉加热至合适的温度进常压塔。作为装置基准能耗，不考虑初馏塔底油同装置外热流（如催化油浆等）换热。（4） 产品方案及性质 初馏塔顶油：ASTM D86干点180。 常压塔顶油：ASTM D86干点180。 轻烃回收脱丁烷塔顶（必要时脱乙烷）液化石油气：蒸气压1380kPa，C53%（mol）。 轻烃回收脱戊烷塔顶轻石脑油： ASTM D86 干点80。 常一线油（作为航煤）：ASTM D86 干点250。 常二线油（作为柴油）：ASTM D86 95%点365。 常三线油（作为柴油）：ASTM D86 95%点365。 常四线油（作为蜡油）：ASTM D1160 95%点575。 减一线油（作为柴油）：ASTM D86 95%点365。 减二线油（作为蜡油）：ASTM D1160 95%点575。 减三线油（作为蜡油）：ASTM D1160 95%点575。（5） 产品质量（脱空度） 石脑油与航煤的脱空度：ASTM D86（5%-95%）12。 航煤与轻柴油的脱空度：ASTM D86（5%-95%）8。 轻柴油与重柴油的脱空度：ASTM D86（5%-95%）-20。（6） 初馏塔、常压塔塔顶油气热量回收。回收热量中因传输热损失，需扣除3%热损失。 （7） 各塔侧线产品的回收热量均按出塔温度换热至下述换后终温后去冷却。石脑油 40常压各侧线油 70减压各侧线油 90减压渣油 110回收热量中因传输热损失，也需扣除3%热损失。（8） 各塔剩余热（即回流热）的热量回收，因传输热损失，也需扣除3%热损失。（9） 换热网络以“窄点”技术为基础，采用最佳窄点温差。参加换热的冷流和热流组成吸热和放热两个区域，避免跨过窄点换热。 （10） 各塔的汽提蒸汽量初馏塔 0常压塔 相当于常压渣油的1.5 m %（包括侧线汽提蒸汽）减压塔 燃料型的为减压渣油的0.5 m %，减压采用“微湿式”操作时； 润滑油型的为减压渣油的3.0 m %（包括侧线汽提蒸汽）。（11） 加热炉的热效率等于或大于90%。（12） 装置用汽量规定汽提蒸汽量，一般采用0.3MPa，经加热炉过热至400， 见第10项；雾化蒸汽量，一般采用1.0MPa蒸汽，相当于所用燃料的20 m %；抽空用蒸汽量，一般采用1.0MPa蒸汽，250；8.0 kg/t（湿式，含微湿式）； 10.0 kg/t（干式，不含微湿式）。（13）压力为0.3MPa及1.0MPa的蒸汽分别到加热炉对流室过热到400及250，计入加热炉有效热负荷内。（14）装置用电折算成热量后为65MJ/t（包括电脱盐），如不设电脱盐则需扣除6.0 MJ/t。（15）装置用水 润滑油型 13.40 MJ/t 燃料型 10.50 MJ/t（湿式，不含微湿式） 9.20 MJ/t（干式，含微湿式）3 基准能耗的工艺计算举例 基于原油评价及生产总流程的安排或根据生产实际确定装置的产品方案，采用工艺流程模拟软件（PROII、ASPEN和HYSES等）计算装置主要操作条件和物料平衡及热量平衡。本基准能耗以沙特轻油：沙特中油=50%：50%作为计算基准，原油TBP切割按565考虑。装置的物料平衡、产品性质、热量传递系统网络热量回收工况分析及网络能量利用等见表14。3.1 装置的物料平衡基于原油评价及基础条件，通过流程模拟所确定的物料平衡数据见表1。表1 装置的物料平衡序号物 料 名 称收率流 率备 注m%kg/h一原料1原油100595240沙轻和沙中各50%二产品1气体0.2011902液化气1.1669003轻石脑油3.22191704重石脑油10.92649905常一线油13.49803306常二线油12.65752907常三线油8.39499408减顶油0.2011909减一线油2.821680010减二线油11.646932011减三线油13.427986012过汽化油1.60950013减压渣油20.2912076014合计100.00595240总拔78.11不含过汽化油3.2 产品性质基于原油评价及基础条件，计算的产品性质数据见表2。