能耗计算方法2

石化节能技术

目录1.现状与问题2.能耗计算与评价3.节能技术与原理4.系统优化5.全厂性节能设备6.基准能耗7.石化工业的节能方向1.现状与问题1.1节能潜力据国家统计局公布，2005年我国石油化工行业总能耗2.13亿吨标准油，占全国总能耗的15%。万元GDP能耗是0.632吨标准油，比国外同行业平均水平高15%~20%，与先进国家差距更大。

以乙烯装置为例，国内装置能耗大部分在700~750kg标准油/t，2006年国内乙烯总产量约941万吨，总能耗650万吨标准油，能耗费用约160亿元（2007年国内乙烯总产量达1100万吨，总能耗达770万吨标准油）。

以炼油工业为例，综合能耗量占原油加工量的6%~9%。2006年全国原油加工量达3.08亿吨，耗能量约2150万吨标油，费用约530亿元。平均能耗成本(包括自产燃料等)占总加工成本的40%~60%。

某炼油厂加工每吨原油的完全能耗费用

但目前加工成本计算中，将自产燃料形成的能耗未计入成本，造成了能耗成本占总加工成本比例不高的假象，将能耗成本淹没在巨大的产品销售中，大大弱化了能耗的影响及其节能工作的开展。

国内某炼油厂的炼油加工费对比现状加工费计入自用燃料后的炼油加工费

炼油节能潜力有多大？

尽管从2000年到2006年上半年，中国石化炼油装置原油综合能耗从76.66千克标油/吨，降低到66.23千克标油/吨，但与国际先进水平相比，还有较大的差距。

一些新设计的千万吨炼油厂，综合能耗高达80(甚至90)kgEo/t以上。现有炼油厂，节能潜力约10~20kgEo/t。主要工艺装置与公用工程节能潜力？1.2存在的问题

综合能耗高，固有其客观原因，如原料变差，产品质量要求高，加工流程长等。但在大规模和高能源价格条件下，新设计能耗仍然高的原因为：

(1)前期工作时间紧，顾不上“节能工作”；

(2)节能认识不足，认为节能多属“麻烦”且效益为“计算出来”，实际效益不大。对节能的广度、难度也认识不足。

(3)节能队伍少，工作无人做；

(4)成熟技术和新技术节能少，投入不足；

(5)浮财基本扫尽，系统用能优化差距大(包括新建和改造);1.3节能涉及面广

石化生产是连续、多工序、多层次的加工过程，从全厂发展规划、设计、生产运行、维护等过程均涉及能量的利用，可以说，加工全过程就是能量流的过程,节能绝不是一个部门或几个部门的事情。能耗指标是一个高度综合性的指标，如果一个石化企业的能耗指标是先进的，则必然意味着规划、设计、运行、维护、管理等所有环节的高水平，缺一不可。

全过程、全方位、全员、综合知识要求高。企业各部门对能源的要求不一样技术部门为了生产高质量产品，将增加“过程”，增加能耗；生产部门重点是放在生产方面，始终努力采用高生产效率的方式，如长周期、稳定地生产，这将要求原料、产品方案稳定；生产计划部门为将库存压于最小程度，根据适时生产的方式而制定频繁更换作业内容的生产计划，而这种生产方式不利于节能的；动力设备高效运转是动力管理部门的工作任务，但有时因过度追求节能，也会提出妨碍生产效率的要求。

1.4节能工作存在的问题

五重五轻：重技术，轻管理；重装置，轻系统；重局部，轻全局；重当前，轻长远；重表面，轻本质。2.能耗计算2.1能耗计算

（1）综合能耗量综合能耗量其计算通式为：E=∑MiRi+Q

MiRi：进出物料能量

Q：跨越界区的传热

（2）单位综合能耗

单位综合能耗的计算通式如下：

e=E/GE:装置总能耗

G:进料量（3）能耗大小对比需要注意的问题能耗计算结果取决于三个方面：界区范围计入能耗的能耗工质种类能量换算系数。

不同的国家有不同的标准和方法，甚至一个公司有2种方法，但能耗计算结果可能差别较大，不能直接对比。

国内目前使用了几种不同的能耗计算方法，其结果也有一定的差异。(1)

