蒸汽系统优化运行(bl)课件

炼油厂蒸汽系统的优化谢小华2009年12月

6/13/20231炼油厂蒸汽系统的优化一、节汽对企业节能降耗的意义二、蒸汽的基础知识及蒸汽平衡三、装置产汽的优化四、装置用汽优化五、罐区用汽优化

六、公用工程的蒸汽优化七、结束语6/13/20232一、节汽对企业节能降耗的意义蒸汽是炼油能耗六大组成部分之一，一般情况下其能耗比例在报表中“低于”燃料、烧焦、电，高于水和热输出部分。2007某厂能耗详细组成见表6/13/20233

能耗项目单位实物量实际折算系数能耗值加工量比例一水吨262041472

1.9488659452.5%

新鲜水吨7196640.170.018865945

循环水吨2613218080.06541.938865945

二电kwh5074627660.2614.88886594519.5%三蒸汽吨1008223

9.11886594511.9%

39Kg吨347278883.458865945

10Kg吨660945765.678865945

四工艺燃料吨217886

23.39886594530.6%

燃料油吨746010000.848865945

燃料气吨21042695022.558865945

五催化烧焦吨25679495027.52886594536.0%六外输热量千克标油-44064961-0.58865945-0.7%合计

76.34

100.0%某厂2007年能耗统计表6/13/20234某厂能耗组成比例图6/13/20235一、节汽对企业节能降耗的意义表中情况是否真实反映出企业能源消耗情况呢？

不能！因为催化余热回收部分在表中没有体现！2007年该企业催化产汽:2009398吨，发电110851562度6/13/20236能耗项目单位实物量实际换算系数能耗值加工量比例

能耗合计

76.348865945

一水吨262041472

1.9488659452.5%

新鲜水吨7196640.170.018865945

循环水吨2613218080.06541.938865945

二电kwh6183143280.26188%三蒸汽吨3017621

29.0638.1%

其中：39Kg吨23566768823.398865945

10Kg吨660945765.678865945

四工艺炉燃料吨217886

23.3930.6%

其中：燃料油吨746010000.848865945

燃料气吨21042695022.558865945

五催化烧焦吨2567949504.3288659455.7%六外输热量千克标油-44064961-0.58865945-0.7%某厂2007年能耗统计表（烧焦转化后能耗表）6/13/20237某厂实际能耗组成图6/13/20238还原前后能耗对照图序号项目单位实物还原前实物还原后能耗还原前能耗还原后能耗比例还原前能耗比例还原后一水吨2620414722620414721.941.942.5%2.5%

新鲜水吨7196647196640.010.01

循环水吨2613218082613218081.931.93

二电kwh50746276661831432814.8818.1319.5%23.8%三蒸汽吨100822330176219.1129.0611.9%38.1%

39Kg吨34727823566763.4523.39

10Kg吨6609456609455.675.67

四燃料吨21788621788623.3923.3930.6%30.6%

燃料油吨746074600.840.84

燃料气吨21042621042622.5522.55

五烧焦吨25679451145.5727.524.3236.0%5.7%六外输热千克标油-4406496-4406496-0.5-0.50-0.7%-0.7%

合计

76.3476.34100%100%6/13/20239蒸汽在炼油能耗中的比重

6/13/202310蒸汽在炼油能耗中的比重6/13/202311

由此是否还可引出一个催化烧焦能量回收效率概念呢？催化能耗先进与否应主要由其决定。

这也说明催化生焦量大不会明显影响装置能耗。题外话：6/13/202312炼油厂蒸汽系统的优化一、节汽对企业节能降耗的意义二、蒸汽的基础知识及蒸汽平衡

三、装置产汽的优化四、装置用汽优化五、罐区用汽优化

六、公用工程的蒸汽优化七、结束语6/13/202313蒸汽的基础知识

按等级分：

低压中压高压……按性质分：

饱和蒸汽过热蒸汽来源：

工业锅炉产生装置余热产生

6/13/202314蒸汽的基础知识

用途：

动力(透平)加热汽提雾化特点

凝结热大比热大气液两相变化………成本

成本构成：水成本+热量+电成本+人工+折旧不同燃料种类成本燃料油(气)、煤及其它燃料6/13/202315蒸汽平衡

蒸汽平衡对一个厂非常重要，从蒸汽平衡表我们可以看出企业蒸汽消耗情况，企业用汽水平。一个完整蒸汽平衡包括以下方面内容。

1、数量平衡（月报表）

产耗总量平衡

2、压力平衡

不同压力等级的蒸汽平衡

同一压力等级的蒸汽平衡

3、按用途的平衡

直接汽提、间接加热（间接汽提）、雾化、抽真空等6/13/202316蒸汽平衡

1、数量平衡（月报表）

见附表一

6/13/202317蒸汽平衡

2、压力平衡

不同压力等级蒸汽平衡（瞬时间平衡)

见附表二6/13/202318蒸汽平衡

2、压力平衡

不同压力等级间蒸汽转化及平衡6/13/202319蒸汽平衡一般情况下，如无凝汽透平，炼油厂中污水汽提、溶剂再生耗蒸汽量占全厂蒸汽消耗的20%以上序号项目用汽点数量（t/h)1工艺用汽

32.21.1

提升管底流化蒸汽11.2

提升管提升蒸汽1.31.3

新鲜进料雾化蒸汽161.4

再生斜管流化输送蒸汽0.61.5

待生循环斜管松动蒸汽1.71.6

汽提段底部流化蒸汽1.11.7

汽提蒸汽（下）51.8

汽提蒸汽（中）11.9

汽提蒸汽（上）11.1

防焦蒸汽1.41.11

分馏塔底搅拌蒸汽1.11.12

C-202/C203汽提蒸汽12除氧器用汽

152.1

D-801热力除氧用汽153凝汽透平用汽

363.1

气压机用汽36催化装置蒸汽消耗一览表间接汽提用汽可和凝汽透平用汽合为一项，通过此表全厂凝结水量即可得出。3、按用途的平衡小讨论：除氧用蒸汽是否可计入凝结水回收中？6/13/202320蒸汽平衡

蒸汽平衡中损失量的确定

蒸汽系统损失基本以下三部分组成：

1、蒸汽管网散热损失

2、计量误差

3、计量缺失

损失量

1、通过相关物料情况核算蒸汽消耗，如除氧器耗汽，新鲜水加热用汽

2、通过不同压力等级间蒸汽转换核算蒸汽情况

3、通过工艺物料量核算透平用汽

4、根据管网散热情况确定管网损失

5、根据疏水器情况确定伴热蒸汽消耗

6、根据凝结水量核算蒸汽量

6/13/202321蒸汽对炼油企业影响：能耗环境：热污染、烟气污染、制除盐水产生污染动力费用(综合商品率)

