节能技术讲座(ppt 107页)

*节能技术讲座**主要内容1.石化工业用能特点及潜力2.能耗计算与评价3.节能原理、方法与途径4.窄点技术5.能量平衡6.节能新技术、新设备7.石化工业的节能方向**1.石化工业用能特点及潜力1.1用能量大,占加工成本比例大以乙烯装置为例，国内装置能耗大部分在750kg标准油/t，2003年国内乙烯总产量约600万吨，总能耗450万吨标准油，能耗费用近60亿元（2007年国内乙烯总产量将达1100万吨，总能耗达825万吨标准油）。以炼油工业为例，综合能耗量占原油加工量的8%~10%。2001年全国原油加工量达1.98亿吨，耗能量约1700万吨标油，费用约220亿元。平均能耗成本(包括自产燃料等)占总加工成本的50%~60%。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。**某炼油厂加工每吨原油的完全能耗费用 项目 每吨原油的能源消耗量 能源价格 每吨原油能耗费用/元 燃料 35kg 1371元/t 48.0 催化烧焦 25kg 1371元/t 34.3 电 67kWh 0.5元/kWh 33.5 1.0Mpa蒸汽 0.086t 80元/t 6.9 新鲜水 7.2t 1.8元/t 13.0 合计 135.7**　　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 项目 分项加工费元/吨 占百分比，% 辅助材料费 18.5 10.7 能耗费 31.2 18.1 工资及附加费 6.0 3.5 折旧费 57.6 33.4 修理费 24.3 14.1 其它制造费 7.9 4.6 管理费用 12.5 7.3 财务费用 4.8 2.8 销售费用 9.5 5.5 合计 172.3 100 项目 分项加工费元/吨 占百分比，% 辅助材料费 18.5 6.7 能耗费 135.7 49.0 工资及附加费 6.0 2.2 折旧费 57.6 20.8 修理费 24.3 8.8 其它制造费 7.9 2.9 管理费用 12.5 4.5 财务费用 4.8 1.7 销售费用 9.5 3.4 合计 276.8 100**　　　　该炼油厂综合能耗为86.8kg标油/t,平均每kg标油能耗的费用为1.56元，全厂能量因数为6.626，单位能量因数能耗为13.1kg标油/(t.Ef)。从最具可比性的单位能量因数能耗来看，该炼油厂与国内能耗先进值(11kg标油/(t.Ef))相比有较大的差距。若该炼油厂能耗达到国内先进水平，综合能耗将下降13.9kg标油/t，使每吨原油的加工费下降21.7元，下降幅度几乎达到了每年修理费的水平。　　由于该厂的单位能量因数能耗是全国平均水平，因此炼油企业的平均节能潜力为20元/吨原油。　　修正后的炼油加工费指标合理地反映了各项影响因素，能耗费用成为炼油加工成本的第一影响因素。　　因此节能永远是石化企业挖潜增效，增强竞争力的一个主题。**2002年中国石化集团公司炼油专业达标指标 序号 企业名称 加工损失，% 能耗，kg标油/t 吨油完全费用 1 燕山 1.15 94.00 193 2 天津 1.20 68.00 185 3 石家庄 1.05 88.00 192 4 沧州 1.15 87.50 190 5 上海 0.90 56.00 115 6 高桥 1.00 98.00 230 7 金陵 1.20 82.00 188 8 扬子 0.95 57.00 123 9 镇海 1.00 71.00 153 10 安庆 1.10 86.00 200 11 福建 1.15 77.00 248 12 九江 1.10 81.00 188 13 济南 1.10 95.00 257 14 齐鲁 1.15 85.00 188 15 洛阳 1.03 87.00 164 16 武汉 0.95 73.00 220 17 荆门 1.20 120.00 270 18 长岭 1.00 81.00 214 19 广州 0.95 64.50 170 20 茂名 1.20 76.00 155 21 胜利 1.25 110.00 315 22 河南 1.20 100.00 400 23 中原 1.20 93.00 220 24 北海 1.20 100.00 220**1.2加热冷却过程多石化工业加工过程中，有非常多的冷、热物流（过程物流、公用工程物流等）需要换热。如乙烯装置、炼油过程主要是通过物理的办法，按照各油品沸点的差别进行分离，即通过冷冷热热，就完成了加工过程。以冷热物流相联系的换热网络优化（广义）技术，在石化工业大有用武之地。