第5-6讲：节能原理与技术-节能原理与方法

六节能原理与方法科学找出节能潜力与部位制定节能措施的指导原则规划长短期节能目标提出不恰当的节能指标制定出不合理的节能决策批准不合理的节能方案1掌握节能原理的重要性掌握节能原理不掌握节能原理热力学第一定律分析法热力学第二定律分析法热经济学节能原理与方法窄点技术能量平衡流程模拟技术三环节理论2节能分析方法与原理2.1节能分析方法热力学第一定律即能量守恒定律：能量是物质运动的量度，当任何一种形式的能量被转移或转化为另一种形式的能量时，数量不变。（1）热力学第一定律分析法用热效率的高低来估计节能潜力，热效率越高说明节能潜力越大。用能量平衡法将能量的来龙去脉搞清楚，确定多少能量被利用，多少能量损失掉。热力学第一定律的具体应用方法及优缺点优点：简单直观，容易理解和掌握，运用得当对节能工作能起到重要作用。缺点：仅反映能量数量上的守恒关系，在挖掘节能潜力时有较大的局限性和不合理性。

具体应用方法：优缺点：（2）热力学第二定律分析法当任何一种形式的能量被转移或转化为另一种形式的能量时，其品位只可能降低或蜕变，绝不可能提高。能量在数量的守恒性和质量上的贬值性，就构成了能量的全面本性。热力学第二定律的基本内涵20世纪50年代以后，热力学第二定律的理论开始在节能实践中广泛应用！有熵分析法和火用分析法。由于熵分析法比较抽象，不能评价能量的使用价值，且本身也不是一种能量，现在已被火用分析法取代。火用分析法认为：能量=火用+火无火用是这样一种能，在给定环境的作用下，可以完全连续地转化为任何一种其它形式的能量，而火无是一种不可能转化的能量形式。火用主要是针对热提出的，即热量中最大能转化为功的部分。采用火用分析法，能从本质上找出能量损失。热力学第二定律的应用方法现代节能原理是同时依据热力学第一、第二定律，并通过直观实用的方式，来体现能的全面本性，由此建立的节能理论和方法，称为第二定律分析法。应用方法（3）热经济学20世纪60年代以来，在节能领域产生了将火用分析法与经济因素及优化理论有机结合的热经济学方法，即除了研究体系与自然环境之间的相互作用外，还要研究一个体系内部的经济参量与环境经济参量之间的相互作用。第一定律和第二定律分析法，在方案比较中仅能给出一个参考方向，而不能得出具体结论。热经济学分析法可以直接给出能效评价结果，这种方法特别适用于解决大型、复杂的能量系统分析、设计和优化。2.2节能原理与方法按能量的作功能力，将其分为三大类：高级能量：理论上可完全转化为功的能量，如机械功、电能、水能等。低级能量：理论上不能全部转化为功的能量，主要是热能；僵态能量：完全不能转化为功的能量。

可逆过程是热力学中的一种理想过程，如没有摩擦阻力的机械运动，没有温差的传热过程。真正的可逆过程是不存在的，事实上，自然界的任何过程都不是可逆过程。节能工作就是在现有的条件下使热功过程尽可能接近可逆过程。用能的本质：大部分能量是过客；能量是完成过程中不发生化学变化的“催化剂”；能量是完成过程的推动力。（1）能量的相关概念使用耗能量小的先进工艺过程和高效设备。减少过程。由于任何过程均不可逆，因此应尽可能减少过程，减少不可逆性。如装置之间的热进出料；从整个系统的角度使用能量，抓住优化匹配的机会，减少不可逆性。能量多次使用。如对传热过程就要减少传热温差。目前的经济传热平均温差（不包括加热炉）已经达20～30℃，随着强化传热技术的发展，传热系数提高后，经济传热温差可能进一步减小。炼油过程中，最常见最典型的过程为传热过程，各个装置均有大量的换热器。凡是传热温差大的地方，即是节能潜力所在（如何理解？）。高能高用，低能低用（能量梯级利用！）。（2）节能方法案例-烧开水（1）用电加热：280kg标油；（2）LPG加热：94kg标油(加热效率按90%)；（3）用燃料发生高压蒸汽，通过凝汽机的排汽加热：50.3kg标油。此时，所需的一次能源已大大小于水本身升温所需的热量85kg标油！