表2 产品性质 项 目初顶常顶常一常二常三减一减二减三减压油油线油线油线油线油线油线油渣油比重d4200.69820.73440.78080.81410.84270.83940.88640.91800.9789特性因数K12.312.112.112.112.112.112.112.112.1200.730.731.532.53粘度505.7929.5281.60mm2/s803.145.52824.141000.761.156.8013.30298.23冰点 -47恩 氏蒸 馏IP-33.820.1146.2210.0239.8245.7320.8378.0490.05%10.789.4176.5243.9281.6270.5345.5436.4531.910%34.1102.5182.0253.6293.2280.8356.3446.6544.8常压ASTM30%83.0121.2194.8266.6316.7305.5414.0478.6582.9D8650%99.0132.9205.5274.6323.7321.2430.7503.7631.570%119.2144.9216.7284.5337.6336.9449.8530.3724.8减压ASTM90%143.8156.1229.8290.5349.9357.9481.3560.3864.1D116095%158.2164.1235.0301.0364.9365.1496.6572.0870.8EP180.0180.0246.5319.1395.1393.6533.4581.4870.8 3.3 热量传递系统网络热量回收工况分析热量传递系统网络热量回收工况分析数据见表3。 表3 热量传递系统网络热量回收工况分析网络温差换热负荷加热负荷冷却负荷换热终温换热面积换热强度投资费用操作费用年总费用热量回收率平均温差壳体窄点温度kWkWkW m2W/m2万元/a万元/a万元/aQ换/Q总数目1298836.527773.98292.8309.623174.14259.62432.52460.54892.992.318.7106289.01398539.028315.18599.6308.622031.54466.62313.92509.74823.692.019.7100288.51498240.828856.98907.0307.621000.64671.22210.72558.94769.691.720.696288.01597942.029399.49215.0306.720065.34873.62116.22608.24724.491.421.492287.51697642.729942.69523.5305.719210.85074.32037.12657.64694.791.122.391287.01797338.830491.09836.9304.718418.75275.71958.42707.54665.890.823.288248.51896856.231242.010334.4303.417384.65571.71841.62776.34618.090.424.579249.01996372.831994.010832.8302.016459.75866.01753.72845.34599.089.925.877249.52095946.732680.811272.0300.815705.06128.01684.02908.24592.289.527.076250.02195519.933368.611712.0299.515016.46388.31614.72971.14585.889.128.173250.52295092.434057.212152.8298.314381.76648.61547.33034.14581.588.729.369251.02394664.034746.612594.4297.113797.56907.41487.43097.24584.688.330.466251.52494235.035436.913036.7295.813257.57165.11434.23160.44594.687.831.564252.02593805.236128.013479.8294.612929.77322.41399.53223.74623.287.432.262252.52693374.636820.113923.7293.412455.87575.81346.73287.04633.787.033.358253.02792943.337512.914368.4292.112010.77830.31310.43350.54660.986.634.559253.52892511.238206.614813.8290.911594.28084.41262.53414.04676.586.235.655254.02992078.438901.215260.0289.711203.68338.01225.53477.64703.185.836.7 54254.53091644.839596.615707.0288.410838.78589.51188.03541.24729.285.437.852255.0最经济网络窄点温差(HRAT) =22 松驰的网络窄点温差(HRAT) =25 3.4 网络最小温差与年总费用关系网络最小温差与年总费用关系见图1。