………..如何节汽？………

同等条件多产汽!减少装置用汽!!降低蒸汽损失!!!6/13/202322蒸汽平衡及装置换热流程的思考不同的厂因加工流程不同，蒸汽平衡情况极不一样。中石化蒸汽利用合理企业基本没有凝汽透平，蒸汽利用率高，部分企业蒸汽利用极不合理，凝汽透平蒸汽耗量占全厂蒸汽消耗的20%以上，而蒸汽需开动力锅炉或外购提供。对于装置工艺换热流程的选择，在设计阶段我们应该对装置工艺物流产汽科学对待。对于物料的中间取热，我们要求尽量少产汽，多利用物料间加热以提高换热终温，减少加热炉负荷及防止出现蒸汽富余而放空；对于非中间取热，我们要求最大限度的增加产汽，如催化烟气、硫磺尾气等。在全厂蒸汽消耗方面取消凝汽透平，仅在蒸汽富余时凝汽透平做调节手段。一个炼厂如透平选型、装置产用汽合理，蒸汽完全可自给自足，动力锅炉仅开停工时使用。6/13/202323炼油厂蒸汽系统的优化一、节汽对企业节能降耗的意义二、蒸汽的基础知识及蒸汽平衡三、装置产汽的优化四、装置用汽优化五、罐区用汽优化

六、公用工程的蒸汽优化七、结束语6/13/202324炼油厂蒸汽系统的优化三、装置产汽的优化１、余热锅炉降低排烟温度增加产汽２、装置热联合增产蒸汽３、装置操作优化增加产汽４、装置热工系统减少排污增加产汽

6/13/202325１、余热锅炉降低排烟温度增加产汽装置是产汽大户，同时也是消耗蒸汽大户。炼油装置产汽按压力等级分有中压蒸汽（3.5MPa）、低压蒸汽（0.8MPa）及0.35MPa蒸汽，其产汽来源主要是两大部分，一部分为装置余热，另一部分为背压透平排汽，本次特指装置余热产汽。炼油厂常见产汽装置有催化、重整、常减压、加氢、硫磺等装置。对于一个总体规划较好，公用工程合理的企业，工艺装置产汽完全可满足全厂用汽要求，工业锅炉仅做开停工用。

6/13/202326１、余热锅炉降低排烟温度增加产汽

催化装置炼油厂重点装置之一，催化装置是产汽大户，正常情况下，余热锅炉起为烟能热能回收最后一道关口，起预热锅炉上水、产汽、过热蒸汽作用。因锅炉上水温度均较低，它具备降低锅炉排烟温度作用。目前各企业中，均发现了蒸汽产汽设施热效率低的问题，存在一定的“应发而未发的蒸汽量”。6/13/202327１、余热锅炉降低排烟温度增加产汽

问题主要集中在催化余热锅炉排烟温度较高，热损失较大。中石化2008年曾进行一次节电节汽的调研，调查中发现除少数企业催化余热锅炉排烟温度为175℃左右外，其它部分均在200℃左右最高达271℃。调研还了解到企业对降低排烟温度除技术措施上原因外还存在顾忌。6/13/202328１、余热锅炉降低排烟温度增加产汽余热锅炉降低排烟温度面临问题：积灰换热面积露点腐蚀

6/13/202329１、余热锅炉降低排烟温度增加产汽积灰问题的解决：

选择合适的吹灰器型号

激波吹灰器蒸汽吹灰器

优化吹灰器吹灰工艺

吹灰时间间隔吹灰时间长短灰钢珠吹灰的取代—-废催化剂清

(金山使用废平衡剂吹灰)

6/13/202330１、余热锅炉降低排烟温度增加产汽露点腐蚀的解决需从以下三个方面着手

露点腐蚀的定义：酸雾或其氧化物遇低温表面凝结成液态后对其产生的腐蚀称露点腐蚀，本质是酸腐蚀。（概念不标准）露点温度的确定：与气相中水蒸汽和酸性介质量有关露点腐蚀的判断（热力学）---二氧化硫与三氧化硫的关系烟气中的SO2氧化成SO3需要有催化剂的促进作用,Fe2O3及的V2O5等都是非常良好的催化剂

6/13/202331１、余热锅炉降低排烟温度增加产汽

露点腐蚀烟气露点温度的计算查muller图表法例：某催化进料的硫含量为0.7%，按照硫平衡计算，焦碳中的硫含量约占进料的11%(统计值，装置标定时可得出)，烟气中的SO2含量约90ppm，按SO3转化率3%计算(统计值与理论值基本相符)，查Muller曲线图，烟气露点约125℃。注：muller图表法前提是烟气中水蒸汽含量约10%，催化烟气中水蒸汽含量基本在此值附近

6/13/2023326/13/202333部分企业催化烟气露点温度单位设备露点温度℃炼厂1催化烟气余热锅炉125炼厂21#催化烟气余热锅炉120炼厂31#催化烟气余热锅炉150炼厂4两套催化余热锅炉150炼厂51#催化余热锅炉125炼厂61#催化余热锅炉122炼厂7催化余热锅炉1256/13/202334措施：提高省煤器管表面温度节能要求：过高排烟温度对节能不利－－综合方案水热媒技术改造省煤器如何避免露点腐蚀6/13/202335１、余热锅炉降低排烟温度增加产汽露点腐蚀的避免及产汽量的提高---水热媒技术改造省煤器核心思想是提高省煤器上水温度，提高省煤器壁温以防止露点温度。加大省煤器换热面积及强化换热降低排烟温度。采用先进实用吹灰技术保持省煤器的高效运行。6/13/202336水热媒技术成功改造一例项目情况：北京燕山分公司炼油厂80万吨/年重油催化装置再生烟气余热锅炉系统在运行过程中存在过热能力不足，余热锅炉烟气阻力偏高，省煤器露点腐蚀严重，排烟温度高，余热锅炉效率低等问题，由于以上问题的存在，影响余热锅炉效率，导致装置能耗升高，经济效益下降，并给装置长周期运行带来隐患，2008年2月开始对余热锅炉进行综合节能技术改造。6/13/202337水热媒技术成功改造一例改造内容1、拆除原两组低温段过热器，在该空间位置布置新设计的两组低温过热器，换热元件由光管改为翅片管；新增低温过热器中间集箱，并对原过热器中间集箱进行改造。2、拆除原有省煤器，改造后的省煤器翅片管替代光管，并全部采用模块化箱体结构。3、取消水抽子，采用水热媒技术，增设给水预热器（U管换热器）。4、在余热锅炉原高温过热器和新设计的低温过热器、省煤器受热面上布置一套脉冲激波吹灰器，提高对催化剂粉尘积灰吹灰效果。5、对原烟气过热器至余热锅炉低温过热器之间的蒸汽管线进行改造，降低蒸汽阻力。6/13/202338烟气轮机水热媒技术成功改造一例注：粉色虚框内为改造内容6/13/202339水热媒技术成功改造一例余热锅炉系统正常运行的操作条件项目改造前改造后主风总量,Nm3/h110000111000再生密相温度,℃670667再生稀相温度,℃710706烟机烟气出口温度，℃493489余锅排烟温度，℃195155烟机烟气出口压力，KPa14.312.5余锅省煤段上水温度（预热后），℃122141余锅省煤段上水温度（预热前），℃9898余锅过热中压汽流量，t/h6073余锅过热中压汽温度，℃4054206/13/202340１、余热锅炉降低排烟温度增加产汽中石化部分企业降低余热锅炉排烟温度增加产汽潜力