将10000kg水从15℃加热到100℃，需能量85万kcal，按数量折为85kg标油。典型加热方法的耗能量如果有类似上述的好条件，一定要抓住机会，充分利用。可能有类似上述的良好条件，但是隐蔽的，应让其显露出来，并充分利用。（系统越大越复杂，则越接近优化匹配的条件）如果没有温度与负荷匹配良好的过程，要创造条件，创造过程（尤其是公用工程），使工艺过程之间及与公用工程之间实现良好的匹配。启示：2.3窄点技术窄点技术的概念窄点技术(PinchTechnology)是英国Bodolinn

hoff

教授等人于70年代末提出的换热网络优化设计方法，并逐步发展成为化工过程综合的方法论。窄点技术是能量回收系统的分析方法的重大突破。窄点技术原理工艺过程中存在多股冷、热物流,过程综合就是设计出能使冷、热物流充分换热以尽可能回收热量,并同时满足投资费用、可操作性等方面的约束条件的过程系统。多股冷、热物流在T－H

图上可分别合并为冷热物流复合曲线,两条曲线在H轴上投影的重叠部分即为冷、热物流间的换热量,未重叠部分即为冷、热公用工程耗量。当两曲线在水平方向上相互移近时,热回收量Qx增大，而公用工程耗量Q。和Q,减小,各部位的传热温差也减小。当曲线互相接近至某一点达最小允许传热温差ΔTmin时,热回收量达到最大(Qx,max),冷、热公用工程耗量达到最小(Qc.min,QH.min)。两曲线纵坐标最接近的位置叫作窄点。窄点把换热网络分为窄点之上(称为热端或热阱)和窄点之下(称为冷端)两个子网络。为保证达到最小的加热、冷却公用工程用量，窄点技术有三条最基本的原则：(1)不应穿过窄点传热；(2)窄点之上不应采用冷公用工程；(3)窄点之下不应采用热公用工程。（1）总综合曲线的应用Fig.1:窄点温度180℃，可产低压蒸汽及供低温余热；Fig.2:第1窄点温度260℃，第2窄点温度120℃，中间可发生中压蒸汽，背压发电后，再供出0.5Mpa蒸汽，利用中间富裕的温差作功。180℃260℃120℃（2）窄点技术超目标方法确定了窄点温差，就确定了冷、热公用工程目标，但窄点温差如何在具体设计之前选取？因此窄点技术中发展出了一个超目标方法，即在换热网络还没有具体设计的情况下，运用一些模型，优化选取窄点温差。假如把每一个窄点温差下的换热网络都设计出来，而进行选取，其工作量太大，工程上不实用，也没有这个必要。超目标方法的实质是利用冷热综合曲线的“垂直换热”传热面积模型、壳程数模型以及泵功模型，预测每一个窄点温差情况下的最小传热面积、最小壳程数，从而预测出投资，当然选取一个窄点温差，就可确定了冷热工程目标，也就可以确定能耗费用。综合选取年操作费用最低的窄点温差即为优化值。

优化的窄点温差如何选择？（3）加热炉在过程组合中的适宜布局

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。下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＝Ｑhmin+(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。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。