图1 网络最小温差与年总费用关系3.5 网络的总综合曲线网络的总综合曲线系见图2。图2 网络的总综合曲线系3.6 网络窄点温差组合曲线网络最经济窄点温差组合曲线见图3。图3 网络最经济窄点温差组合曲线网络松弛后窄点温差组合曲线见图4。图4 网络松弛后窄点温差组合曲线采用最经济网络窄点温差(HRAT) =22，初底油换热至终温298，总网络热量利用见表4。由流程模拟计算得常压炉加热初底油至363，所需工艺有效热负荷为38260 kW；减压炉加热常底油至393所需工艺有效热负荷为13430kW。 表4 总网络热量利用表 序号物流名称流量kg/h总热负荷换热冷却部分温度热负荷kW温度热负荷kW温度热负荷kW一热流部分1初顶油气857081627212002.61621078000.7107724001.92常顶油气1711551399017968.41391248000.7124909967.73常顶二级油气2140090404188.690404188.64常一线（航煤）80330210707729.4210956478.395701251.15常二线75290259709857.12591108026.0110701831.16常三线49940322708998.22791147674.9114701323.37常一中19730322515510175.122515510175.18常二中24946029522513954.129522513954.19减一线及一中70665127702457.7127702457.710减一中538657050657.37050657.311减二线及二中20251324115612088.424115612088.412减三线及三中27738831721721279.531721721279.513减一线16800127127014减二线69320156902833.1156902833.115减三线79860217906514.62171254833.1125901681.516减渣+过汽化油13026037111024930.337111024930.317脱丁烷塔顶油气78403454.178403454.118脱戊烷塔顶油气66405780.166405780.119脱丁烷塔底油84160185905183.1185905183.120脱戊烷塔底油64990122403988.3122991035.999402952.4合计174040.0131660.142379.9二冷流部分1脱前原油*5955404013534080.64013534080.62脱后原油*59643013024350442130243504423初底油54134024029827351.324029827351.34脱丁烷塔进料91950461456032.5461456032.55常一线重沸器1057652102151767.82102151767.86脱丁烷塔重沸器1851954908.01851954908.07脱戊烷塔重沸器1221313128.51221313128.5合计128710.7128710.7注：脱前原油含水300kg/h，脱后原油含水1190kg/h。3.7 加热炉有效热负荷及燃料消耗加热炉有效热负荷及燃料消耗计算汇总见表5。表5 加热炉有效热负荷及燃料消耗 序号项 目单 位常 压 炉减 压 炉1介质名称初底油常底油2油品入/出炉温度298/363357/3933油品入炉流量 kg/h5413452973704炉加热油品有效热负荷QkW38260134305需过热蒸汽流量kg/h50606蒸汽入/出炉温度150/4007炉过热蒸汽热负荷Q汽kW7308炉总热负荷Q=Q+Q汽kW38260141609炉热效率, %909010炉燃料用量Bkg/h36551286+7011装置燃料总耗量kg/h501112装置燃料单位耗量kg/t8.4213装置燃料总能耗MJ/t352.463.8 装置蒸汽量消耗计算 根据总综合曲线及网络冷热流综合曲线，可以看出在换热物流匹配后，装置已没有剩余较高温位的热量来发生蒸汽。