单位设备排烟温度℃露点温度℃增加发汽万吨炼厂1催化烟气余热锅炉1861252.96炼厂21#催化烟气余热锅炉1751207.2炼厂31#催化烟气余热锅炉2101501.6炼厂4重油催化余热锅炉230

2.8炼厂5两套催化余热锅炉2101502.5炼厂61#催化余热锅炉2051255.2炼厂71#催化余热锅炉2171227.2炼厂8余热锅炉260

3.2炼厂9催化余热锅炉1731250.86/13/202341１、余热锅炉降低排烟温度增加产汽炼油企业因余热锅炉排烟温度高导致大量蒸汽损失(未发出)的装置不仅仅只有催化装置一家，硫磺装置、重整炉排烟温度均较高，其中硫磺尾气炉排烟温度最高温度达400度以上。“烟气中硫酸蒸气是由燃料中硫份氧化而来的,燃料含硫量越高,其露点温度越高。烟气中SO2对露点的影响很小,在相当大的浓度范围内,酸露点的波动不超过1℃”。硫磺尾气炉露点腐蚀的可能性应更小，硫化氢基本不可能烧成三氧化硫，排烟温度的降低更没问题。部分企业硫磺装置产汽潜力见下表6/13/202342１、余热锅炉降低排烟温度增加产汽炼厂1硫磺装置尾气焚烧炉3870.4炼厂2硫磺尾气焚烧炉3120.8炼厂3硫磺装置尾气焚烧炉4004炼厂42#硫磺尾气炉2700.86/13/202343２、装置热联合增加产汽

装置热联合后，原料温度升高，产品与原料换热强度降低，更多热量用来产生蒸汽，产汽量增加。6/13/202344２、装置热联合增加产汽热联合增加产汽一例:

某重油催化通过实施装置间热联合，常减压蒸馏-催化裂化之间的蜡油及渣油直供，这样可提高催化原料混合温度20-25℃（高时能够提高50℃以上），通过提高原料油与油浆换热前温度，在保持原料预热温度不变的条件下，有效减少油浆/原料油换热器负荷，通过负荷转移提高产汽量近4t/h，折合能耗133.98MJ/t。6/13/202345３、装置操作优化增加产汽工艺设备尤其是分馏塔、反应器类设备经操作优化，调整全塔（反应器）热量分布，减少塔上部经空冷释放热量，增加蒸汽产量。6/13/202346３、装置操作优化增加产汽装置操作调整增加产汽例一:某重油催化油浆系统有两台油浆蒸发器，正常生产时投用一台，产汽量11-13t/h。通过对分馏塔操作进行优化：保持分馏塔底油浆总循环量不变，适当降低油浆下返塔流量、提高油浆上返塔流量，从而提高分馏塔底温度，在保持原料预热温度不变的条件下，通过负荷转移达到提高油浆蒸发器产汽的目的。分馏塔操作优化调整后，不但强化了分馏塔底油浆中催化剂的洗涤效果，而且分馏塔底温度提高了5℃，油浆蒸发器产汽量提高1.5t/h。6/13/202347３、装置操作优化增加产汽装置操作调整增加产汽例二:某蒸馏装置设计加工量为800万吨/年，常二中蒸汽发生器设计发汽量为7.5吨/小时。目前，加工负荷一直较低，仅为68%左右。自产蒸汽很难满足自身装置的需要，需要管网蒸汽，这样不仅造成蒸汽耗量加大，而且影响装置的综合能耗。为了尽量解决这个问题，采取相应的措施：优化操作，调整回流量。根据产品加工方案的变化，及时调整换热比例，最大化的提高发汽量。当常三线按照柴油方案控制时，常二中的抽出量提高，当常三线按照蜡油方案时，将蒸汽发生器的三通阀适当开启，稳定发生器热源的流量。优化各段回流。根据原油产品变化情况，调整常顶循、常一中、常二中，调整换热比例，可以最大化的提高二中的换热量。常二中蒸汽发生器优化后，每小时可以产汽12.5吨左右，不仅可以满足本装置的需求，而且还可以向炼厂管网输送一定量的蒸汽。6/13/202348４、装置热工系统减少排污增加产汽中压锅炉炉水控制指标磷酸根pH值电导率(TDS)中压锅炉蒸汽控制指标钠离子二氧化硅炉水质量、蒸汽指标间的关系

6/13/202349４、装置热工系统减少排污增加产汽如何控制炉水、蒸汽质量加药、排污排污率的计算(浓缩倍数)炉水盐含量=给水带入盐份+加药带入盐份-蒸汽带走盐份-排污带走盐份。排污率的简单计算：二氧化硅计算法(加药不会带入硅)给水硅=蒸汽硅+排污硅排污率=(给水硅含量-蒸汽硅含量)/(炉水硅含量-蒸汽硅含量)给水硅100，蒸汽硅20炉水实测减少排污意义中压锅炉每减少１吨排污可增产蒸汽0.37吨，低压锅炉每减少１吨排污可增产蒸汽0.3吨。如何减少排污

连续排污的调整定期排污的调整6/13/202350装置产汽优化部分企业降低锅炉排污率增产蒸汽潜力图6/13/202351四、装置用汽的优化１、气分装置取消蒸汽２、溶剂再生、污水汽提节汽３、抽真空系统、工艺设备节汽４、焦汽用汽优化５、工艺优化降低蒸汽消耗６、凝汽透平的改造6/13/202352１、气分装置取消蒸汽气分装置工艺简介：气体分馏装置是以催化裂化装置的液态烃为原料，用精馏的方法分离出丙烷、精丙烯、异丁烯、异丁烷、丁烯-2和戊烷馏份。其工艺流程一般采用三塔/四塔/五塔工艺，分馏塔包含脱丙烷塔、脱乙烷塔、脱异丁烷塔、脱丁烯-2塔、丙烯精馏塔，每个塔系统均包括重沸器、冷却器、回流罐等。脱丙烷塔塔底温度一般为101.0±2℃；脱乙烷塔塔底温度50±3℃；丙烯精馏塔塔底温度50±3℃；脱异丁烷塔塔底温度69.5±3.5℃；脱丁烯-2塔塔底温度大于60℃。气分工艺根据重沸器热源不同又分蒸汽/热水加热工艺及热泵工艺。气分装置蒸汽用途