2004年以前，中石化炼油厂使用修订前的<炼油厂能量消耗计算方法>；(2)

2004年及以后，中石化炼油厂使用修订后的<炼油厂能量消耗计算与评价方法>；(3)

2001年开始，设计单位的能耗计算使用<石油化工设计能量消耗计算方法>SH/T3110-2001(4)

中石油炼油厂使用修订前的<炼油厂能量消耗计算方法>；(5)2008年4月1日开始，设计单位使用国家标准<石油化工设计能耗计算标准>GB/T50441-2007。

（4）能耗计算例题设蜡油、顶循、柴油、油浆的比热分别为0.55,0.6,0.55,0.7kcal/(kg.℃)，输出热热损失为5%。此题仅为说明能耗的计算，数值大小无意义。

能耗计算示例表2.2能耗评价2.2.1能耗评价指标

工艺装置：（1）单位进料或产品的综合能耗；（2）单位能量因数能耗（对联合装置）;

（3）基准能耗。

公用工程系统

全厂：（1）加工每吨原油的综合能耗；（2）单位能量因数能耗；（3）能源密度指数。

2.2.2单位能量因数能耗及能源密度指数

设一个炼油厂共有n套工艺装置，同一时期的加工量分别为A1，A2...An;实际能耗(对各自装置的进料或产品)分别为E1,E2...En,评价体系中确定的每套装置应可达到的先进标准能耗(国内称为能耗定额，下称标准能耗)分别为C1,C2...Cn,其中只有编号为1的装置为常减压蒸馏装置，相应的加工量就是该炼油厂的原油加工量。则此炼油厂工艺装置作为一个整体来讲，单位能量因数能耗U的定义为：

上式中分母称为能量因数，可以看出的是：其中的AiCi是该炼油厂应达到的能源消耗总量，A1C1是常减压装置应达到的标准能源消耗量，二者的比值即能量因数，直接意义则是炼油厂应达到的标准能源消耗总量折算成具有标准能耗的常减压装置的套数。由于在一定的评价体系中，标准能耗C1,C2……Cn是不变的，因此，能量因数就是标准能耗常减压装置的套数。显然，高能耗的装置琥多或加工流程越长，折成的常减压装置套数越多，所以是炼油厂加工复杂程度的体现。式(1)中的分子项是该炼油厂的单位综合能耗，即加工每吨原油的综合能源消耗量，除以能量因数后，就是单位能量因数能耗，意义就是标准能耗常减压装置的实际能耗。

2.2.3＜炼油厂能量消耗计算方法＞的修订

主要修订内容

（1）将现有的计算方法改为计算与评价方法，规定了全厂、炼油装置和辅助系统的评价指标。

（2）对所有工艺装置能耗定额修订，补充了新型炼油工艺装置的能耗定额;对辅助系统的能耗定额作了部分修订。

（3）修改完善了统一能量换算系数，如燃料气、电、催化焦炭、低温余热等。

（4）修订了能耗计算中的有关规定，如能耗计算范围。

修订后最主要的影响：

工艺装置能耗定额：

修订后的工艺装置能耗大幅下降，划分档次更加合理，这将使单位能量因数能耗指标的评价合理性大大增加，有助于挖掘节能潜力。

统一能量换算系数：主要修改了燃料气、电、催化焦炭、低温余热的统一换算系数，这将对使用这几种能耗工质为主要消耗的装置能耗带来较大或很大的影响。

2.3五类主要炼油装置基准能耗

由于影响装置能耗的因素很多，而且它们之间的关系错综复杂，每类装置的不同装置应达到的经济合理的能耗指标是不同的，如果以同一个指标要求，可能造成能耗指标过分先进或过分落后，实践过程中，这些问题经常出现。直接以国外的先进能耗指标作要求，产生的问题较多，主要是国外的原料、装置规模、装置界区范围、能耗计算方法、设备水平以及经济变量与国内均不同，加之了解的资料有限，不可比的因素很多，对比结果的合理性很差。