（4）易污垢换热的网络设计法传统设计方法：增大易导致结垢换热器的传热面积。窄点技术设计方法：减少易结垢换热器的传热面积，增大其下游不易结垢换热器的传热面积。物流3在超过125℃以后易结垢，结垢趋势为渐近线型，6个月（装置操作周期为12个月）达到最高峰后就平缓了。换热器1的总传热系数是120W/m2.K，运行6个月后降至81W/m2.K。物流1和2的终温不严格，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，则换热器1需增加148m2，且为确保装置正常运转，在换热器1增设旁路，流经旁路的流量应随换热器1结垢的严重程度逐步减少，直到6个月后把旁路关死。装置能耗在运转期间维持在1850kW。案例——见下图示：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热器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）设备利用率低。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的优点：（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。

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热器3的面积。计算结果表明：换热器3增加不大于103m2的面积完全可以补偿换热器1结垢的影响。换热器3增加的面积比原方案少30%，该方案的另一优点是：加大换热器3的换热量后，换热器1的负荷降低，换热器2的负荷增大而使物流4的加热器负荷下降，从而减少热公用工程量15%。（5）设备或系统性能量组合设计单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，因为此时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。可以将拟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。基本原理与方法案例分析——燃煤锅炉过剩空气系数的优化ηglαq4q2αopt全局（综合）总曲线2.4能量平衡法摸清用能现状；分析企业及产品的用能水平；摸清主要用能设备和工艺的能效指标（能量利用率等）；查清企业余热资源及其回收利用情况；找出能量损失的原因、潜力，明确节能途径，为节能规划和节能改造提供依据。能量平衡最好由企业自身进行，培养出能搞清能量的来龙去脉的队伍，便于开展经常性的节能工作，容易使节能管理工作落到实处。（1）企业开展能量平衡的主要目的（2）企业能量平衡的方法A.测算结合，以测为主能量平衡主要靠测试，必须以测为主，不能以计算代替测试。某些设备或数据的可测性是能量平衡现场测试的一大难点。因此在制定能量平衡工作大纲时，必须充分考虑可测性问题。对于重点设备、重点参数，要采取各种直接或间接的方法尽可能做到实测；而对于一般情况，测试大困难时，则采用根据日常生产数据或经验数据进行推算。尤其对重点参数，还应采用多种估算方法进行校核性结算，以提高数据的准确性、可靠性。能量平衡测试并不是要对企业的所有设备和装置都完全地进行实测，应该选择主要耗能设备进行实测，其它则只进行统计计算。采用测试计算与统计计算相结合的方法。测试计算反映测试状况下的能耗水平，而统计计算反映实际平均水平。B.先易后难，掌握步骤开展能评工作时，应先从简单设备，掌握原则，“练好兵”。C.正反结合，抓住重点能量平衡测试原则上应同时采用效率直接测定法（正平衡法）与效率间接测定法（反平衡法），并以其中一种方法为主。如对锅炉，规定必须同时使用正反平衡法，且正平衡法为主，反平衡法为校核方法。实际能量平衡测试时，对用能较少的设备，可只进行正平衡测试。D.分批测试，统一计算对于大型复杂企业，应对所测试设备分类，按先易后难原则分批测试。整个企业的测试阶段不宜拖得太长，以避免测试数据与统计数据严重脱节的现象。全企业能量平衡测试完成后，再进行数据整理，统一计算，以避免先后计算口径的不一致。（3）能量平衡工作步骤一般分为以下6个步骤。

A.组织准备工作

开展培训教育工作，建立企业能量平衡工作领导小组（全面组织、协调，合理安排生产，推进实施能量平衡结果后的成果实施）、工作小组（实施机构）和有关专业测试小组，明确职责。收集主要耗能设备的设计与运行技术参数、以及测试统计期（截止到能平结束，向前追溯一个整年度）的主要产品品种及数量、能源消耗量。做好计量准备工作，配备、完善（校核）测试仪器，以及现场采样点、测试点的准备。B.制定能量平衡测试方案