加热汽提热泵工艺驱动透平6/13/202353（１）气分装置取消蒸汽热泵工艺与优劣热泵：从根据液相转化气相需吸热，气相压缩后放热变成液相，利用泵及压缩机从低温位取热，在高温位放热工艺。单就气分装置来说，热泵工艺较蒸汽/热水工艺节能从全厂综合考虑蒸汽/热水工艺远较热泵工艺节能本次提出取消耗气分蒸汽指全部蒸汽，包括将热泵工艺改为物料/热水工艺。取消气分用蒸汽措施装置间热联合装置工艺条件底温(5070100)热水取代蒸汽部分高温物料取代蒸汽(如催化顶循串级使用)部分企业如洛阳石化已做到气分基本取消加热蒸汽。

热泵工艺用能是合理的，为什么要改造？

6/13/202354１、气分装置取消蒸汽单位名称年加工量(万吨)蒸汽耗汽量(万吨)节汽单耗(吨/吨)高桥42.4410.40.25济南30.266.70.22金陵44.579.30.21洛阳32.40.090.00天津19.0811.60.61扬子21.1613.50.64沧州21.698.80.41扬州5.461.30.24部分企业气分消耗蒸汽一览表6/13/202355１、气分装置取消蒸汽部分企业气分节汽潜力一览表6/13/202356２、溶剂再生、污水汽提节汽

溶剂再生、污水汽提是炼油厂重要的公用工程及环保装置，也是蒸汽消耗大户。一般情况下，溶剂再生及污水汽提蒸汽消耗占全厂蒸汽消耗的20%以上。目前各厂溶剂再生污水汽提蒸汽消耗差异很大，溶剂再生蒸汽单耗最低约0.06t/t，最高约在0.12t/t，污水汽提蒸汽单耗最低约0.1t/t，最高约在0.3t/t以上，节汽潜力巨大。

6/13/202357２、溶剂再生、污水汽提节汽

从总体来说，溶剂再生、污水汽提处理量越低，蒸汽消耗越低。溶剂再生、污水汽提节汽首要工作即降低溶剂循环量及含硫污水产生量。在同样多污染物情况下要求我们提高溶剂富液硫化氢浓度及提高贫富液硫化氢浓度差，提高含硫污水硫化氢、氨氮含量以降低装置处理量，节约蒸汽。部分厂含硫污水硫化氢、氨氮含量仅2000ppm左右，这样的厂吨油含硫污水产生量、溶剂循环量均偏高。6/13/202358

溶剂再生是利用蒸汽将富液(乙醇胺)中硫化氢分离出来的工艺过程。工艺流程单一，再生塔底温约125℃，进料仅一路，塔顶酸性气冷却后出装置，凝液循环回塔。溶剂再生蒸汽消耗量与三个方面因素有关：富液硫化氢含量、换热终温及冷回流(塔顶酸性气凝液)量及温度有关。富液硫化氢解吸为吸热过程，溶剂再生蒸汽消耗主要满足解吸吸热，溶剂再生蒸汽优化是在满足解吸吸热的基础上降低蒸汽消耗。２、溶剂再生、污水汽提节汽6/13/202359①优选低温再生溶剂，降低溶剂再生底温，采用低温余热再生并降低蒸汽消耗；②强化贫液与富液换热，提高换热终温，降低蒸汽消耗；③优化操作，降低塔顶酸性气含水量(冷回流量)；④提高冷后酸性气温度(冷回流温度)或将冷回流直接引至富液泵入口。２、溶剂再生、污水汽提节汽6/13/202360溶剂再生蒸汽优化一例①清洗贫富液换热器，提高换热终温板式换热器清洗前换热终温仅75度，清洗换热器后换热终温提高至90度，溶剂循环量约250t/h，节约蒸汽4t/h。中石化中换热终温最高达102度(洛阳石化)。②停用酸性气冷回流水冷器，提高冷回流温度塔顶酸性气经空冷后再经水冷，回流罐温度不足30度，后停运水冷，回流罐温度升高至60度，对贫液质量无影响③降低汽提蒸汽，降低冷回流量溶剂循环量250t/h，通过降低汽提蒸汽量，将冷回流控制在３t/h以下，因泵问题不能再降，否则还可降低。２、溶剂再生、污水汽提节汽6/13/202361污水汽提蒸汽优化

污水汽提是利用蒸汽将含硫污水中硫化氢、氨分离出来的工艺过程。主要有三种工艺流程—单塔侧线抽氨工艺，双塔工艺、单塔常压汽提工艺。单塔侧线抽氨采取一个塔，中段侧线抽氨，采取冷热进料方式；双塔工艺采取氨和硫化氢分开汽提方式；单塔常压汽提将氨和硫化氢同时汽提出来。目前石化企业污水汽提主要采取单塔侧线抽氨和单塔常压汽提工艺。硫化氢、氨解吸为吸热过程，污水汽提蒸汽消耗主要满足解吸吸热，污水汽提蒸汽蒸汽优化是在满足解吸吸热的基础上降低蒸汽消耗。２、溶剂再生、污水汽提节汽6/13/202362单塔侧线抽氨与常压污水汽提工艺流程有较大不同，蒸汽优化措施亦不完全相同。单塔侧线抽氨污水汽提蒸汽优化措施

①强化含硫污水与净化水换热，提高换热终温，降低蒸汽消耗，需增加一台含硫污水与净化水换热器；②优化操作，降低冷进料量，将冷热进料比控制在1：10以上；③优化操作，降低侧线抽出量（２）溶剂再生、污水汽提节汽6/13/202363常压污水汽提蒸汽优化措施

①强化含硫污水与净化水换热，提高换热终温，降低蒸汽消耗；②优化操作，降低冷循环量并适当提高冷后温度２、溶剂再生、污水汽提节汽6/13/202364降低污水汽提蒸汽消耗一例污水汽提换热终温89℃，蒸汽单耗0.13t/t，通过含硫污水与净化水换热控制方式，加大含硫污水与净化水换热量，换热终温提高至100℃,蒸汽单耗降低0.01t/t。6/13/202365３、抽真空系统、工艺设备节汽

炼油工艺有很多过程需在真空真空环境中进行，这导致了抽真空工艺及设备的运行。常规抽真空采用蒸汽或机械＋蒸汽的模式抽真空，能耗高、运行费用也较高。蒸汽抽真空蒸汽耗量大，还需循环水冷却、产生含油污水。循环水温差受影响。

