热机、热泵的位置(ppt)
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。

5. 能量平衡
5.1 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。

5．2 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。
5．3 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。
6.节能新技术、新设备
6.1 热泵
6.2 燃气轮机
6.3 低温余热的回收与利用
6.4 变频调速
6.5 发生高压蒸汽
6.6 运行中的节能问题
6．1 热泵
吸收式热泵有二种形式，第一种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℃左右，这种热泵一般对炼油厂不合适。
第二种方式是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（absorption heat transformer)，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热器如下图所示。
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
 

工作原理
制冷剂和吸收剂组成的工质对作为运行工质，其工作原理是：在发生器中，制冷剂工质吸收温度为T1（如70~100 ℃ ）的低温热QG，蒸发形成压力较高的饱和蒸气，蒸汽在换热器H2中预冷降温后，流入冷凝器C并在此冷凝，在环境温度T0下向环境放出品位更低的热量QC。冷凝后的液体由液泵P2升压并经H2吸热形成压力为p1,温度为T1的过冷液，送入蒸发器E，并在这里吸收温度为T1的低品位热量QE而蒸发，蒸发后的蒸气流入吸收器A，而没有蒸发的液体则经节流阀V降压重新流入发生器G，由发生器G流出的稀溶液由液泵P1升压并经换热器H1预热后打入吸收器A，并在这里吸收由蒸发器流过来的制冷剂蒸气，由于吸收剂在吸收制冷剂蒸气时发生放热效应，因此在吸收器A中就放出品位较高的温度为T2（如150~200 ℃ ）的热量QA，吸收器A中的浓溶液则经H1放热，并与蒸发器来的流体汇合经节流阀V降压重新流入发生器G。这种循环方式的结果是仅耗费了很少的液泵泵功，就能将低品位的热量QG+QE转化成一部分接近环境温度的热量QC，和另一部分有用的中品位热量QA。

进展与结果
目前，变热器还处于研究阶段，据报导德国已有样机运行。国外研究最多的是含有TFE的工作流体，其中TFE-H20-E181溶液和TFE-Pyr溶液有较为满意的效果。常规的吸收式制冷循环工质对是氨水溶液和溴化锂水溶液，但在变热器中，若采用氨水溶液，由于温度较高，易造成系统内的压力过高；若采用溴化锂水溶液，则在流体经换热器H1时，易结晶而堵塞管路。
吸收式变热器的性能系数为0.4左右，即可将100份的低品位热量转化为40份的中品位热量。
燕化公司橡胶厂5000KW降膜吸收式热泵，热源温度为90℃，热泵产出热水110℃。操作性能参数COP为0.45-0.48，供热规模为6270kW时，总投资820万元(2001年)。一般只有回收的余热温度高于60 ℃及可回收的热负荷大于2000kW时才具有经济意义。

6．2 燃气轮机
燃气轮机的工作原理：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料，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）的压比达15~30，燃气轮机效率最高的已达40%以上。

几种循环方式供电效率的比较
石化工业应用方案
由于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：


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900 kg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。

6．3 低温余热的回收与利用
石化工业有大量的低温余热（一般指热源温度在150C以下），低温余热回收和利用的好坏也标志着一个企业的用能水平，故它始终是困扰节能工作的一个问题。
6．3．1 低温余热的回收利用原则
（1）首先改进降低工艺用能，优化工艺装置换热流程，尽量少产低温余热；
（2）低温余热的回收和利用必须经济合理、运行可靠。已经发现：有些企业在确定低温余热利用方案时，低温余热的价格确定不合理；另外有时将回收利用的系统管道投资没有考虑。这两个方面均会导致不合理的方案产生。
（3）低温余热的利用应优先考虑长周期运行的同级利用（低温热量直接代替了原使用的二次能源），如空气预热、除盐水加热、工艺装置重沸器热源、储罐加热，其次考虑全年中部分时间利用的同级利用，如采暖，最后才考虑升级利用，即热泵、制冷、发电。
6．3．2 几种低压低温余热方式的节能效果
几种低温余热利用方式的折能系数（定义为低温热利用所代替的一次能源量占低温热量的百分比）见下表：
目前国内低温热扩容发电投用的企业有长岭和锦西炼厂。
由节能技术中心组织的某厂350万吨/年处理量的节能规划中，低温余热在回收利用后，所剩无几。共回收4100万kcal/h,长年同级利用的有气体分馏装置重沸器热源2000万kcal/h,除盐水800万kcal/h,储罐加热320~400万kcal/h,全年中部分时间用的为冬季采暖900万kcal/h。