**1.3节能涉及全过程石化生产是连续、多工序、多层次的加工过程，从全厂发展规划、 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 、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。国内节能工作存在的一个重要问题是：重技术轻管理。必须加强管理，提高所有人员的节能意识，激发节能积极性，才能真正将节能工作落到实处。**生产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，有时在探讨工艺过程中反而会提出增加能耗的建议；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，而提高生产性的效果，几乎均与节能直接关连。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。**日本节能的观点生产工厂的使命是制造产品，因而努力推进能量有效利用的工作人员是难能可贵的后勤部队。与生产部门相比，推进节能的工作是种不显眼的苦差事，因而需要“厂领导的节能意识”，即应该针对节能作出的努力 表 关于同志近三年现实表现材料材料类招标技术评分表图表与交易pdf视力表打印pdf用图表说话 pdf 示敬意并对所取得的成果给予高度评价和鼓励。**能源管理标准规程工厂等单位的节能推广体制、机构图厂长長副厂长节能委员会节能专门部会委员长：厂长副委员长：副厂长委员：总务部长　　　　：环境安全部长　　　　：工务部长　　　　：动力部长　　　　：制造部长　　　　：生产管理部长部会长：生产管理部长　　　：能源管理者　　　：热能管理员　　：电能管理员　　　：工务课课长　　　：环境安全课课长　　　：ＥＭＳ事务局　　　：质量管理课课长总务部生产管理部制造部工务部环境安全部动力部质量管理部各课各课各课各课各课各课各课事例**1.4本质上存在用能三环节过程（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。**1.5目前还存在较大的节能潜力装置的节能潜力先进装置与落后装置的差距即是节能潜力.装置名称国内先进国内一般或平均国际先进----------------------------------------------------------------------------------------------------乙烯　585750-800400-450炼厂单因能耗11139.5-10常减压10.411.89.3(大连规划)馏分油催化475637(法国东日)重油催化5568延迟焦化2127加氢裂化264638(全循环，规划)-----------------------------------------------------------------------------------------------------** 系统存在更大的节能潜力相对来说，过程组合即系统节能的潜力更大。 热联合 蒸汽动力系统 储运系统 低温余热的回收和利用。 根据节能中心掌握的有关资料：目前对于30万吨/年的乙烯装置或500万吨／年的炼油厂，设定投资回收期为２年时，年节能效益一般在5000万元以上。 对某3０0万吨/年炼油厂所做的节能规划，仅气体分馏装置和储运系统用低温余热代替1.0Mpa蒸汽就达40t/h,年效益2500万元。**2.能耗计算与评价2.1能耗计算（1）综合能耗量综合能耗量是统计对象(炼油装置、辅助系统或全厂)在统计期内,消耗的各种能源的总和。其计算通式为：E=∑MiRi+Q式中：E—统计对象综合能耗量，kg/年（月、季）；　Mi—某种能源或耗能工质的实物消耗或输出量，t（kWh）/年（月、　　　季）；　Ri—对应某种能源或耗能工质的能量换算系数，kg/t（kWh）；　Q—与外界交换的有效能量折为一次能源的代数和，kg/年（月、季）。向统计对象输入的实物消耗量和有效热量计为正值，输出时为负值。实际上，此式数据单位还有其它形式，如kg/h。有效热量主要指不同统计对象之间的热进出料热量、烟气热量和低温余热的回收利用。燃料消耗指生产过程消耗的各种燃料之和。如果原料或产品的一部分（如PSA尾气、分馏塔顶油气等）作为燃料提供能量，则必须计入能耗。**（2）单位综合能耗　单位综合能耗是统计对象在统计期内，以单位原油、原料油加工量或产品产量所表示的能耗量。工艺装置的单位综合能耗的简单叫法就是装置能耗。单位综合能耗的计算通式如下：e=E/G式中：e—统计对象的单位综合能耗，kg/t；　E—统计对象综合能耗量，kg/年（月、季）；　G—统计对象的原油加工量（或原料加工量、产品产量），t/年（月、季）。**（3）能耗大小对比需要注意的问题　从能耗计算公式可以看出，能耗计算结果取决于计入能耗的能耗工质种类与能量换算系数。