如何改造？6/13/202366３、抽真空系统、工艺设备节汽液体抽真空原理采用文丘里工作原理为基础，使用液体为工作流体，动、势能量转换，达到抽真空，压缩气体的目的。（蒸汽喷射器、水抽子原理相同）两种抽真空系统比较效果、运行成本、操作

将减压塔抽真空系统改为液体抽真空，增加部分电能的同时降低蒸汽消耗、循环水消耗、减少含硫污水产生量。6/13/202367３、抽真空系统、工艺设备节汽透平节汽技术－－密封改造

目前透平密封均采用梳齿密封，中石化组织的节电节汽调研发现大部分蒸汽透平轴封排汽量大。原因为密封型式落后，透平前后汽封排汽量及汽轮机级间漏汽严重。据初步估计仅洛阳、扬子等6家企业透平前后汽封排汽量就达15吨/时。蒸汽透平梳齿密封更换为蜂窝密封，透平前后汽封排汽及汽轮机级间漏汽量将有较大的降低，节汽率3~5%。济南等单位已有成功经验。6/13/202368目前国内泵与风机生产厂商的许多产品还停留在一元流动设计的理论基础上，即他们把叶轮(片)内部流体的流态简单地看成流体在弯曲管内的匀速流动，通过这种方法对叶轮(片)建立的数学模型无疑是很不真实的，对流体在叶轮内部运动的反映也是很不准确的。因此，通过这一方法计算、设计的叶轮(片)，其效率是很低的。七十年代后出现了泵与风机设计的二元理论，这一理论的出现使泵与风机叶轮(片)设计理论得到发展完善。这一理论通过在一个曲面上的分析，把叶轮(片)流道及流体流态做为变量来看待，使泵与风机的叶轮(片)设计比以前有了改善。设计合理，所以泵与风机的效率得到了提高。透平节汽技术－－三元流技术改造３、抽真空系统、工艺设备节汽6/13/202369研究从叶片根部到叶片顶部流动的S流面和流体从叶片到叶片间的流动情况，对径流、混流两类流面适当组合、相互迭代，就能完整地得出气流流过叶轮(片)机械叶片槽道空间的三维变化，这就形成了叶轮(片)机械三元流动通用理论。三元流动理论根据用途不同，可分为： 外层三元流动-----飞机、火箭、导弹 内部三元流动-----叶轮机械，离心泵、离心风机、 涡轮发动机、燃气轮机从理论上说三元流叶片较一元流有更高效率，但此项工作的完成需有实力的单位完成，西安交大在风机方面改造经验较多透平节汽技术－－三元流技术改造6/13/202370透平节汽技术－－三元流技术改造改造实例：燕山分公司炼油厂2#催化主风机2007年７月成功进行三元流改造，改造更换内容为：1具有互换性的“全可控涡”三元流叶轮高效节能转子（含三元流叶轮三个、主轴、轴套、推力盘、平衡盘等）2鼓风机全套内隔板组3鼓风机主轴支承及止推四油叶滑动轴承4鼓风机全套密封（含气封和油封）6/13/202371透平节汽技术－－三元流技术改造改造效果:机组各项轴系参数包括振动、位移、温度全部正常，机组整体运行非常平稳。对比2007年和2006年同期的如八月份的运行参数，在汽轮机同样的工况条件下，单台风量比原来平均增长3200NM3/H，同比节汽2.2t/h。改造后的出口压力和风量的提高，同时也提高了烟机发电量，对比2007年和2006年八月份的同期水平，每小时平均提高发量100KW.h。6/13/202372４、焦化用汽优化焦化用汽主要有两方面，一为分馏塔用汽，一为炉管用汽。分馏塔用汽可考虑改为低压汽；炉管注气（大吹汽）可考虑改为注饱和水。分馏塔用汽改低压汽、炉管注气改饱和水在燕山均有成功经验。炉管注气改饱和水有助于稳定全厂蒸汽压力，减少生产波动。

6/13/202373实例：通过调研石家庄炼油厂实际运行经验，第九作业部于2008年4月20日开始启动“新区焦化装置饱和水替大吹汽改造方案”，4月25日完成设计委托，5月15日开始现场施工，6月10日正式开始操作实验，6月25日操作试验圆满结束并转入正式操作运行。项目实验初期，遇到了焦炭挥发份上升、大吹汽及给水冷焦阶段焦炭塔位移加大等诸多问题。针对这种情况，车间成立了项目攻关组，专门对上述问题进行技术攻关，及时采集具体试验数据、焦炭产品分析数据，进行详细讨论分析，对试验方案坚持边实施边优化操作方法。截至7月6日，从测量数据上比较，改造方案实施后焦炭塔晃动位移情况明显好转，与只用蒸汽大吹汽比较也相差无几；从化验分析数据来看，实行新的方案之后，焦炭的挥发份分析也恢复到合格范围内。通过该试验方案实施，焦化装置每天可以节约1.0MPa蒸汽消耗22吨（22小时生焦周期），年节约蒸汽7700吨，降本增效117万元/年。同时，从6月份的新区焦化装置蒸汽消耗量来看，1.0MPa蒸汽单耗量降至0.01t/t原料油的历史最好值，有效地保证了焦化装置能耗也稳步降低。6/13/202374技术革新成果简明流程图6/13/202375５、工艺优化降低蒸汽消耗在全厂的蒸汽平衡表中，工艺耗汽量占全厂总用汽量的50％以上，节泊潜力巨大。装置工艺用汽量并非固定，其随原料性质及产品加工方案有较大的变化，这使得工艺优化节汽有较大的空间。另外部分工艺用汽在设计阶段就不合理，也可采用其它介质替代，如催化干气汽提替代蒸汽汽提，催化减少雾化蒸汽耗量等。由于各厂情况不同，很难有相同经验或例子供参考，这需要在日常生产中去优化、摸索。下面给出两个实例供参考。

6/13/202376５、工艺优化降低蒸汽消耗

工艺优化节汽实例之一：连续生理停预分馏塔

连续重整装置预分馏塔的主要作用是将重整装置的原料油进行预分馏，去除馏分中比较轻的组分，这些轻组分作为燃料气和轻石脑油产品送出装置。实际生产中，通过多次对重整混合原料油馏程的分析，得到即使不经过预分馏处理，重整原料油目前的馏程情况，也能满足重整进料的要求，因此决定停开预分馏塔C101，来降低装置的能耗。停开预分馏塔后节约中压蒸汽6.1t/h，年效益约960万元。