鉴于上述原因，中国石油化工股份公司炼油事业部组织近20多专家，耗时2年半，制定了五类（常减压、催化裂化、延迟焦化、催化重整和加氢裂化）主要炼油装置的基准能耗。

延迟焦化装置基准能耗（作为举例）主要采用反向法制定基准能耗，同时也提供了正向法的计算思路与例题。基准能耗适用于80万t/a以上的一炉两塔和二炉四塔延迟焦化装置。装置基准能耗包括焦化和吸收稳定两部分，富气压缩机能耗归并于焦化。焦化能耗计算时，已考虑与吸收稳定的结合，即贫吸收油为柴油，富吸收油返回分馏塔，且一般情况下，完整吸收稳定系统的重沸器热量由焦化分馏塔提供。

（1）装置基本参数原料入装置温度为130℃；循环比0.30；装置处理规模，100万t/a(年运行8000小时，新鲜进料125t/h)；装置主要由焦化、分馏、吹汽放空、水力除焦、切焦水闭路循环和富气压缩机能耗组成。（2）加热炉原料由130℃换热到330℃，进加热炉；辐射油出炉温度为500℃；加热炉的热效率为90％；（3）分馏塔热量回收分馏塔采用塔顶循环回流（生产重整料时除外）；急冷油温度不低于150^C。主要基础条件（4）产品出装置温度富气40℃；汽油40℃；柴油50℃；蜡油90℃；渣油130℃。（5）装置用汽注汽量按新鲜进料的1.5m％；吹汽、吹扫与伴热用汽（1.0MPa）为20kg/t。（6）装置用电泵均以电力驱动考虑，不考虑汽泵。单程焦化的用电为120MJ/t（不包括富气压缩机耗电和吸收稳定系统耗电）,不同循环比另加修正项43.1R(R为循环比，单位为MJ/t)。（7）装置用水新鲜水用量：17kg/t新鲜进料。机泵冷却用循环水。

（1）计算加热炉燃料消耗；（2）分馏塔和换热系统计算（流程模拟和窄点技术）；（3）装置水和蒸汽用量折能耗；（4）富气压缩机能耗；正向法------主要提供了一种思路反向法----一种完善的方法化学焓差能耗

E1=24158（Mc-Mp)/Mc/Mp加热炉散热与排烟能耗

E2=628（1+R)/(1/n-1)装置电耗

E3=120+43.1R蒸汽能耗E4=63.6+6.3Rw富气压缩机能耗

E5=8.3EL/Q(背压），22.3EL/Q+20(1.0凝汽）工艺利用与回收环节散热能耗E6=397S^^(-0.5)装置排弃能E7=11.50YF+6.88YL+6.55YG+0.477YLO+0.574YCGO+28.73Rw+2.763YCK-6.7(1+R)+15装置排弃能消耗的循环水与新鲜水能耗E8=9.33吸收稳定能耗E9=230MJ/t(带重沸器），25MJ/t(无重沸器）装置输出低温热E10=-(5.95YF+4.22YL+2.83YG+0.79YLO+0.78YCGO+3.06Rw)3.节能技术与方法3.1热力学第一定律分析法3.2热力学第二定律分析法3.3热经济学3.4节能原理与方法3.5窄点技术3.6能量平衡3.7流程模拟技术3.8三环节理论掌握节能原理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不掌握节能原理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3.1第一定律分析法

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。该分析法得到了广泛应用，它主要是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。能量平衡工作正是基于这一定律，把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。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：由于它所依据的仅是能量数量上的守恒性，在挖掘节能潜力时有较大的局限性和不合理性。

3.2第二定律分析法

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。它的表述方法很多，其中之一是：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来变，绝不可能提高。这样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。

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。这种方法有两大类，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。3.3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，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。

一般来说，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。而热经济学分析法可以直接给出结果，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。