不同的国家有不同的标准和方法，因此，不同国家之间的同类装置、单元或全厂的实物消耗相同（国外，甚至一个公司有2种方法），但能耗可能差别较大，不能直接对比。　　　　从今年开始，国内能耗对比时，将有三类不同的标准的能耗结果：　　　（1）＜炼油厂能量消耗计算方法＞修订前；　　　（2）＜炼油厂能量消耗计算方法＞修订后，从今年开始试运行；　　　（3）《石油化工设计能量消耗计算方法》SH/T3110-2001已于2002年5月1日开始执行。**（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.℃)，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 序号 实物消耗 修订前折合能源消耗kg/h 修订后折合能源消耗kg/h 设计计算方法折合能源消耗kg/h 说明 1 新鲜水10t/h 10*0.18=1.8 10*0.17=1.7 10*0.17=1.7 折算系数变化 2 除盐水30t/h 30*2.3=69 30*2.3=69 30*2.3=69 3 循环水2500t/h 2500*0.1=250 2500*0.1=250 2500*0.1=250 4 凝结水50t/h 50*7.4=370 50*7.65=382.5 50*7.65=382.5 折算系数变化 5 3.5Mpa蒸汽-10t/h -10*88=-880 -10*88=-880 -10*88=-880 6 1.0Mpa蒸汽-40t/h -40*76=-3040 -40*76=-3040 -40*76=-3040 7 0.5Mpa蒸汽4t/h 4*66=264 4*66=264 4*66=264 8 电1500kW 1500*0.3=450 1500*0.26=390 1500*0.2828=424 折算系数变化 9 焦炭20t/h 20000*1=20000 20000*0.95=19000 20000*1=20000 折算系数变化 10 热进料400t/h 40*(200-90)*0.55=2420 400*(200-90)*0.55=2420 400*(200-90)*0.55=2420 11 热出料120t/h -12*(140-80)*0.55*0.95=-376 -12*(140-80)*0.55*0.95=-376 -12*(140-80)*0.55*0.95=-376 12 热联合-催化油浆 -20*(330-300)*0.7*0.95=-399 -20*(330-300)*0.7*0.95=-399 -20*(330-300)*0.7*0.95=-399 13 顶循低温热输出 -20*(130-100)*0.6*0.95*0.6=-205.2 -20*(130-100)*0.6*0.95*0.5=-171 -20*(130-100)*0.6*0.95*0.6=-205.2 热源温度在150℃以下，顶循热量为低温余热。 14 加热除盐水的低温余热输出 -20*(90-25)*1*0.6=-780 -20*(90-60)*1*0.5=-300 -20*(90-25)*1*0.6=-780 只计算60℃以上热量，且折算系数变化 合计 装置合计消耗(括号内为能耗) 18144.6kg标油/h(45.36kg标油/t) 17611.2kg/h(44.03k标油g/) 18131kg/h(45.33k标油g/t) 主要由焦炭和低温余热的变化引起**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。　　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：其中的是该炼油厂应达到的能源消耗总量，A1.C1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。　　U=(1)_1131339776.unknown**将式(1)分子分母的A1约去，并整理成下式：U=C1(2)令EII=，则式(2)变成下式：U=C1.EII(3)EII为炼油厂实际能耗消耗总量与应达到的标准能耗消耗总量的比值，这就是国外一些公司所采用的能源密度指数。此概念意义很容易直接理解，若该比值为1，说明炼油厂总体上已达到了先进能耗指标；若比值大于1，如为1.2，实际能耗比先进能耗指标高20%。如果一个评价体系中，规定的各装置标准能耗不是很先进，则EII将会小于1，这时统计分析的炼油厂中EII最小者则是最先进者，并且可能如EII低至0.8时，才达到了较先进的能耗指标。从式(3)看出，单位能量因数能耗是在能源密度指数的基础上乘以常减压装置的标准能耗C1，因C1一般是不变的，所以比较U的高低实际是在比较EII的大小。