故此装置所需要的0.3MPa汽提用蒸汽及1.0MPa抽空、雾化等用蒸汽均从装置外系统供给。（1） 1.0 MPa雾化蒸汽用量=501120%=1002 kg/h；（2） 1.0 MPa抽空蒸汽用量按8kg/t原油考虑，则抽空蒸汽用量为4760 kg/h；（3） 0.3 MPa汽提蒸汽用量=2973701.5%+1207600.5%=5060 kg/h；（4） 装置0.3 MPa蒸汽总用量=5060kg/h，折合0.00850 t /t原油；（5） 装置1.0 MPa蒸汽总用量=5762kg/h，折合0.00969 t /t原油；（6） 装置0.3 MPa蒸汽总能耗=0.00852763 =23.49 MJ/t；（7） 装置1.0 MPa蒸汽总能耗=0.009693182 =30.83 MJ/t；（8） 装置蒸汽总能耗=23.49+30.83=54.32 MJ/t。3.9 软化水消耗计算 软化水作为电脱盐注水，按5%注水量考虑，用量为595.245%=29.76 t /h，即0.050 t /t原油。软化水能耗=0.05010.47=0.52 MJ/t。3.10 冷却用水消耗计算装置蜡油及渣油考虑采用水冷，其它较轻油品一般考虑采用空冷，在优化换热流程的基础上，根据装置冷却负荷，计算出各类型装置循环水用量为1250 kg/h，即2.10 t /t原油。冷却用循环水能耗=2.104.19=8.80 MJ/t。3.11 装置用电能耗采用国内同类型装置先进指标，均按65 MJ/t计算。3.12 装置基准能耗为上述各种能耗之和装置基准能耗为481.10 MJ/t（11.49kgEo/t）。3.13 同理计算可得加工不同原油时装置的基准能耗对于加工常见的几种原油，在原油TPB切割至530时，其装置基准能耗汇总见表6。4 影响基准能耗的客观因素及其校正方法4.1 原油性质影响原油性质对蒸馏装置能耗的影响是比较复杂的同时也是根本的。表征原油性质主要有原油的特性因数、比重（或比重指数API度）和轻质油收率和总拔出率以及原油硫含量和酸含量等。4.1.1 原油特性因数的影响原油的特性因数对能耗有一定的影响，但基本可以忽略不计。虽不同特性因数的原油所需的热量相差较大，如比重指数同为20oAPI由37.8加热到299，所需的热量相差：K=10.0 H=570 kJ/kgK=11.0 H=594 kJ/kgK=11.8 H=622 kJ/kg K=12.5 H=652 kJ/kg如将特性因数为10的原油更换成特性因数为12.5，由37.8加热到299，需要增加供热量14.3%，但同时作为热流的产品的特性因数也随之变化，其放热量也相应增加，基本可以抵消由于原油因特性因数差异而对能耗的影响。同时，进口和国产原油及其产品的特性因数绝大多数都在11.812.3之间，因此，原油的特性因数对蒸馏装置的能耗影响较小，可基本不加校正。4.1.2 原油比重的影响同样，原油的比重对能耗有一定的影响，但就其比重本身而言，影响很小，基本可以忽略不计。如比重d420 =0.82的原油与比重d420 =0.93的原油均由40加热到300，所需的热量相差较大：d420 = 0.82 H=586 kJ/kgd420 = 0.93 H=553 kJ/kg如果原油由40加热到300，可以看出d420 =0.82的原油比比重d420 =0.93的原油，需要多供热6.0%。换热的影响统一折算在炉子考虑，需要炉子多提供6.0%的热量，按该增加的热量可88%回收考虑，则实际由于比重由d420 =0.93变化为0.82，增加热量为6.0%（1-88%）=0.72%。且大部分原油比重d420多集中在0.82到0.88之间，因此，原油的比重本身对蒸馏装置的能耗影响较小，可基本不加校正。4.1.3 拔出率的影响一般，原油越轻，汽化率也越大，拔出率越高，装置工艺用能也就越多，工艺总用能多，可回收的绝对热量也大。表6列出了典型的进口和国内原油比重、特性因数及减压拔至530的总拔出率。表6 几种典型原油的基准能耗计算结果 序号原油名称比重d420总拔出率m%基准能耗MJ/t备注kgEo/t1俄罗斯油0.837985.37503.67（12.03）2利比亚油0.861480.26495.30（11.83）3伊朗轻油0.856078.47479.39（11.45）4沙特轻油0.856576.90484.83（11.58）5伊拉克轻油0.851176.44474.78（11.34）6卡宾达油0.870672.46455.94（10.89）7沙特中油0.866472.40454.26（10.85）8阿曼油0.851871.90456.78（10.91）9大庆原油0.856363.29431.66（10.31）10胜利原油0.880861.99424.96（10.15）根据基准能耗的基准条件，由第三部分所述的方法计算出基准能耗同时列于表6。