3.4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：理论上可以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，在这个过程中，如为机械运动则没有摩擦阻力，如为传热过程则没有温差，如对常减压蒸馏装置，如达到可逆过程，其能耗就可能仅为2~3的程度。因此可以看出：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。节能工作就是要在现有的经济合理条件下，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。

节能方法（1）使用用能量小的先进工艺过程和高效设备；（2）减少过程。由于凡有过程，就有不可逆性，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。（3）多次使用能量。如对传热过程，就是要减少传热温差，目前的经济传热平均温差（不包括加热炉）已经达到达20~30℃

，随着强化传热技术的发展，传热系数提高后，经济传热过程可能进一步减小。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。凡是传热温差很大或较大的地方，也即是用不合理的地方。（4）高级高用，低能低用。烧开水的例子

将10000kg水从15℃

加热到100℃

，需能量85万kcal，按数量折为85kg标油。（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。

如果真有类似上述好的条件，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。3.5.窄点技术3.5.1窄点技术的起源、特点及应用范围3.5.2窄点技术的概念及术语3.5.3窄点技术超目标方法3.5.4窄点设计法3.5.5公用工程能级优选法3.5.6加热炉在过程组合中的适宜布局3.5.7易污垢换热的网络设计法3.5.8用于装置改造3.5.9全厂性能量组合设计3.5.10例题3.5.1窄点技术的起源、特点及应用范围窄点技术的原理1978年由英国曼彻斯特大学的B.Linnhoff教授提出，经过多年的应用研究，已成为过程工业节能的一种先进且特别实用的技术，广泛应用于炼油、石油化工、造纸、制药等几乎所有过程工业部门。据一项1994年的统计资料，窄点技术在全世界的工业应用项目在2500个以上。曾有人对此项技术的评价是可以代替20年的的工程经验，在最流行此技术的时候，世界上的一些大公司专门成立了窄点技术组，日本三菱化学公司曾专门请B.Linnhoff的博士进行辅导学习和应用。传统方法及数学法的缺点：（1）第一定律：不能真正说明能量损失的原因；（2）第二定律：很抽象，实际过程中难以应用；（3）纯粹数学意义上的优化，到目前还仅限于换热物流数目较少的网络，对复杂网络，数学方法还很不成熟，不仅经常得不到答案，而且合成的网络很复杂，难于实际应用。窄点技术的显著特点：简单实用使用简单的图表加上一定的经验即可对复杂的装置和系统，同时优化权衡能量与投资；特别强调技术人员对问题和目标的理解，所有的决定由技术人员自己做出，因为技术人员始终了解发生的所有事情。能在具体设计之前，就可提出很好的实用解决方案

窄点技术的应用与发展窄点技术主要是优化广义的换热网络，也即是以冷热物流相联系的网络，如装置内、装置间及装置与蒸汽动力系统的冷热物流，当然也包括加热炉烟气、热机、热泵等。据此，石化工业是窄点技术大有作为的一个工业。

窄点技术的发展主要在20世纪80~90年代，不仅可用于换热网络，也可用于水处理即水处理窄点方法，减少水耗。国内窄点技术也得到了一些应用，但还较少，有许多应用，还仅限于窄点计算。应该说明，国内窄点技术的应用还大有潜力可挖。3.5.2窄点技术的概念及术语冷热综合曲线窄点及意义窄点温差吸热部分放热部分公用工程目标解题表（或叫问题表格）