确定加工的原料与产品、处理量，需要遵守的标准和原则，哪些设备与装置是需要测试的，测试时间与进度（石化企业一般能量平衡测试要求在二个月内完成），测试体系的划分，

有关基准（基准温度）、数据单位（包括绝压、表压）的统一、能量平衡采用的计算公式的确定。人为地单独划分出来作为研究分析的对象称为体系，体系具有一定的空间和边界。企业能量平衡中的体系可以划分为设备能量平衡体系、主要生产车间（工艺装置）能量平衡体系、企业能量平衡体系。也可以根据能源品种划分为蒸汽平衡体系、电能平衡体系、燃料平衡体系和水平衡体系等。体系的边界必须明确，并且符合能量平衡工作目标的要求，使测试方便。随着测试体系的确定，被测设备、测试项目、测点布置、数据采集、计算方法才能确定。计算方法需首先确定，是因为不同的计算方法需要的测试数据不同。

C.能量平衡测试实施首先消除被测设备体系的明显缺陷（操作及管理上的缺陷、设备本体、监控仪表、辅助设施的缺陷，是否存在明显的偶然性能源浪费现象）；根据设备测试计算表，制作原始记录表，包括测试时间、地点、环境状态、设备名称、型号、测点位置、测试仪表、采集次数、时间间隔、样品编号、生产产品的名称及性能参数、测试人及记录人等。在最后的测试过程中，应统一指挥，分工负责，尽量保证测试开始、结束时间、数据记录时间及间隔的统一。还必须保证测试记录与现场分析相结合，及时发现数据的不合理性，进行调整和补救测试。D.能量平衡数据的整理与计算数据整理过程中，将需要三类数据：测试数据、统计数据、引用数据，这些数据应相互结合，保证能量平衡结果的准确可靠。有时靠某一单独设备或装置的数据还不行，必须与其它相连的设备或装置相联系。《石油化工能量平衡方法》中规定，按石化企业的用能三环节进行数据的汇总和分析，由于这几年各企业普遍开展能量平衡的测试较少，相关指标没有可比性，故可根据实际情况，采用灵活的汇总方法。E.能量平衡分析

分析各设备、装置或全厂用能的合理性，以及产生不合理用能的原因。F.提出节能措施

改进不合理用能是企业能量平衡的最终目的，因此必须根据企业不合理用能现象及原因，有针对性地提出改进和改造的方法与措施。已经发现，有些企业在能量平衡后，只有大堆的表格和数据，但分析与措施很少，实际上起不到能量平衡的作用。案例——高压除氧器能量平衡结果项目流量t/h压力MPa温度^C能量kW供入项高加疏水39.611707830汽机凝结水86757500供热回水318.410037024低压除氧水988091161MPa蒸汽49.41.031042014轴封漏汽6.285915一级连排汽3.870.61592963供入合计112362供出项轴封抽汽用汽1.40.561561070除氧器排汽1.10.56156840除氧水599.1156108815散热损失1637供出合计112362

流程模拟软件，CFX,Fluent,Phaenics,roII,aspenplus，hysys等

从流程模拟软件得到的内容：速度场，温度场，浓度场等。优化选取工艺参数：做好物料平衡、能量平衡，提供大量的物性数据；便于从单项局部措施看全厂的净结果(如KBC的桌面炼油厂)。

2.5过程模拟技术（1）过程用能:的主要形式是热、流动功和蒸汽，通常由转换设备（如炉、机泵）等转换而来的；（2）转换设备:提供的热、功、蒸汽等形式的能量进入工艺核心环节（塔、反应器），连同回收循环能量一起推动工艺过程完成后，除部分能量转入到产品中外，其余均进入能量回收系统；（3）回收利用：能量在工艺核心环节完成其使命后，质量下降，但仍具有较高的压力和温度，可以通过换热设备、换功设备（液力透平）等回收利用。但受工程和经济条件约束，回收不能到底，最终通过冷却、散热等排弃到环境中。2.6三环节理论首先应选用或改进工艺过程，减少工艺用能；再考虑经济合理地回收；其不足部分再由转换设备提供。仅依靠传统上的提高设备效率等局部措施降低能耗之路，几乎走到了尽头。要达到突破和提高，必须：全局优化；资源综合优化；新的措施等。系统优化的思想与局部和装置优化的思想不一样。对一些大型扩建和改造项目，决不能“画地为牢”，应与全厂其它装置和系统共同优化，提高用能水平。