如果U等于C1，说明炼油厂总体上达到了先进能耗指标；如果U大于C1，它们的差值就是每套标准常减压装置的节能潜力。_1122467411.unknown**综合上述单位能量因数能耗的意义与分析，可以得出它的如下特性：(1)单位能量因数能耗与常减压装置标准能耗的比值即能源密度指数，故它实际上表示炼油厂所有工艺装置的实际能耗总量与应该达到的先进能耗总量相比的平均节能潜力，是一个高度综合性的指标，用于整体上评价不同炼油厂的能耗是科学合理的。(2)使用国内外不同的评价体系时，所规定的能耗计算方法不同，各工艺装置的标准能耗不同，单位能量因数能耗结果不一样，差别可能较大。所以对比时，必须使用同一个评价体系。(3)从式(2)中看出，单位能量因数能耗与原油加工量无关，完全适合于二次加工装置有外购原料的炼油厂能耗评价。(4)对于越来越多的联合装置，由于其中的各装置实物消耗量难于分开，故难于评价单个装置能耗，可使用单位能量因数能耗进行整体评价。(5)单位能量因数能耗中，已经考虑了加工流程的复杂程度，故不再与其有关。单位能量因数能耗评价的缺点是，评价的准确性取决于标准能耗的确定。随着技术的发展，一些工艺装置的先进能耗下降的幅度较大，则必须及时调整标准能耗，以增强可比性。另一方面，尽管对某类工艺装置可能制定许多档次的标准先进能耗，甚至采用考虑主要影响因素后的拟合公式表达标准能耗，以大大增强其可比性，评价结果已经足以从宏观上表明能耗水平的高低，但毕竟制定的标准先进能耗还是有局限性的，所以不可能在细微的程度上分析对比能耗的高低。**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。　　**　　　　修订前后部分装置能耗定额的变化 序号 装置名称 1995年能耗定额 2003年能耗定额 2003年能量系数 计算基准 备注（指新修订的内容） 1 常减压蒸馏 18 11 1 对处理量 不包括电脱盐。该定额为燃料型，润滑油型能耗定额另增加0.5。含轻烃回收时，能耗定额再增加1 2 常压蒸馏 15 9.5 0.86 对处理量 3 电脱盐 无 0.2 0.018 对处理量 　 4 催化裂化 　 没有或不开吸收稳定，能耗定额减少3.5;有汽油回炼时，能耗定额另增加3 FCC 70 48 4.36 对处理量 掺常压渣油20%以下或掺减压渣油10%以下 RFCC 85 55 5 对处理量 ARGG 无 75 6.82 对处理量 DCC 无 80 7.27 对处理量 若干气加LPG收率在36%以上，能耗定额另增加5。 5 延迟焦化 35 25 2.27 对处理量 没有或不开吸收稳定，能耗定额减少5。 6 催化重整 　 预处理和重整单元 95 80 7.27 对重整进料 该定额为固定床，组合床为85，连续重整为100。流程仅到重整汽油脱戊烷塔 脱重组分塔 22 2 对抽提进料 　 溶剂抽提与回收 45(对重整进料) 40 3.64 对抽提进料 也适应于FCC回炼油的芳烃抽提 芳烃分离 25(对重整进料) 20 1.82 对抽提进料 适应于苯塔和甲苯塔，若为苯塔、甲苯塔和二甲苯塔，定额为25 7 制氢 原料同时有气体和轻油时，能耗定额取二者的加权平均 气体 2000 1300 118.18 对氢产量 不包括原料消耗 轻油 2500 1500 136.36 对氢产量 不包括原料消耗 8 加氢裂化 65 （1.3-X）34 对处理量 X为尾油收率，不包括循环氢脱硫、气体和液化气脱硫及溶剂再生**修订前后统一能量换算系数的变化 序号 类别 数量与单位 能源折算值对比kg(标油) 改变情况 修订前 修订后 1 电 1kWh 0.3 0.26 减少13.3% 2 新鲜水 1t 0.18 0.17 减少5.5% 3 循环水 1t 0.10 0.10 不变 4 软化水 1t 0.25 0.25 不变 5 除盐水 1t 2.3 2.30 不变 6 除氧水 1t 9.2 9.20 不变 7 凝汽式蒸汽轮机凝结水 1t 3.4 3.65 增大3.4% 8 加热设备凝结水 1t 7.4 7.65 增大3.4% 9 燃料油 1t 1000 1000 不变 10 燃料气 1t 1000 950 减少5% 11 催化烧焦 1t 1000 950 减少5% 12 工业焦炭 1t 800 800 不变 13 10.0MPa级蒸汽 1t 无 92 新增项目 14 3.5MPa级蒸汽 1t 88 88 不变 15 1.0MPa级蒸汽 1t 76 76 不变 16 0.3MPa级蒸汽 1t 66 66 不变 17 <0.3MPa级蒸汽 1t 无 55 新增项目 18 低温余热 无 有 新增项目 19 直接交换的热量 无 有 新增项目**3.