B.Linnhoff的解题表是窄点技术的基石。如下例：

窄点温差选20℃

，热公用工程目标为107.5,冷公用工程目标为40℃,窄点温度为对应SN3子网络，即热物流温度为90℃

，冷物流温度为70℃

。SN1子网络对应的温度为：热物流150~145℃

，冷物流仅125℃

；SN2子网络对应的温度为：热物流145~120℃

，冷物流125~120℃

；SN5子网络对应的温度为：热物流仅60℃

，冷物流为40~25℃

；SN6子网络对应的温度为：热物流仅60℃

，冷物流为25~20℃

。

总综合曲线

总综合曲线的两个示例第一个图形，窄点温度180℃

，可发生低压蒸汽及供出低温余热；第二个图形，第一个窄点温度260℃

，第二个窄点温度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。

窄点技术中的金法则（1）不通过窄点传递热量；（2）窄点以上吸热部分不使用冷公用工程；（3）窄点以下放热部分不使用热公用工程。实际意义是：尽量使冷热综合曲线平行，温差均衡分配，使在合理回收能量的前提下，使投资最小，实际上是节能基本原则的应用。冷热综合曲线、解题表和总综合曲线是来自于同一热力学分析的三种表示方式，其中冷热综合曲线和总综合曲线可以从解题表中的数据推出来。解题表易于寻找能量目标和热级流动情况，冷热综合曲线更便于对窄点技术的基本概念进行理解，而总综合曲线特别适用于选择公用工程的适当配置方案。3.5.3

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。

3.5.4窄点设计法

老式设计法

在窄点设计法中，核心的问题是窄点处的换热匹配，即不使热量传递通过窄点，以免造成冷热公用工程目标的增大。窄点设计法主要包括以下五个步骤：（1）将换热网络由窄点分成两个分离网络；（2）这两个分离网络的设计由窄点处开始往窄点换热器以远发展，主要的窄点匹配方案以及是否或如何进行物流分流，应用可行性准则来确定（物流数包括分流准则、热容流率不等式约束准则、热容流率差准则）；（3）当窄点处存在可挑选的方案时，设计者根据自己的经验确定；（4）窄点换热器的热负荷取决于消去探试法。当有问题时，如增加公用工程用量或导致非窄点换热器的温差不足时，可在窄点处选用其它方案或降低热负荷；（5）非窄点换热器的匹配往往是自由匹配，设计者可以根据经验确定所希望的匹配。新式设计法实际上，这种老式的窄点设计法比较机械，设计出的换热网络也比较复杂。为此后来发展出了双温差设计法，即确定冷热公用工程目标时，用一个窄点温差，也称为热回收窄点PTD（如20℃

）。而在实际设计换热器时，选取较小的一个传热温差别值（如10℃

），这样设计出的换热网络比较简单实用。而且一般设计时，也不是从窄点处分开，而是在确定冷热公用工程目标后，直接从吸热部的最高温度开始匹配。3.5.5公用工程能级优选法

对大多数工艺过程来说，为了满足它在窄点以上的热量需求，通常要对不同的热公用工程系统进行选择。而对窄点以下的子系统，要尽量将其有效热量作热源用来产生低压蒸汽、预热空气和锅炉给水以及产生低温余热等，最后再将剩余热量排放到冷却水或空气中。

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。

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℃

。3.5.6加热炉在过程组合中的适宜布局

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。

3.5.7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。3.5.8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。3.5.9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3.5.10

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℃，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18~25℃,平均传热温差为35~40℃。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%。分馏与吸收稳定的换热网络改进后的总综合曲线与现状对比见下图。可以看出：改进后，传热温差明显降低，产汽量增大，冷却负荷减少。

与现状方案相比，换热区传热面积增大2970m2，投资增大约300万元，多产的中压蒸汽年效益约536万元，增加的投资半年即可收回，年节能量为4200吨标油。

改造方案2----发生高压蒸汽

以多产中压蒸汽方案为基础，保持冷却目标不变。在分馏与吸收稳定的换热网络中（包括外取热器物流），窄点温差为19.2℃,窄点温度为158℃，平均传热温差为45℃（不包括冷却与外取热器）。共产生90.8t/h高压蒸汽，与多产中压蒸汽改进方案相比，少产3.5MPa中压蒸汽17.9t/h。