3系统优化系统优化的优点：

（1）节能效果较为显著，是石化工业深入节能的必由之路。

（2）单个装置或局部难于实现的热量匹配优化问题，从系统的角度容易解决。如催化裂化装置有大量的低温余热，仅限于装置本身内几乎是无法解决的。

系统优化的不足：

（1)优化工作量大，所需时间长。不同的石化企业装置配置不同、产品方案不同、平面布置不同等，没有固定的模式。

（2）大范围的系统优化，带来操作和控制的难度增加，生产灵活性降低，如开停工期间及不同步调节时。

(3)系统优化的节能效果较为隐蔽。一台2000万kcal/h加热炉的排烟温度为300℃，每年多损失燃料1340吨，但如果一条100t/h的物流，从150℃冷却到100℃，年损失可能达到2500吨标油，该物流有效利用的节能效果不直接，所以这种损失往往不被人注意。

节能原则(1)生产高附加值产品。(2)全局优化，局部优化服从于全局优化。(3)应有合适的评价体系，真实体现各能源价格(能耗费用在石化加工费中的比例分析)。(4)以降低费用、节能为原则(每个企业位置不同、流程不同，采用的优化方案不一致)。(5)提高装置与系统规模(炼化一体化)。(6)打破传统思想。3.1总工艺流程中的优化

与化工等平面布置的协调，考虑与发展用地的协调；设置一般性或高度联合装置；按流程布置；循环水场布置在负荷中心位置；动力站位置的设置；大型热源与热阱的配合。3.2平面布置的节能

换热流程优化是降低装置能耗的重要内容。对复杂换热网络，国内外广泛采用的实用优化方法是窄点技术。国外主要如KBC公司、Aspen公司等，应用范围很广。国内的窄点技术应用主要局限于常减压装置，达到了很好效果。存在的主要问题是，窄点技术应用的范围还比较窄，催化裂化、延迟焦化等换热流程不太复杂的装置，均没有使用，潜力较大。3.3热集成3.3.1装置换热流程优化

有些装置换热流程设计与10年前几乎相同，相当落后，主要具体表现在：（1）换热网络的热回收温差（窄点温差）未经过优化，窄点温差达到30℃以上，低压换热网络平均传热温差达到40～50℃甚至更高；（2）塔顶的冷回流量相当大；（3）有条件设计分馏塔中间重沸器的未设置；（4）中段回流温差未经过优化；（5）能产低压蒸汽的热量未充分回收，或产低温热媒水或被冷却掉。

(6)换热流程的弹性较小。

(7)多股进料时混合不均等问题。装置换热流程存在的问题如某炼油厂130万t/a催化裂化装置的进料有4路：（1）冷焦化蜡油，60℃，30t/h；（2）热减压蜡油，160℃，30t/h；（3）冷蜡油,60℃，60t/h。（4）热常渣，200℃，13t/h。前三路混合后为85℃，再经柴油、一中、二中、循环油浆加热到200℃后与第四路混合。

问题：该混合过程年浪费能量多少吨标油？热进出料

热进出料的节能效果：上游、下游、罐区。热进出料热联合按温度从低到高可划分浅、中、深三个层次，热联合程度越深，节能效果越好，但装置之间的相互影响也越大。两个装置之间不同热联合程度的节能效果。3.3.2装置之间