6/13/202377５、工艺优化降低蒸汽消耗

工艺优化节汽实例之二：柴油加氢用汽优化

柴油加氢装置外购蒸汽夏季只用于柴油汽提塔做汽提蒸汽使用，为了摸索不同的进料性质、反应进料量和质量控制方案等工况下，确定汽提蒸汽的合理使用量，在确保产品质量合格的前提下，车间进行了汽提蒸汽用量优化，达到既满足质量要求，又减小质量过剩，从而降低装置蒸汽消耗量，每小时减少低压蒸汽耗量0.4吨/时，年节约3504吨蒸汽。

6/13/202378６、凝汽透平的改造

凝汽透平尤其是低压凝汽透平热效率低，其能量有效利用率仅16%左右，远低于电机及背压透平,它仅应用来平衡蒸汽。因公用工程整体规划不好，目前许多自产汽(装置余热产)不足的厂还在使用凝汽透平，尤其是低压凝汽透平。另外还有企业因管网蒸汽压力与透平设计压力不符合，专门采用中压汽减温减压后供凝汽透平使用，能源利用更不合理。在全厂蒸汽平衡合理情况下，凝汽透平改背压或电机意义重大。6/13/202379６、凝汽透平的改造低压凝汽透平改造效果计算一例：某催化装置气压机组为凝汽透平驱动，耗汽量约14t/h，装置加工量105t/h，气压机耗能为：10公斤蒸汽：14/105×76＝10.13kgEo/t循环水：消耗循环水以1000t/h计算能耗为：2000/105×0.1＝0.95kgEo/t合计能耗为：10.13+0.95＝11.08kgEo/t变更为背压式气压机（同功率），经计算该背压式气压机需中压蒸汽约50t/h。则该背压式气压机能耗为50/105×（88-76）＝5.71kgEo/t

装置能耗降低11.08-5.71＝5.37个单位6/13/202380６、凝汽透平的改造某厂凝汽透平改造节汽潜力：项目蒸汽流量轴功率循环水装置加工量能耗降低值单位t/hMWt/ht/hkgbo/tFCC212.91.57501006.654FCC3385.525002506.832CCR714001003.12MHC8.51.13502001.975合计66.49.140007504.116/13/202381炼油厂蒸汽系统的优化一、节汽对企业节能降耗的意义二、蒸汽的基础知识及蒸汽平衡三、装置产汽的优化四、装置用汽优化五、罐区用汽优化

六、公用工程的蒸汽优化七、结束语6/13/202382五、罐区用汽优化

罐区用汽优化目标是取消原油罐加热、伴热蒸汽。用装置余热产生的热水取代蒸汽加热，且不对原油罐进行大规模改造。为什么对原油罐区进行改造？很好的低温热阱，所需热量大，如采用蒸汽加热，蒸汽消耗占全厂８％以上。低温余热走空冷、水冷双重浪费能源，其与原油罐需热品位匹配。6/13/202383五、罐区用汽优化

原油1.0MPa蒸汽原油罐体热损冷凝水原油罐罐顶罐壁罐底油罐热平衡示意图油罐主要热损失分析6/13/202384五、罐区用汽优化油罐主要热损失分析

原油罐目前均为外浮顶油罐，大多数罐壁都有保温，罐顶浮盘一般不保温，主要是由于浮盘受承载力的限制，虽油罐罐壁安装保温，但油罐的热损失仍然很大，主要原因如下：1、浮盘直接浮在油面上，与油面直接接触（如图一），浮盘温度基本与油面温度相同。2、浮盘面积大，50000M3 原油罐直径达60M。3、罐顶直接裸露在大气中，油温越高，大气温度越低，风速越大，散热量也随之增大。6/13/202385五、罐区用汽优化外浮顶热损失计算分析

以一台50000M3的原油罐进行罐顶散热损失计算为例采用原北京石化设计院编制的程序Chu-9进行核算：

1、罐顶散热量达668215kcal/h，相当于消耗１.0MP蒸汽量1.01t/h。

2、油罐总散热量为752313kcal/h，相当于消耗１.0MP蒸汽量1.45t/h。罐顶散热量占罐总散热量70%。6/13/202386罐顶不加保温，罐顶散热量占油罐总散热量近70%，若对罐顶进行保温，将会节约大量蒸汽。减少油罐热损失，原油罐区取消蒸汽，罐顶保温是关键！！！五、罐区用汽优化外浮顶罐散热损失计算分析6/13/202387五、罐区用汽优化1、提高进罐原油温度2、罐区原油管线采用90℃热媒水进行伴线3、罐内原油采用90℃热媒水进行维温4、油罐外浮顶采用新型保温涂料取消原油罐区蒸汽的具体措施6/13/202388取消原油罐区蒸汽的具体措施1、对进罐原油进行换热，提高进罐原油温度

原油进罐区前增设换热器，采用热媒水(90℃)换热提高进罐油温。由于原油品种较多，粘度、凝固点差异大，据有关资料介绍，常用原油凝固点平均值14.56℃，所以对换热器选型核算时，换热器进油温度取25℃。由于热媒水比蒸汽的焓值要小得多，油罐维温难度较大，故将出油温度按45℃进行核算。

6/13/202389取消原油罐区蒸汽的具体措施1、对进罐原油进行换热，提高进罐原油温度举例计算说明：

以原油流量1000m3/h（以番禺原油为例），将原油从25℃换热到45℃。如果采用1.0MPa蒸汽换热，需要蒸汽18.6吨/小时，总传热量2.5×107kJ/h。如果采用90℃热水换热，出水温度为50度，需要热媒水247吨/小时，总传热量2.5×107kJ/h。6/13/202390取消原油罐区蒸汽的具体措施1、对进罐原油进行换热，提高进罐原油温度

换热器设置:国产的2.5

MPa的换热器，管程碳钢，壳程16MnR采用蒸汽时，1台DN800，长度6米换热器满足要求。采用热媒水时，1台DN1100，长6米的换热器或两台DN800并联，长6米的换热器。6/13/202391取消原油罐区蒸汽的具体措施1、对进罐原油进行换热，提高进罐原油温度

