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1、一、前 言 能源紧张是世界目前所面临的迫切问题，节约能源和合理利用能源为大势所趣，势在必行。炼油厂在生产能源的同时，本身又将消耗一定的能源，世界各国均非常重视炼油厂的能源消耗。 作为炼油厂原油的第一道加工工序，常减压装置的能耗一般占到整个炼油装置总能耗的14%左右。其用能水平的高低直接关系到整个炼油厂能耗水平和经济效益，因此作好常减压装置的节能降耗工作有着重要的意义，常减压装置的基准能耗可以较好地评价和检查常减压装置的能耗水平，对提高设计水平、评价用能水平、挖掘节能（改造）潜力和提高能量管理水平等均有一定的实用价值。 影响装置能耗的因素很多，各因素之间关系错综复杂，并且各装置组成、原油品种和产
2、品方案各异，难以找出一个各种装置普遍适用的具体的基准能耗指标。本基准能耗立足于共性，选择具有一定代表性的国外原油和国内原油，通过流程模拟（优化）和“窄点”技术等应用，获得一种具有普遍意义的装置基准能耗。 本基准能耗，为通过努力可望达到的先进指标，可作为今后各设计和炼油厂生产调优的目标。同时该基准能耗具有下列作用：提出装置基准能耗的基础工艺条件；计算的基准能耗与实际能耗比较，找出装置进一步节能的潜力所在；作为新装置设计的参考性指标。基准能耗所用能耗折算指标按照年出版的中华人民共和国行业标准石油化工设计能量消耗计算方法（31102001）。二、基准能耗的基础条件 以沙特轻质原油和中质原油按混合比例
3、为50%：50%的原油作为基准原油。装置处理规模按500万吨/年，年开工时数按8400小时考虑。装置组成主要包括电脱盐、初馏、常压蒸馏、减压蒸馏和轻烃回收等5部分。主要工艺技术方案： 设两级交流电脱盐； 采用无压缩机初馏提压操作方案回收轻烃； 减压一线考虑拔出柴油技术；(柴油为何不在常压出？不要把常压塔的负荷转移到减压) 当减压深拔时采用微湿式技术。 1 原油进入装置温度按40考虑。2 电脱盐罐后原油含水按0.2%考虑。3 原油换热分为三段 第一段在脱盐罐前换热，由40加热到135。 第二段在脱盐罐后换热，由132加热到合适的进入初馏塔温度。 第三段是初馏塔底油换热，由初馏塔底温度同装置内热流
4、换热至优化的经济合理换热终温，再加热炉加热至合适的温度进常压塔。作为装置基准能耗，不考虑初馏塔底油同装置外热流（如催化油浆等）换热。4 产品方案及性质（应增加常渣中350含量，减渣中500含量） 初馏塔顶油：干点180。 常压塔顶油：干点180。 轻烃回收脱丁烷塔顶（必要时脱乙烷）液化石油气：蒸气压1380kPa，C53%。 轻烃回收脱戊烷塔顶轻石脑油： 干点80。 常一线油（作为航煤）：ASTM D86 干点280。 常二线油（作为柴油）：ASTM D869 95%点365。 常三线油（作为柴油）：ASTM D86 95%点365。 常四线油（作为蜡油）：ASTM D1160 干点650。
5、减一线油（作为柴油）：ASTM D86 95%点365。 减二线油（作为蜡油）：ASTM D1160 干点650。 减三线油（作为蜡油）：ASTM D1160 干点650。5 产品质量（脱空度） 石脑油与航煤的脱空度：ASTM D86（5%-95%）12 航煤与轻柴油的脱空度：ASTM D86（5%-95%）8。 轻柴油与重柴油的脱空度：ASTM D86（5%-95%）-20。6 初馏塔、常压塔塔顶油气热量回收 回收热量中因传输热损失，需扣除3%热损失7 各塔侧线产品的回收热量 均按出塔温度换热至下述换后终温后去冷却石脑油 40常压各侧线油 70减压各侧线油 90减压渣油 110（热供料按回收
6、到多少度计算？）回收热量中因传输热损失，也需扣除3%热损失8 各塔剩余热（即回流热）的热量回收 因传输热损失，也需扣除3%热损失。9 换热网络以“窄点”技术为基础，采用最佳窄点温差 参加换热的冷流和热流组成吸热和放热两个区域，避免跨过窄点换热。10 各塔的汽提蒸汽量初馏塔 0常压塔 相当于常压渣油的1.5%（重）（包括侧线汽提蒸汽）减压塔 燃料型的为减压渣油的2.0%（重） 润滑油型的为减压渣油的4.0%（重） （包括侧线汽提蒸汽）11 加热炉的热效率 加热炉的热效率大于或等于90%。氧含量及排烟温度怎样考虑？12 装置用汽量规定（1）汽提蒸汽量 见第10项（2）雾化蒸汽量 相当于所用燃料的2