从整体上看，石化企业装置之间的热进出料存在较大的节能潜力。主要为：（1）许多装置仍为冷出料；（2）已经实现热进出料的大部分热联合处于浅层次；（3）有些装置的进料为多条，部分为热进料，部分为冷进料，直接混合后再进一步升温，这种混合部分抵消了热进料的节能效果。如某企业催化进料为180℃的热渣油与来自罐区的冷渣油和冷蜡油（均为90℃）却直接混合，造成能级浪费。这种热交换不同于装置的热进出料，一条或数条物流至另外塔、单元或装置换热后返回，属于深层次的热联合。具有显著的节能效果，但目前的应用范围还比较有限。催化裂化装置循环油浆加热初底油是国内装置之间常用的一种热联合流程，这在企业燃料气不足，而动力站由焦炭或煤作燃料产汽的情况下，经济效益显著。随着常减压装置换热流程的深化，原油换后终温达到了300℃，而催化裂化采用MIP工艺后，催化循环油浆的出分馏塔底温度从过去的340～350℃降到320～330℃，如果仍然采用传统的热联合流程，节能效果较少。装置高温物流之间的热交换热联合的分馏塔之间特指一个分馏塔的塔顶热量供另一个塔重沸器使用。分馏塔的塔顶油气热量多，温度低，大部分情况下被冷却掉。如果通过分馏塔操作参数的变化，提高一个塔的温度，使其塔顶温度可以满足另一个塔底重沸器热源的需要。通过这种方式，可以提高能量的使用次数，有效降低能耗。3.3.3分馏塔之间某30万t/a芳烃装置分馏部分加压流程的结果对比见下表

如果不采用加压流程，苯塔、甲苯塔和二甲苯塔分别需要1.0Mpa,3.5Mpa，燃料气约25t/h，20t/h，2807kg/h，采用加压流程后，不仅投资略有降低，而且仅增加燃料消耗370kg/h，电270kW，就减少中压、低压蒸汽用量分别达20t/h，37t/h，每年的节能量达到31600吨标油。

加热炉消耗大量的燃料，它的三个热特性在热联合中有独特的影响。（1）燃烧用空气的温度较低；（2）大多数情况下，被加热物流的温度并不高，一般不高于400℃

；（3）对流段有大量的过剩热。

3.3.4加热炉工艺物流低温余热预热空气在目前的技术经济条件下，加热炉效率一般可以达到90%~91%，大型加热炉（如乙烯加热炉）可以达到94%。并且对炼油厂加热炉，受烟气酸露点的限制，排烟温度一般不低于150℃。因此，用常规办法进一步提高加热炉效率已没有可能。将工艺物流大量的低温余热加热空气，不仅有助于提高空气预热器的壁温，降低或避免露点腐蚀问题，而且可以提高加热炉效率，这对大型加热炉以及在气温较低的地区是非常合适的。如对2000万kcal/h的加热炉，将空气温度由常温提高到120℃，加热炉效率将由目前的91%提高到95%。在某800万t/a炼油厂的方案论证中，对燃料用量大的常减压装置、延迟焦化装置和催化重整加热炉，使用工艺物流预热空气的方案，可降全厂能耗0.8kgEo/t。工艺物流预热加热炉空气从技术及工程上不存在问题，尽管在石化企业的应用比较多，但还未发挥节能效果，具有较大的潜力，尤其是在新设计的大型加热炉上。加热炉与燃气轮机的热联合石化企业大部分加热炉加热物料的温度不高于400℃，直接用高等级的燃料加热，能级损失非常大。而且许多企业加热炉燃料为燃料气，因此设置燃气轮机是提高用能效率的一个有效办法。由于燃气轮机投资较大，该方法对加热炉负荷大且燃料气过剩的企业，是值得采用的方案。日本根岸炼油厂的常压装置就使用了该方案，目前国内还无实例。在某燃气轮机方案的论证方案中，多耗燃料量为4787kgEo/h，多发电23950kW，产1.0Mpa蒸汽23t/h。电价按0.45元/kWh，蒸汽价格按100元/t，则燃料气价值相当于2732元/t，考虑到有关可比成本，燃料气价值也将提升2500元/t，如果当煤一样烧掉，价值最高不超过1200元/t。