由表6则可绘出基准能耗和总拔出率的关系曲线，见图5。 图5 基准能耗和总拔出率的关系曲线由图5曲线看出，常减压蒸馏装置的能耗和总拔出率存在较好的线性关系。据此回归出如下以校正原油因比重、总拔出率变化对基准能耗影响的关联式（公式适用于燃料型）。 E=3.5132C+206.68 （1）式中 E能耗，MJ/t； C总拔出率，m%。4.1.4 原油硫含量或酸含量的影响虽然原油中硫含量或酸含量并不直接对装置能耗产生影响，但是加工高硫原油（主要是进口原油）、高酸原油和高硫高酸原油，装置热回收率和装置换热设备的一次投资及其投资回收期密切相关，考虑投资因素的条件下，换热终温将有所降低，从而能耗也将提高。由于本部分的影响涉及因素较多，装置加工原油含硫含酸的影响可另题讨论。4.2 减压拔出深度的影响基准能耗按减压实沸点切割至530考虑，国外一些常减压装置实沸点切割至565作为标准操作条件。拔出深度的增加，工艺用能相应增加，当然可回收热量也会随之增加，这部分热量不能100%回收，使得装置总能耗有所增加。但其能耗的增加最终仍体现在总拔出率的增加上面，因此，当考虑深拔时，式（1）仍适用。4.3 回收轻烃的影响进口原油轻烃含量普遍很高，加工规模较大的常减压蒸馏装置对进口原油中的轻烃予以回收是非常必要的，常采用无压缩机三塔流程，即脱丁烷-脱乙烷-脱戊烷路线。本基准能耗已包含轻烃回收部分。如装置不设轻烃回收，式（1）应减去常数K1，即： E=3.5132C+206.68K1 （2） K1与原油中液化石油气含量存在如图6所示的线性关系。 校正系数K1和原油中液化石油气收率关系式见式（3）。图6 能耗常数K1与液化石油收率关系曲线 K1=6.3652L+11.351 （3）式中 K1 校正系数，MJ/t； L 液化石油气收率（占原油），m%。 式（3）适应于液化石油气收率L0.58%。如小于0.58%，则校正系数K1按15 MJ/t考虑。4.4 产品方案的影响装置能耗由于产品方案的不同，也存在一定的差异。本基准能耗仅考虑减压系统生产润滑油料同生产催化或加氢裂化原料相比时能耗的校正。生产润滑油料对产品分割要求严格，需要较高的分离精度，这就必须有较高的过汽化率，以确保一定的塔内回流量。此外，还必须增加保证产品质量所需的汽提蒸汽和减顶冷凝冷却系统的冷却负荷，所以减压蒸馏系统的能耗就较大。减压蒸馏考虑生产润滑油方案时，式(1)应增加常数K2，即： E=3.5132C+206.68+K2 （4）一般K2取20.0 MJ/t（0.48kgEo/t）。4.5 装置负荷率的影响装置负荷率为加工量相对于设计满负荷时为100%时的相对百分数，对于改造装置则以标定结果作为100%负荷。装置负荷率愈低单位能耗就愈高。装置的能耗可以划分为两部分，一部分是“可变能耗”，它随负荷的变化成正比例变化；另一部分是“固定能耗”，它基本不随负荷的变化而变化，或是变化甚微。尽管装置负荷率对能耗的影响原因很多，但基本均可以用装置的“固定能耗”所占百分率对其分析。固定能耗值大，负荷率降低对能耗的影响就大。对常减压蒸馏装置来说，固定能耗的主要分布为：设备及管线的散热损失，部分机泵及电脱盐的电耗，抽空器蒸汽耗量，以及一些在负荷变化时一般不加调整的耗能设施所耗的水、电、汽等，例如冷却器用水、燃烧器的雾化蒸汽等等。随着负荷率下降，有些设备因效率降低也可能引起能耗增加，例如加热炉过剩空气系数在低负荷时需要高一些，换热器因低流速结垢速率增加而影响回收换热量等等，但此处不考虑这些因素的校正。 通过对常减压蒸馏装置基准能耗的剖析，并考虑到常减压装置的日趋大型化，一般考虑固定能耗占总能耗的25%。如加工沙特轻油的常减压蒸馏装置满负荷时的能耗为484.83 MJ/t（11.58 kgEo/t），取其固定能耗为总能耗的25%。当负荷率下降到80%时，校正后的基准能耗为：363.62+121.210.8=515.13 MJ/t（12.30 kgEo/t）同理当负荷率下降到60%时，校正后的基准能耗为：363.62+121.210.6=565.64 MJ/t（13.51 kgEo/t）推荐的负荷率变化时的基准能耗相对百分数见表7和图7。