采用热媒水做为热源，建议选用两台并联DN800，长6米的换热器，理由有二：首先，当原油品种发生变化，凝固点较低时，只需通过一台换热器对原油进行换热，另一台原油通过旁路与热原油混合，可根据温度需要进行比例调节达到原油进罐的要求。其次，在上述情况下，不需影响原油输转，就能够及时、方便对其中一台换热器进行检维修建议：6/13/202392取消原油罐区蒸汽的具体措施1、提高进罐原油温度2、罐区原油管线采用90℃热媒水进行伴热3、罐内原油采用90℃热媒水进行维温4、油罐外浮顶采用新型保温涂料6/13/202393取消原油罐区蒸汽的具体措施2、罐区原油管线采用90℃热媒水进行伴热管道按DN500，伴热管2×DN25，原油温度45℃。（以石家庄地区为例），岩棉保温厚度为60mm,采用伴管时，热损失附加系数取1.2。散热损失：17.72W/m蒸汽伴管时，183℃/1.0MPa饱和蒸汽变成143℃/0.3MPa饱和水。蒸汽耗量g1=0.0366kg/m.h热媒水伴热时，热水从90℃降低到60℃。热媒水耗量g2=0.98kg/m.h6/13/202394取消原油罐区蒸汽的具体措施2、罐区原油管线采用90℃热媒水进行伴热管线内热媒水经济流速取2.0m/s,流量为3660kg/h,按热媒水耗量g2=0.98kg/m.h进行计算，最大可以对3.7km原油管线进行伴热。原油管线采用90℃热媒水进行伴热是可行的6/13/202395取消原油罐区蒸汽的具体措施1、提高进罐原油温度2、罐区原油管线采用90℃热媒水进行伴热3、罐内原油采用90℃热媒水进行维温4、油罐外浮顶采用新型保温涂料6/13/202396取消原油罐区蒸汽的具体措施3、罐内原油采用90℃热媒水进行维温

采用热媒水（90℃）替代1.0MPa蒸汽作为罐内的维温原油的热源。以目前50000M3的原油罐内的加热器（换热面积为420m2），罐壁50mm保温，罐顶不保温，加热盘管外径60mm，原油维温指标为45℃进行测算采用90℃热水加热时，热焓为90千卡/千克，60℃回水热焓为60千卡/千克。6/13/202397取消原油罐区蒸汽的具体措施3、罐内原油采用90℃热媒水进行维温

采用原北京石化设计院编制的程序Chu-9进行核算：罐壁散热量为75126千卡/小时；罐顶散热量为668215千卡/小时；罐底散热量为8972.7千卡/小时；加热面积280平方米，水耗量为25吨/小时。目前50000M3的原油罐内的加热器的换热面积420平方米6/13/202398取消原油罐区蒸汽的具体措施3、罐内原油采用90℃热媒水进行维温

改用热媒水后，原有的加热器换热面积可满足热媒水换热维温的需求，因此在不需更换加热器的情况下，直接将热媒水通入现有加热器即可达到维温的需求,但热媒水耗量较大。小结：6/13/202399取消原油罐区蒸汽的具体措施1、提高进罐原油温度2、罐区原油管线采用90℃热媒水进行伴热3、罐内原油采用90℃热媒水进行维温4、油罐外浮顶采用新型保温涂料6/13/2023100取消原油罐区蒸汽的具体措施4、油罐外浮顶采用新型保温涂料，减少热损失1）外浮顶不宜常规保温的原因分析

a.由于浮盘受承载力的限制，浮盘一般不保温

b.按设计规范要求，浮盘浮力大于等于浮盘重量2倍

c.岩棉保温重量计算分析（50000M3罐为例）。6/13/2023101取消原油罐区蒸汽的具体措施c.岩棉保温重量计算分析一台50000M3原油罐浮盘重量大约125吨，在实际设计时按浮盘重量2倍以上进行设计,设计浮力大约为250吨，若对罐顶进行岩棉保温，则将增加浮顶重量约30吨，（重量密度为150Kg/M3，保温度为50mm）,此时浮盘将下沉近10~~15cm。若考虑到梅雨、暴雨等恶劣天气，情况更不好。若采用新型保温涂料，喷涂1.0mm厚，增加浮顶重量仅有2.5吨,只占浮盘总浮力的1%，对浮盘基本没有影响。

4、油罐外浮顶采用新型保温涂料，减少热损失小结：原油罐外浮顶不宜采用常规保温材料进行保温6/13/2023102取消原油罐区蒸汽的具体措施4、油罐外浮顶采用新型保温涂料，减少热损失实例安庆石化将原油罐区112#原油罐改储渣油后因储存温度提高，油罐浮顶钢板直接接触油面，罐顶直接对大气散热，在罐内储存温度为80--89℃时，实测顶板上面温度为60--65℃，外热量损失很大。2007年上半年经过反复论证，决定对浮顶喷涂1mm厚度的通宇太空T-2新型保温涂料，该项目于2007年9月份施工完毕。6/13/2023103取消原油罐区蒸汽的具体措施4、油罐外浮顶采用新型保温涂料，减少热损失2）新型保温涂料保温罐顶，效果显著

现场检测结果：罐内油品温80--81℃、环境温度28℃和18℃时，顶板上面平均温度分别为42℃和38℃，平均降低了20℃，有效地减少了热能损失。6/13/2023104四、罐区用汽优化部分企业罐区节汽潜力图6/13/2023105炼油厂蒸汽系统的优化六、公用工程的蒸汽优化1、蒸汽管网优化2、蒸汽管线保温3、伴热及疏水器4、制除盐用新鲜水加热蒸汽替代5、除氧器整合及乏汽回收6、采暖6/13/20231061、蒸汽管网优化(1)蒸汽管网设置原则满足用户需求：温度、压力、流量要求安全性：一个供汽点或用汽点变化不能影响全厂，有一定容量能起缓冲作用经济性：管网能耗低，包括散热损失、压力能损失、投资等。蒸汽管网的经济流速。(２)常见蒸汽管网布置及优劣母管制、单元制（点对点）全厂性管网以母管制为主，部分企业有单元制。特殊压力等级或未形成全厂性管网的使用单元制。母管制安全性要高于单元制。蒸汽压力越低，管网管径越大，散热损失越大，压力损失也相应增加。6/13/20231071、蒸汽管网优化(３)常见蒸汽管网存在问题管网蒸汽压力等级设置不合理

一般炼厂蒸汽管网设置三个压力等级(3.5MPa、1.0MPa、局部0.35MPa)完全可满足生产要求。部分企业设有四个以上压力等级蒸汽管网。如某厂有3.5MPa、1.0MPa、0.8MPa、0.5MPa四个压力等级，据了解，部分装置工艺稍做调整或设备稍做改造后，1.0MPa、0.8MPa蒸汽管网完全可以合二为一。由此可停蒸汽管线长度5000米以上。另外还有部分企业0.35MPa蒸汽设全厂性管网，结果用户端压力低，供汽方压力高，散热损失大，需由0.8MPa蒸汽补充。6/13/20231081、蒸汽管网优化(３)常见蒸汽管网存在问题管网运行欠优化，损耗大

随着节汽措施的实施及炼油工艺流程的变化，企业耗汽情况与原设计情况有较大的变化，部分蒸汽管网不再合理，主要体现在管网蒸汽流速过低，散热损失大。某企业夏季部分蒸汽管线蒸汽流速不足１m/s，热量损失大，对运行不利蒸汽系统运行不合理，损耗大