由于窄点温度上移，故将解吸塔底重沸器热量8398KW，原由1.0MPa蒸汽(14.6t/h)供给，现改由过程物流供给。故可少用1.0MPa蒸汽14.6t/h。

高压蒸汽背压到3.5MPa，可净多发电3850kW。此方案与多产中压蒸汽的改进方案相比，可进一步年节能5460吨标油。

3.6.1企业开展能量平衡的主要目的

（1)摸清企业的用能现状；（2)分析企业及产品的用能水平；（3)摸清主要用能设备和工艺装置的效率指标、企业的能源利用率、能量利用率；（4)查清企业余热资源和回收利用情况；（5)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。（6)能量平衡最好由企业自身来搞，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。3.6能量平衡

3.6.2企业能量平衡的方法均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。企业能量平衡是一项技术性强、涉及面广、工作量很大的一项工作，工作周期较长，除了领导重视、技术力量充足、测试手段完善之外，掌握正确的测试方法非常重要。（1）测算结合，以测为主对企业进行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，必须充分考虑可测量性的问题。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。（2）先易后难，掌握步骤企业能量平衡工作涉及面宽，设备与装置多样。简单的设备测试的数据比较少，容易掌握。因此开展能平工作时，应先从简单设备和装置开始，掌握原则，“练好兵”。（3）正反结合，抓住重点对设备的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），并确定其中一种方法为主要方法。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。需要注意的是：两种方法的测试条件与结果的偏差，应根据有关设备及其标准作出明确的规定。在实际能量平衡测试中，对一般用能较少设备，可只进行正平衡测试。（4）分批测试，统一计算对于大型复杂的企业，在同一个时间对所有设备和装置统一测试是不可能的，因此应对所有测试设备分类，按先易后难原则分批测试。但应特别注意的问题是：测试应选在正常生产运行，原料与产品性质、产品方案及操作参数有代表性的条件下进行。而且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。3.6.3能量平衡工作步骤

一般分为以下6个步骤。

（1）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。（2）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。

（3）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。

(4)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。

(5)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。

(6)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。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

某热电厂高压除氧器能量平衡结果

3.7流程模拟技术

流程模拟软件，proII,aspenplus，hysys等

从流程模拟软件得到的内容：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)。

3.8三环节理论（1）过程用能的主要形式是热、流动功和蒸汽，它们一般是通过转换设备（如炉、机泵）等转换过来的；（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）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。

从三环节理论的节能：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。4系统优化

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。

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。

系统优化的弱点：

（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。

4.1总工艺流程中的优化

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

确定优化的全厂性节能路线图；资源综合优化，宜烯则烯，宜芳则芳，宜油则油，否则容易增大加工流程和能耗；通过炼油与化工等周围企业的优化，实现水、电、气、热等的一体化供应与优化，提高公用工程规模和供给效率；集中脱硫和溶剂再生；氢气系统的优化(制氢原料的优化，尽可能使用化工等周围企业的副产氢，低分气等粗氢的回收利用，氢窄点分析)；生产高附加值产品；各节能型装置的工艺流程及相互之间的问题；燃料气系统(脱硫、稳定措施)。

4.2平面布置的节能

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。4.3热集成4.3.1装置换热流程优化

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。

有些装置换热流程设计与10年前几乎相同，根本未考虑近二年能源价格大幅升高的影响，换热流程是相当落后的。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)多股进料时的混合问题。装置换热流程存在的问题

如JT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？4.3.2装置之间

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。

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。装置高温物流之间的热交换

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以及平衡蒸汽系统的作用。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，催化油浆可供初底油的热量不多，节能效果较少。某企业正在实施的方案为，将催化重整的热载体送至催化裂化装置，由催化油浆加热后返回作为重整装置反应和分馏的热源。

ShellBulkCDU原油蒸馏技术将常压蒸馏、加氢脱硫、减压蒸馏和减粘裂化装置进行热集成，总体能耗降低15%，设备减少50%，投资低30%。已设计和运转100多套。4.3.3分馏塔之间

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。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。

巴陵石化合成橡胶事业部对丁二烯精制系统进行改造，丁二烯脱重塔塔釜温度一般为50～70℃之间，而相邻的环己烷脱重塔塔顶气相温度（78～85℃），热量被冷却掉。改造前脱重塔底重沸器用1.0MPa蒸汽作热源。4.3.4加热炉