6．3．3 高压低温余热的回收利用
前述的低温余热利用还仅是在低压范围内。随着油品质量的进一步提高，加氢过程越来越多，产生的较高压力的低温余热也越来越多，其高压低温余热的回收和利用将是提高用能水平一个新的课题。
高压低温余热一直没有回收的原因主要有三个：
（1）是压力高，换热回收投资大；
（2）由于压力高，认为运行安全性差。
（3）炼油厂普遍存在低压低温余热过剩并难以回收利用的问题。
高压低温余热的利用分析
最近对加氢裂化反应流出物采用水扩容发电的情况做了探讨。仔细分析反应流出物余热的特点，可以看出：尽管反应流出物压力高，换热回收投资大，但由于此股物流流量较大热量集中，为回收热量所需的管道投资相对较小，回收利用的总投资不一定大。如某0.8Mt/a加氢裂化装置为全循环、冷高压分离器流程，80℃以上反应流出物余热量达15.8MW。而某新建4.0Mt/a大型加氢裂化装置为全循环、热高压分离器流程，80℃以上的反应流出物余热量达67.4MW。
从安全角度讲：在回收反应流出物热量的过程中，已经投用了许多高压换热器、高低压换热器（如利用高压分离器气体热量直接产生低压蒸汽）和高压空冷器，因此也不能认为用高低压换热器（在回收大量低温余热时，一般用水作介质，压力在0.5MPa以下，故使用高低压换热器）代替高压空冷器就存在安全性的问题。
某加氢裂化反应流出物余热发电的探讨
选择的基准价格数据为：电0.45元/kWh,除盐水14元/t,冷却水0.25元/t，1.0MPa蒸汽100元/t。
投资：以2002年投资概算价格为基准，新建加氢裂化装置回收41MW低温位余热（下称新建装置动力回收）和已有装置改造回收（下称改造装置动力回收）两种方案的动力回收系统工程投资见下表。
效益分析
效益
发电3500kW,年效益1260万元；换热器代替高压空冷器后，减少风机用电160kW,年效益57.6万元。因此低温余热发电的年总效益为1317.6万元。
低温余热电站的有关消耗及费用如下：
冷却水3340t/h,年费用660万元；
电站自耗电（包括热水泵）200kW,年费用72万元；
热水补充用除盐水2.5t/h,年费用28万元；
消耗1.0MPa蒸汽0.5t/h,年费用40万元。
上述4项相加，年总费用800万元。
投资回收期： 低温发电的年净效益为517.6万元，新建和改造装置动力回收方案的简单投资回收期分别为3.6，4.4年。这两种情况下的回收期均在一般可接受的5年以内，说明采用动力回收方式是经济可行的。另一方面也说明，新建装置动力回收方案更合理，投资回收期比改造装置动力回收短0.78年。
节能效果： 发电3500kW并减少风机用电160kW,节能量为1098kg标油/h,各种消耗折一次能源量为438kg标油/h,此方案净节能量为660kg标油/h，每年节约标准燃料油5280吨，节能效果也是非常显著的。