因蒸汽系统（产用汽单位）蒸汽管网无调节手段，部分蒸汽放空或运行存在隐患。6/13/20231091、蒸汽管网优化(４)蒸汽管网优化简化管网压力等级

蒸汽管网只设3.5MPa、1.0MPa及局部0.35MPa蒸汽管网。对其余压力等级蒸汽通过对设备改造或进行工艺优化调整用汽压力等级。适时调整或改造蒸汽管网

针对冬夏季蒸汽情况，停用局部停运部分蒸汽线或对蒸汽管网进行改造，提高蒸汽流速，提高蒸汽质量。6/13/20231101、蒸汽管网优化(４)蒸汽管网优化不同压力蒸汽管网增上压力调节措施，保证管网安全运行3.5MPa、1.0MPa蒸汽管网增设系统压力调节措施。如无工业锅炉运行，3.5MPa蒸汽产汽量应适当大于用汽量，3.5MPa蒸汽与1.0MPa蒸汽平衡可适当通过背压发电或驱动泵或风机、螺杆膨胀发电或驱动泵或风机或减温减压完成。1.0MPa蒸汽的平衡可通过凝汽透平做功或发电完成。（5）节汽潜力

减少冷凝水产生，保证安全性；减少泄漏损失；减少散热损失；减少散热损失，预计年节汽1万吨以上。6/13/20231112、蒸汽管线保温应该说整个石化系统蒸汽管线的保温情况不太理想。主要表现在三个方面：保温（质量）效果不好。蒸汽管线表面温度高造成的蒸汽损失较大；部分管线保温失效后，长期缺乏维修，散热损失大部分管段或管件未保温。未保温部分管线、设备外表温度达200度以上。管托未用绝热管托，散热损失较大。

6/13/20231126/13/20231136/13/20231146/13/20231152、蒸汽管线保温部分企业蒸汽管线外表温度情况

某厂的中压蒸汽局部温降可达100℃，蒸汽的局部散热损失约1～2吨/时；某厂催化装置中压蒸汽线为新更换保温线，现场实测，环境温度10℃情况下保温外表面温度最高达80℃，平均温度在50℃以上。某厂中压蒸汽用户温度普遍较供方温度低80℃左右。

国标GB8174-87规定：凡设备、管道及其附件的保温结构外表面温度高于323K(50℃)时视为不合格，应进行保温技术改造。注：指环境温度为298K(25℃)6/13/20231162、蒸汽管线保温保温效果影响因素：保温材料性能，保温层厚度，施工工艺，辅件的选择保温材料性质检测，验收保温层厚度的选择过厚不一定节能施工的管理同样厚度下使用一层还是两层，垂直管段、垂直弯头的处理，保温铁皮结合部的处理等6/13/20231172、蒸汽管线保温细节因素影响：

保温层存在缝隙、外防护铁皮生锈破损、保温层坍塌以及管托裸露若管托未作充分保温，或者未使用绝热管托，相当于造成管线裸露1%～2%。一般情况下，晴天管线裸露每增加1%，整个管网散热增加约10%；雨天骤增到300%－500%。如果管线没有裸露，则下雨天管网热损仅增加约1%～2%。

散热损失量的确定设备、管道壁温（℃）允许最大散热损失（W/m2）(Kcal/m2.h)5058100931501162001402501633001863502094002274502445002625502796/13/20231182、蒸汽管线保温蒸汽管线保温效果好的实例：蒸汽管线保温效果差主要与细节部分即施工质量有关。济南分公司3.5Mpa蒸汽管网保温时采用新的保温施工工艺，效果明显。其蒸汽管线保温为三层保温结构：内层为50～60mm的硅酸铝管壳，中层为70mm的复合硅酸盐管壳，外层为80mm的复合硅酸盐管壳，总厚度为200～210mm。保温完成后抽检时环境温度为8℃，抽检外表面温度平均为20.08℃，平均温差仅为12.08℃,散热损失低于国标要求。

6/13/20231193、除氧器整合及乏汽回收除氧水系统现状

由于无统筹考虑，大部分企业没有除氧水统一供给系统，基本上是新建一个装置配备一套独立除氧水系统，资源利用不合理，乏汽排放量大、电耗高。同时由于缺乏专业管理，除氧水合格率低。部分除氧器上水未经预热或预热温度低，蒸汽耗量大。

6/13/20231203、除氧器整合及乏汽回收乏汽排放现状

大部分企业乏汽排放点多、量大。企业乏汽排放点除除氧器外还有各种排污罐闪蒸汽、汽机轴封排汽、机组辅助油泵小透平排汽等。调查发现仅少部分企业进行了少量乏汽回收，大部分乏汽直排，不仅浪费了水和热量，也污染了环境。

6/13/20231213、除氧器整合及乏汽回收措施１：除氧器整合铺设相应管线，对机泵进行改造，对除氧系统进行整合，减少乏汽排放量，利用余热提高除氧器进水温度，降低蒸汽消耗。6/13/20231223、除氧器整合及乏汽回收措施２—乏汽回收在除氧器整合基础上，在炼油企业中开展乏汽排放的普查，根据企业的实际情况，开展乏汽回收项目。考虑对条件具备且没有热媒水管网的企业可以直接采用定型设备对乏汽回收，可以同时回收热能及凝结水；也可考虑采用表面换热器只回收其热能，凝结水排放进凝结水管网；对有热媒水管网的企业可考虑用热媒水吸收的方式回收小透平等的乏汽，以提高热媒水温度6/13/20231233、除氧器整合及乏汽回收乏汽回收一例某催化定排扩容器D804的高温水产生的乏汽定排乏汽量4吨/小时，压力0.1MPa；热力除氧器D801外排产生的乏汽量4吨/小时，除氧器的除氧温度120℃左右，压力0.2MPa。两个乏汽排放点各上了一套乏汽回收装置。装置投用后每小时节约4～6吨蒸汽，可回收除氧水8吨/小时，年效益在800万元以上。节约蒸汽量得到除盐水温升的校验及装置外送汽量增加的验证6/13/20231243、除氧器整合及乏汽回收6/13/2023125３、除氧器整合及乏汽回收部分企业除氧器整合及乏汽回收潜力图6/13/2023126４、制除盐用新鲜水加热蒸汽替代制除盐水用新鲜水加热也是一个很好的热阱。一般情况下，离子交换树脂在30℃时活性好，交换容量高，新鲜水温度尤其是地下水温度达不到此值。因炼油企业除盐水耗量大，这部分新鲜水如用蒸汽加热，蒸汽耗量是一个可观的数值，尤其是冬季。因除盐水系统对全厂影响较大，一般企业不愿意用装置余热加热除盐水，担心换热器泄漏影响水质。6/13/2023127４、制除盐用新鲜水加热蒸汽替代制除盐水用新鲜水加热蒸汽替代方案一冬季利用热水采暖回水加热新鲜水实例:某北方厂