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。

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。加热炉对流段热量的利用

从能量利用角度看，加热炉对流段热量产生蒸汽不是一个好的节能方案

，目前这种方案使用还比较多。对于一般的加热炉，如果炉管材质和管内压降要求不高，可由对流段提供一部分加热介质的热量，剩余热量预热空气。但对加氢类装置进料加热炉、连续重整四合一反应炉、制氢装置转化炉，需特殊处理。

一般加氢类装置反应进料加热炉，有以下5种利用对流段热量的方法。（a）

反应进料加热炉对流室设置余热锅炉；（b）加热装置内其他加热炉的工艺介质（一般为分馏塔进料）；（c）

将反应进料加热炉辐射室高温烟气引入装置内其他加热炉对流室；（d）对流室设置加热反应进料的盘管（一般适合于加氢精制装置）；（e）

采用高温空气预热器除第5种方法外，其它均已在实际生产中使用。从全厂用能优化角度，不推荐第1种方法，其它方法可视实际情况采用。

对于连续重整装置，由于反应炉为侧烧炉，燃烧用空气为自然通风，所以对流段剩余大量热量，目前的方法为设置余热锅炉产汽。建议方法，将对流段热量一部分用于加热其它需要加热炉提供热量的物流，剩余热量预热空气，这时需把反应炉的自然通风改为强制通风。从工程上和技术上看，没有问题。对于制氢装置应采用连续重整反应炉类似的方法，但由于制氢装置内无其它可加热的高温介质，因此需引入其它装置的物流进行装置之间的热联合，在利用一部分高温热量后，剩余热量尽量提高空气预热温度，某大型制氢装置的方案中，空气预热到550℃。

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。4.3.5

低温余热统一回收利用

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。

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。

4.3.6蒸汽动力系统

蒸汽动力系统的优化涉及两大方面，一是自身的优化，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；另一方面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最大节能潜力的方面。存在的主要问题：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。工艺装置余热尽量产生高等级用汽产生高等级蒸汽的原则从能量利用的角度，在温度适合的情况下，工艺余热应尽量产生合适的高等级蒸汽。否则过程的不可逆性大，直接降低了回收热量的质量，不便于能级和蒸汽的使用。

u

(1)装置大型化以后，应产生高压蒸汽。利用工艺装置余热发生高压蒸汽有显著的经济效益，且已在国内外石油化工行业得到了较广泛的应用。如国内外大型合成氨装置、乙烯装置发生高压蒸汽当已为常，国外大型制氢装置发生高压蒸汽的工业应用也较常见。u

(2)能产中压的不产低压u

(3)能产1.0MPa不产0.5MPau

(4)能产0.5MPa不产低温热水案例中国石油兰州石化分公司炼油厂3.0Mt/aRFCCU设有2台CO余热锅炉，产生6.4MPa，425℃次高压蒸汽，部分供装置气压机和四机组使用，部分出装置并入系统蒸汽管网，主风机组由烟机-主风机-汽轮机-电动/发电机组成。目前在满足包括气体分馏、双脱在内的全装置用电后，还向外输出电能900kW，节能效果明显。每台CO锅炉的过热蒸汽量为140~150t/h。总产量在200t/h以上。6.4MPa蒸汽至1.0MPa的汽耗为13kg/kWh，按200t/h蒸汽计，每小时多发电2885kW，年效益约700万元。据对国内某2.0Mt/a连续重整装置“四合一”反应炉、16万m3/h制氢装置转化炉发生高压蒸汽的方案进行了研究。连续重整装置、制氢装置可分别产生10.0MPa蒸汽72t/h，166t/h,共238t/h（若产生3.5MPa蒸汽，分别为80t/h，184t/h,共264t/h），背压至3.5MPa时，功率约11900kW。

工艺装置尽量使用低等级蒸汽尽量使用低等级蒸汽的目的是为了实现能量的逐级利用。目前不少企业无0.3~0.5MPa蒸汽管网，或部分装置产生该等级蒸汽但未连成局部管