表7 负荷率变化与基准能耗相对百分数 负荷率 %12011010090807060能耗，MJ/t464.63473.81484.83498.30515.13536.78565.64相对百分数 %95.8397.73100.00102.78106.25110.72116.67 F = 134.74-0.3384R （5）式中：F 负荷率变化时能耗相对百分数，% R 负荷率，%图7 负荷率变化与能耗相对百分数关系曲线4.6 其它因素诸如季节、气温条件，公用工程条件、同其它装置（或单元）间的互供条件、地区条件、运转周期（初期和末期）、开停工次数等因素对装置的能耗都产生一定影响，由于这些影响因素的不确定性，本基准能耗对其影响不予考虑。5 生产装置基准能耗计算实例及标定校核生产实例一：扬子石油化工股份有限公司第二套常减压蒸馏装置扬子石油化工股份有限公司第二套常减压蒸馏装置，加工规模450万t/a，设计加工中东含硫原油（沙特轻质原油和沙特中质原油，混合比例为64） ，主要产品为液化石油气、石脑油（乙烯料、重整料）、柴油（加氢精制料）、蜡油（加氢裂化料、催化料）、渣油（尤里卡原料、焦化原料）等，同时装置能够生产分子筛料。装置主要由两级原油电脱盐、原油换热、初馏、常压蒸馏、减压蒸馏和轻烃回收组成。装置于2002年9月25日建成并投料开车，于2003年3月29日至3月31日对该装置进行了标定，标定时的原油为卡宾达原油与沙特超轻原油的混合原油，混合比例为1.21。标定取得的原始数据见表8。由表8，标定原油为卡宾达原油与沙特超轻原油的混合原油，标定处理量为453.06万t/a，总拔出率C=78.87m%。同时装置未深拔，且含有轻烃回收系统，根据式（1），则装置的基准能耗为：E = 3.5132C+206.68= 483.77 （MJ/t）（11.55 kgEo/t） 基准能耗中未考虑热输出对降低装置能耗的贡献。装置标定能耗为484.90 MJ/t（11.58 kgEo/t）（含轻烃回收，分子筛方案），其中热输出为850kW，即19.44 MJ/t，不考虑热输出对降低装置能耗的贡献，则扬子石油化工股份有限公司第二套常减压蒸馏装置能耗为484.90+19.44 = 504.34 MJ/t（12.05 kgEo/t），尚高出基准能耗20.57 MJ/t。分析如下。 (1)装置设计已应用窄点技术，其标定原油和设计加工原油性质基本接近，其换热网络能够适应标定方案，因此，其热回收水平已满足基准能耗要求的水平。 (2)标定生产加工方案为生产分子筛料，即常压塔一线抽出馏分为190240的分子筛料，同时为保证常顶油的干点和分子筛料的初馏点要求尚需抽出石脑油和分子筛料之间的馏分。为此蒸汽及燃料耗量有所增加。 (3)实际加热炉综合热效率未达到90%。上述第2项和第3项的综合影响，实际标定能耗高出基准能耗20.57 MJ/t。表8 装置原始标定数据整理的物料平衡表 序号物 料 名 称收率流 率备 注m%kg/h12345一原料1原油566325宾达原油与沙特超轻混合原油，混合比例为1.21二产品1气体+损失0.116102液化气0.6235003轻石脑油1.5386904重石脑油16.79950905常轻油4.27241606常一线2.35133307常二线7.99452708常三线6.48367109一级减顶油0.29162510一级减一线8.834998011一级减二线15.408721012二级减顶油0.35200013二级减一线0.63356014二级减二线5.433075015二级减三线4.682650016二级减四线3.121767017减压渣油21.1311967018合计10056632519轻收49.520总拔78.8721其中常压拔出40.0322一级减压拔出24.5223二级减压拔出14.21生产实例二：镇海800万t/a常减压蒸馏装置镇海800万t/a常减压蒸馏装置（燃料型干式）于1999年10月29日建成并投料开车，于2000年6月56日对该装置进行了标定，设计原油为沙特轻油，标定原油为伊朗轻油。标定取得的原始数据见表9。表9 装置标定数据 物料名称流量，kg/h收率，%原 油833600100.0轻 收53.22总 拔78.62合 计100.0由表9，标定原油为伊朗轻油，标定处理量为833600 kg/h，700万t/a，总拔出率C=78.62m%。