三井油化公司浮岛石化厂投资400亿日元增设燃气轮机与裂解炉匹配，能耗从523kgEo/t乙烯降至452kgEo／t乙烯，相当于每年节约3.93万吨标油。低温余热回收利用时，应首先鉴别哪些不是低温余热：（1）换热流程不优化造成的；（2）塔顶有大量冷回流或顶循返塔温度过低的；（3）能产低压蒸汽的热量；（4）装置之间热进出料后。低温余热的用途：（1）作工艺装置重沸器热源，如气体分馏装置；（2）预热除盐水；（3）预热加热炉空气；（4）采暖与生活热水；（5）发电；（6）制冷；（7）作海水淡化的热源；

(8)第二种吸收式热泵。

3.3.5低温余热统一回收利用作为一个整体时，低温余热回收利用的总投资为2600万元。

夏季实际新增利用低温热量为1560万kcal/h，冬季新增为3012万kcal/h，全年折合平均节约1.0MPa蒸汽37.2t/h。该措施将减少凝结水37.2t/h，平均增加耗电300kW，平均增加除盐水消耗7t/h，年净效益为3350万元（计算效益时，1.0MPa蒸汽价格按120元/t），降低全厂能耗2.05kgEo/t。蒸汽动力系统的优化涉及两大方面：（1）自身优化：如锅炉与汽机的高效运行、加强计量与管理以减少跑冒滴漏、减少蒸汽管道散热损失、与低温热系统的有效热集成减少蒸汽用量等；（2）热联合优化：与生产装置的热联合是降低蒸汽消耗、提高用能效率的重要内容。蒸汽动力系统在国内石化企业是具有很大节能潜力：减温减压蒸汽量大；蒸汽不平衡导致的放空；蒸汽管网及等级设置不完善；与低温热利用和工艺装置的热联合不完善；未实现动态优化等。3.3.6蒸汽动力系统蒸汽动力系统与常减压装置相结合的原则：装置余热能热出料，就不产蒸汽；能产1MPa蒸汽就不产0.3MPa蒸汽；能产低压蒸汽，就不产低温热水。

如某炼油厂130万t/a催化裂化装置的进料有4路：（1）冷焦化蜡油，60℃，30t/h；（2）热减压蜡油，160℃，30t/h；（3）冷蜡油,60℃，60t/h。（4）热常渣，200℃，13t/h。

前三路混合后为85℃，再经柴油、一中、二中、循环油浆加热到200℃后与第四路混合。

问题：该混合过程年浪费能量多少吨标油？4节能设备4.1热泵4.2燃气轮机4.3IGCC4.4变频调速4.5超声波除垢4.6高效传热设备4.7机械抽真空4.8溴化锂制冷4.1热泵吸收式热泵有二种形式，第一种吸收式热泵需要较高温位的低温热，温度约为（120～130℃），使更低温位（20～50℃）的低温热温度升高30℃，提温到50～80℃

（最高不超过90℃）。目前使用的第一种热泵主要采用溴化锂作工质，循环形式与溴化锂制冷机相同。第一种热泵的性能系数COP通常为1.5～1.7,即可使用100份的高温热,得到150～170份的中温热（70～90℃）。第二种吸收式热泵不需较高温位的低温热，仅耗少量的泵功，就可使70～90℃的低温热升高至150～200℃，这种方式一般称为吸收式变热器（absorptionheattransformer)，应是在炼油厂非常实用的一种节能措施。典型的单级吸收式变压器如下图所示。