节能原理与方法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用能的本质认识3.5节能方法**掌握节能原理科学找出节能潜力与部位制定节能 措施 《全国民用建筑工程设计技术措施》规划•建筑•景观全国民用建筑工程设计技术措施》规划•建筑•景观软件质量保证措施下载工地伤害及预防措施下载关于贯彻落实的具体措施 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 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 **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用能的本质认识按能量的作功能力，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。**3.5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100kg水从15℃加热到100℃，需能量8500kcal，按数量折为0.85kg标油。（1）用电加热：2.5kg标油；（2）LPG加热：1kg标油；（3）用燃料发生中压蒸汽，通过凝汽机的排汽加热：0.7kg标油。此时，所需的一次能源已小于水本身升温所需的热量0.85kg标油。**减少过程节能的例子某热水泵房的改前流程为：来自自来水管网的水进入缓冲罐后由泵升压供出至工艺装置换热后至生活区。来自工艺装置的热媒水进入缓冲罐后由泵升压送至工艺装置先换热升温后加热新鲜水降温后返回。由于设置了缓冲罐，并且加之原选用的泵扬程较高(125m),需要开二台75kW的泵。改造后流程：来自自来水管见的新鲜水不进缓冲罐直接(流量较小，大部分时间)或经1台15kW的管道泵至工艺装置，基本减少了一台75kW的泵电耗。来自工艺装置的热媒水也不进入缓冲罐直接由1台15kW的管道泵升压送至工艺装置。上述改造，投资仅3万元，年节电费用就达30多万元。**能量多次使用的例子如有八个物理过程，分别从起始温度加热至终止温度后，即需将热量排掉，每个过程的需热量为10kg标油。（1）1200~1400℃（2）800~1000℃（3）400~600℃（4）200~300℃（5）150~200℃（6）110~130℃（7）80~100℃（8）50~70℃如果每一个过程单独进行，至少需要8*10=80kg标油。如果将前一个过程完成后的热量回收用于下一个过程，则总需能量仅为10kg标油，是单独过程用能的八分之一。由此可以看出能量多次使用的本质和系统优化的极大优越性。**　　　　如果真有上述好的条件，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）　　　　　　如果没有这么多的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。**4.窄点技术4.1窄点技术的起源、特点及应用范围4.2窄点技术的概念及术语4.3窄点技术超目标方法4.4窄点设计法4.5公用工程能级优选法4.6加热炉在过程组合中的适宜布局4.7易污垢换热的网络设计法4.8用于装置改造4.9全厂性能量组合设计4.10例题**4.1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。**4.2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 关于规范使用各类表格的通知入职表格免费下载关于主播时间做一个表格详细英语字母大小写表格下载简历表格模板下载 ）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℃。 物流数据 物流号和类型 热容流率kw/C 起始温度Ｃ 目标温度Ｃ （１）热 2.0 150 60 （２）热 80 90 60 （３）冷 2.5 20 125 （４）冷 3.0 25 100解题表 子网络 温度 欠缺值（ΣCpc-ΣCPh）*ΔTsn 累计 热流 冷 热 输入 输出 输入 输出 150 SN1 125 145 -10 0 10 107.5 117.5 SN2 100 120 12.5 10 -2.5 117.5 105 SN3 70 90 105 -2.5 -107.5 105 0 SN4 40 60 -135 -107.5 27.5 0 135 SN5 25 82.5 27.5 -55 135 52.5 SN6 20 12.5 -55 -67.5 52.5 40**总综合曲线组成总综合曲线的温度及热量为：140,107.5135,117.5110,10580,050,13535,52.530,40**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。