同时装置未深拔，且含有轻烃回收系统，装置的负荷率为87.5%，根据式（1）,装置的基准能耗为：E = 3.5132C+206.68= 3.5132 78.62 + 206.68= 482.89 MJ/t= 11.55 kgEo/t 根据式（5），负荷率变化时的能耗相对百分数为：F = 134.74-0.3384R= 134.74-0.3384 87.5= 105.13基准能耗校正后为：482.89 105.13% = 507.66 MJ/t= 12.12kgEo/t 装置标定能耗为490.69MJ/t（11.72 kgEo/t）（不计热输出），低于负荷校正后基准能耗16.97 MJ/t。如装置加工负荷增加，则装置能耗将进一步下降。6 实现本基准能耗的现实性程度6.1 基准能耗是经过一定努力可以达到的先进指标以扬子石油化工股份有限公司第二套常减压蒸馏装置加工卡宾达原油与沙特超轻原油的混合原油，混合比例为1.21时的基准能耗与其标定数据对比为例予以说明。表10 扬子第二套常减压蒸馏装置标定原油的基准能耗与其标定数据对比序号项 目单位数值备注1装置的设计规模万t/a450设计原油为沙特轻质原油和沙特中质原油，混合比例为642装置标定加工量万t/a453*标定加工卡宾达原油与沙特超轻原油的混合原油，混合比例为1.213标定原油的总拔m%78.874标定原油的基准能耗MJ/t 483.77不计热输出5实际标定能耗MJ/t 504.34不计热输出6两种能耗差值MJ/t 20.57*注，装置标定加工量和装置的设计规模基本相当，负荷率影响可忽略不予校正。由表10看出，扬子石油化工股份有限公司第二套常减压蒸馏装置实际标定的能耗比基准能耗高出20.5 MJ/t。其主要原因为： 标定生产加工方案为生产分子筛料， 炉效率尚未达到90%。标定常压炉和两级减压炉热效率为89%（同能耗计算一致，采用反平衡法计算值）。两项合计基本接近增加的能耗。为此，在不生产分子筛料的常规生产方案下，同时保证炉效率大于等于90%的条件下（由于装置为改造设计，受一定条件的制约，如新建加热炉，该效率是可以保证的），该基准能耗是可以达到的。同时基准能耗尚留有一定的余地，例如：基准能耗对产品质量要求较高，实际生产操作可能低于该要求，因此装置的用能和能耗也将有所降低； 常压塔及汽提塔以及减压系统采取微湿式操作时的用汽量定得较高，尚有一定的裕量； 窄点技术本身只是确定装置冷热物流匹配的规则，对窄点温差的选用本基准能耗也留有较大的弹性。综上所述，本基准能耗是可以达到的。7 建议的能耗评价指标及应用建议用能耗因数EF并结合装置与本基准能耗设定的条件对比，分析评价各装置的能量利用水平EF= 实际能耗 / 校正后的基准能耗实际能耗中不计热出料和低温热输出；也不包括伴热和采暖用蒸汽，这部分蒸汽可在全厂性管理耗能指标中加以控制。校正后的基准能耗，指以关联式（1）所算出的基准能耗为基础并进行相应校正后的能耗值。EF愈大，说明用能水平愈低，EF等于或小于1，说明用能水平高，但不能一概而论，还需要结合装置与本基准能耗设定的条件对比分析而定。附件常减压蒸馏装置基准能耗编制说明1 基准能耗的基础条件目前我国已从加工单一的国内原油过渡到同时加工国内和国外进口原油的阶段，而且国外原油加工量正在逐年上升，沙特轻质原油和中质原油作为重要的中东出口原油，并考虑到该种原油的收率及其它性质，无疑选用沙特轻质原油和中质原油按混合比例为50%：50%的原油作为基准原油，具有广泛的代表性。由于目前常减压蒸馏装置日趋大型化，且大多加工富含轻烃的轻质进口原油，因此对其轻烃的回收在该装置基本上均作为必要组成部分，为此装置将轻烃回收部分列入作为装置的有机组成部分。装置处理规模为500万t/a是考虑到该规模能够承上启下。(1)原油进入装置温度按40，考虑到原油入装置温度超过或低于40时，基准能耗均可不作修正，因为当温度低于40时，虽然需要的换热量增加，但可充分利用装置低温余热予以抵偿，故对能耗影响甚微。(2)当电脱盐后原油含水大于0.2%时，则第二段原油换热负荷增加，这部分热量白白浪费在水的汽化上，导致能耗升高。(3)脱盐罐前后温降为3的热损失中，包括脱盐水升温到电脱盐罐温度时的需热。(4)本基准能耗未将原油换热后终温作为一个定数指标，是考虑到常减压装置加工原油品种轻重差别较大，产品方案也各不相同，同时尚需考虑经济合理等因素，故装置原油换热后终温应由根据具体情况综合优化而定。(5)本基准能耗未将闪蒸段的温度、闪蒸段温度和塔底油温度的温差列为基础条件，是考虑到产品收率和质量是装置所直接要求的，上述指标仅为间接结果。因此，在满足产品收率和质量的前提下应尽量使这些指标最优。(6)如上条，过汽化油的流量是衡量过汽化率的主要间