7、0%（3）抽空用蒸汽量 8 kg/t原油（湿式，不含微湿式） 11 kg/t原油（干式，含微湿式）13 压力 压力为0.3MPa及1.0MPa的蒸汽分别到加热炉对流室外过热到400及250，计入加热炉有效热负荷内。14 装置用电 装置用电折算成热量后为62.80MJ/t原油（包括电脱盐），如不设电脱盐则需扣除6.0 MJ/t原油。15 装置用水 润滑油型 13.40 MJ/t原油 燃料型 10.50 MJ/t原油（湿式，不含微湿式）9.20 MJ/t原油（干式，含微湿式）三、基准能耗的工艺计算举例 基于原油评价及生产总流程的安排或根据生产实际确定装置的产品方案，采用工艺流程模拟软件（PROII
8、、ASPEN和HYSES等）计算装置主要操作条件和物料平衡及热量平衡。本基准能耗以沙特轻油：沙特中油=50%：50%作为计算基准。装置的物料平衡、产品性质、热量传递系统网络热量回收工况分析及网络能量利用等如表1。1. 装置的物料平衡基于原油评价及基础条件，通过流程模拟所确定的物料平衡数据如表1。表1 装置的物料平衡序号物 料名 称收率Wt%流 率kg/h备 注12345一原料1原油100595240沙轻和沙中各50%二产品1气体0.2011902液化气1.1669003轻石脑油3.22191704重石脑油10.92649905常一线油13.49803306常二线油12.65752907常三线油
9、8.39499408减顶油0.2011909减一线油2.821680010减二线油11.646932011减三线油13.427986012过汽化油1.60950013减压渣油20.2912076014合计100.00595240总拔78.11不含过汽化油2. 产品性质基于原油评价及基础条件，计算的产品性质数据如表2。3. 热量传递系统网络热量回收工况分析热量传递系统网络热量回收工况分析数据如表3。项 目初顶常顶常一常二常三减一减二减三减压油油线油线油线油线油线油线油渣油比重d(20/4)0.69820.73440.78080.81410.84270.83940.88640.91800.9789
10、特性因数K12.312.112.112.112.112.112.112.112.1200.730.731.532.53粘度505.7929.5281.60Mm2/s803.145.52824.141000.761.156.8013.30298.23凝点 冰点 -47恩 氏蒸 馏IP-33.820.1146.2210.0239.8245.7320.8378.0490.05%10.789.4176.5243.9281.6270.5345.5436.4531.910%34.1102.5182.0253.6293.2280.8356.3446.6544.8常压ASTM30%83.0121.2194.8
11、266.6316.7305.5414.0478.6582.9D8650%99.0132.9205.5274.6323.7321.2430.7503.7631.570%119.2144.9216.7284.5337.6336.9449.8530.3724.8减压ASTM90%143.8156.1229.8290.5349.9357.9481.3560.3864.1D116095%158.2164.1235.0301.0364.9365.1496.6572.0870.8EP180.0180.0246.5319.1395.1393.6533.4581.4870.8表2 计算的产品性质数据 表3 热量传递系统网络热量回收工况分析 - 网络温差 换热负荷 加热负荷 冷却负荷 换热终温 换热面积 换热强度 投资费用 操作费用 年总费用 热量收率 平均温差 壳体 窄点温度 ( ) (kW) (kW) (kW) ( ) ( m2) (W /m2) 万元/年 万元/年 万元/年 Q换/Q总 ( ) 数目 () -