**4．3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。**4．4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。**4．5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。**4．6加热炉在过程组合中的适宜布局（1）加热炉烟气温焓模型传统的过程设计中，加热炉的设计仅仅是为了满足工艺负荷的要求，在有剩余烟气余热的情况下用于空气预热和锅炉给水预热等。加炉炉的传热一般分为辐射和对流两段。辐射段温度驱动力不是设计需考虑的主要因素。而在对流段由于烟气温度要低得多，所以炉管传热面积可按烟气和工艺物流间的温差驱动力来确定。加热炉的温焓曲线可简化为一条直线，烟气可以恒定热容流率（质量流率与比热容的乘积）表示，使之从理论火焰温度冷却至大气温度T0。虽然实际上达不到理论火焰温度且烟气热容是温度的函数，但为了说明问题方便，仍可以此温度作为烟气温度温焓线的参考起始点，并可以得到较为正确的结果，因为在对流段的较低温度区间内，烟气的热容随温度的变化很小。**将烟气温焓线和过程总综合曲线画在一起，就可以确定最小燃料耗量。这是在工艺过程设计和加热炉设计之前就可以获得目标燃料耗量的方法，即不需知道炉管根数、管径及其出入炉温度和其它参数。**（2）传统的空气预热方法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℃。**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。**（3）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。**4．7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。**4．8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。**4．9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**全局综合曲线的作法：　　（1）对每一个单元总综合曲线中的非单调的部分（也即口袋），首先用垂直线进行“封闭”；　　（2）之后，如虚线所示，将热阱曲线向上平移窄点温差的二分之一，热源曲线向下平移窄点温差的二分之一。　　（3）将多个单元修正后的总综合曲线，分别将热源、热阱曲线相加合并成全局热源综合曲线、全局热阱综合曲线。　　全局综合曲线的用法（以上页中图为例）：　　（1）在热源综合曲线上，尽可能产高等级蒸汽（或较高温度的媒介物流）。因此应首先产BD段热量的中压蒸汽，再产AC段热量的低压蒸汽；　　（2）在热阱综合曲线上，尽可能使用低等级蒸汽（或较低温度的媒介物流）。因此应首先使用AC段热量的低压蒸汽，再使用BD段热量的中压蒸汽；　　　由于AC＞EG，所以产生的低压蒸汽将有剩余；　　　由于BD＜FL，所以工艺物流产生的中压蒸汽不够。若需外部提供，则提供HL段质量的中压蒸汽（FH＝BD，即FH段由工艺物流产生的中压蒸汽提供），KJ段热量则由加热炉提供。　　**4．10例题某1.4Mt/a催化裂化换热物流数据 序号 物流名称 起始温度/℃ 终止温度/℃ 流量/t.h-1 热量/kW 备注 1 顶循环油 148 80 216.9 9643 热物流 2 塔顶油气 125 40 134.4 22786 热物流 3 分馏一中 293 200 171.16 11106 热物流 4 循环油浆 355 280 424.55 23588 热物流 5 产品油浆 355 90 8.75 1494 热物流 6 轻柴油 221 60 117.61 11307 热物流 7 分馏二中 344 270 87.89 4850 热物流 8 稳定汽油 180 40 155.39 14134 热物流 9 外取热器催化剂 680 550 30530 热物流 10 内取热器催化剂 680 630 2619 热物流 11 再生烟气 485 170 23570 热物流 12 新鲜原料油 90 200 175.0 12590 冷物流 13 富吸收油 45 100 73.4 2317 冷物流 14 解吸塔中间重沸物流 98 108 5430 冷物流 15 解吸塔底重沸物流 148 167 8398 冷物流 16 稳定塔进料 148 157 173.97 1170 冷物流 17 稳定塔重沸物流 180 192 8699 冷