不同地区的影响
对不同地区不同炼油厂来说，所建低温余热电站的投资变化不大，但有时效益差别比较大，这是由炼油厂不同的公用工程价格所引起的。
以南方某炼油厂的价格为例进行分析。有关价格为：电0.62元/kWh,除盐水8元/t,冷却水0.34元/t，1.0MPa蒸汽80元/t。
按此价格计算的年总效益为1815万元，年总费用为1056万元，年总净效益为759万元。新建和改造装置动力回收方案的简单投资回收期分别缩短到2.47，3.0年。效益好回收期短的主要原因是电价较高，说明在电价较高的地区，动力回收反应流出物余热的方法更加合理有效。
总体来说，南方地区电价较高，而水资源丰富，水价较低，动力回收反应流出物余热的方法更加经济合理。

6．4 调速
目前高压变频调速的技术国内也比较成熟，投资也大幅下降，300~1000kW的单价在1300~1500元/kW,若功率在2000kW以上,单价可降至1000元/kW。
应避免的一个问题是：调速并不意味着变频一种方式，对于长期低负荷运转的泵，可采用直接切削叶轮的办法。
另外是在论证调速方式时，特别注意在泵的总扬程中，若管路压降和阀门压降战占的成分越大，调速节电的效果越好，否则效果不好。
6．5 发生高压蒸汽
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，日本一些炼油厂催化裂化装置也产生8.0MPa的高压蒸汽（直接背压到1.0MPa）。
但长期以来, 国内炼油行业一直未能在工艺余热发生高压蒸汽方面有所突破,主要原因有两条,一是担心高压易造成泄漏,二是装置规模小,效益优势不够明显。
某工业方案论证
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
重整装置和制氢装置发生高压蒸汽且采用背压发电方案，与发生中压蒸汽方案相比，增加的投资如下：
重整反应炉及产汽设备投资增加3600万元；
制氢装置转化炉及产汽设备投资增加2340万元；
12000kW背压发电设备投资1000万元。
总投资共增加6940万元。
节能及效益
产生高压蒸汽背电发电11900kW,按电价0.52元/kWh计算,年效益5198万元。背压发电后，与产生中压蒸汽相比，减少中压蒸汽产汽量18t/h,年费用1512万元。故产生高压蒸汽的年净效益为3686万元，投资回收期为1.9年，远低于炼油厂改扩建项目的回收期，投资效益是非常好的。
重整装置发生高压蒸汽后，发电3600kW,减少中压蒸汽产汽量6t/h,年节能4117吨标油，降低装置能耗2.1kg标油/t。由于“四合一”反应炉对流室烟气温度没有制氢装置高，投资效益没有制氢装置高。
制氢装置发生高压蒸汽后，发电8300kW, 减少中压蒸汽产汽量12t/h,年节能10846吨标油，降低装置能耗98kg标油/t。
应该说：国内大部分催化裂化装置均可产生高压蒸汽，特别是随着掺炼渣油量的增大，再生器过剩热量大大增加，发生高压蒸汽的条件充分具备，效益很好。
6．6 运行中的节能问题
运行中的节能比比皆是，以下举几例说明：
（1） 按设计参数发生中压蒸汽
一般中压蒸汽设计产汽的最高压力为4.0MPa,最高温度为450C，有些企业实际运行中，中压蒸汽的参数降到了3.0MPa,390C，这会明显造成的能量浪费，从下表的对比可以看出：如果入口参数从3.6MPa,435℃降到3.1MPa,390℃，发电汽耗将上升20.5%，即每吨汽少发电3.3kWh，对于30t/h的蒸汽量，每年少发电80万度。


（2） 凝汽机的凝汽温度不能超出经济合理的范围；
（3） 提高FCC反应再生压力,烟气尽量全部进烟机；
（4） 需进行保温的油品储罐，油品出装置温度尽可能控制在高的范围 内，减少保温用汽；
（5） 保证循环水进出装置的温差；
（6）保证加热炉的过剩空气系数在控制范围内；
（7）根据季节变化，适时调整空冷风机的开停、油罐保温蒸汽及管道伴热；
（8） 优化中段回流取热，在经济的前提下，尽可能取出高温位的热量；
（9） 汽提蒸汽、防焦蒸汽保持在优化用量。

如有不妥，请多指正！
谢谢大家！

热机、热泵的位置(ppt)