C—冷凝器G—发生器E—蒸发器A—吸收器H1、H2—换热器P1、P2—液泵V—节流阀4.2燃气轮机

工作原理：压气机（压缩机，在燃机的前部）连续地从大气中吸入空气并将其压缩，压缩后的空气进入燃烧室，与喷入的燃料混合后燃烧，成为高温燃气进入透平中膨胀作功，推动透平叶轮带着压气机叶轮一起旋转，加热后的高温燃气作功能力显著提高，因而透平在带动压气机的同时，尚有余功作为燃气轮机的输出机械功。压比和温比对效率的影响压气机中空气出口压力与进口压力之比称为压比π，燃烧室出口至透平进口的燃气温度称为燃气初温t3,温比τ为T3与大气温度T1的比值。为了提高燃气轮机效率，人们不断地提高温比，同时配合提高压比。当前t3最高已达1200～1300℃，简单循环（无回热）压比达15～30，燃气轮机效率最高已达40%以上。

几种循环方式供电效率的比较石化工业应用方案

石化工业大部分的工艺加热温度在200~400℃，而燃气轮机的排气温度在400~600℃，加之石化企业有大量的气体燃料，是燃气轮机理想的燃料，因此将燃气轮机与工艺加热炉结合起来，先利用高品位的热量做功，再利用较高温度的热量供热，就组成了一种典型的能量逐级系统，多耗燃料的供电效率在80%以上。一种燃气轮机热电联供的基本方案见下图：工业应用目前我国石化企业中应用燃气轮机最多的是新疆泽普石油化工厂，装有三台英国RR公司生产的SK15HE燃气轮机发电机组，燃用天然气，单机功率11.75MW，效率33%，还有三台带烟道补燃器的余热锅炉产生蒸汽供热，于1989年投产。由于该地区周围无电网，故以该三台机组组成的热电站供应全部所需的电和热，平时投运两台机组即可满足生产用电的需要，另一台备用。（目前可能共装有五台SK15HE机组）。厂中还装有六台WJ6G1发电机组。广州分公司，装有2台WJ6G1燃气轮机发电机组，燃用炼油厂干气，配有余热锅炉实现热电联供，于1995年投产。日本根岸炼油厂第一套600万吨/年常压蒸馏装置，加热炉热负荷为6600万kcal/h，1987年和一台12600kW的燃气轮机联合。燃机排出的烟气含氧15%，温度550℃，作为加热炉的燃烧用的空气，其显热相当于提供加热炉30%的燃料，加热炉烟气经脱Nox

后，在余热锅炉中回收13t/h2.3Mpa的蒸汽。燃气轮机的热效率为31.8%，加热炉及余热锅炉回收52%,综合效率83.8%,4年可回收投资。应该说：大部分石化企业已应用了燃气轮机以天然气为原料的合成氨厂，一座年产20万吨、四座年产30万吨的合成氨厂应用了燃气轮机，大大降低了能耗。其中一个厂的设计能耗为688kg标油/吨氨。国内其它合成氨厂的能耗在900kg标油/吨氨左右。乙烯装置裂解炉与燃气轮机联合后，节能率15%。在一个年产30万吨合成氨厂，用一台10MW燃气轮机带动合成氨所需高压空气的压缩机，燃气轮机排气引至一段转化炉中作燃烧用空气，以减少转化炉中的燃料耗量。这种方式，比空气压缩机用汽轮机来带动使总的燃料消耗降低10%以上。实际上，国内大部分企业应该说，已经应用了燃气轮机，即烟机，只不过是分体罢了。由于原油质量变得越重越劣，油价居高不下以及环保要求的提高，20世纪90年后期，国外IGCC发展很快，正在运行和建设的有几十套，主要用于电厂、炼油和化工厂。在炼油厂共有16套，其中有5套（4套原料为重油，1套为石油焦）同时生产氢气、电和蒸汽，应用的国家分别为荷兰、美国、意大利、法国和新加坡。

主要工艺过程是：原料（煤、焦或重油）经气化转化成合成气，经洗涤、冷却及净化，一部分合成气生产氢气；另一部分合成气送入燃气轮机－蒸汽联合循环单元，生产蒸汽和电力。虽然IGCC工艺的每个单元技术都成熟可靠，但各单元的集成有较深的技术含量，是实现整个装置可靠性