常减压装置基准能耗修订

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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 26 表3

12、 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 () - 12 98836.5 27773.9 8292.8 309.6 23174.1 4259.6 2432.5 2460.5 4892.9 92.3 18.7 106 289.0 13 98539.0 28315.1 8599.6 308.6 22031.5 4466.6 2313.9

13、2509.7 4823.6 92.0 19.7 100 288.5 14 98240.8 28856.9 8907.0 307.6 21000.6 4671.2 2210.7 2558.9 4769.6 91.7 20.6 96 288.0 15 97942.0 29399.4 9215.0 306.7 20065.3 4873.6 2116.2 2608.2 4724.4 91.4 21.4 92 287.5 16 97642.7 29942.6 9523.5 305.7 19210.8 5074.3 2037.1 2657.6 4694.7 91.1 22.3 91 287.0 17 97

14、338.8 30491.0 9836.9 304.7 18418.7 5275.7 1958.4 2707.5 4665.8 90.8 23.2 88 248.5 18 96856.2 31242.0 10334.4 303.4 17384.6 5571.7 1841.6 2776.3 4618.0 90.4 24.5 79 249.0 19 96372.8 31994.0 10832.8 302.0 16459.7 5866.0 1753.7 2845.3 4599.0 89.9 25.8 77 249.5 20 95946.7 32680.8 11272.0 300.8 15705.0 6

15、128.0 1684.0 2908.2 4592.2 89.5 27.0 76 250.0 21 95519.9 33368.6 11712.0 299.5 15016.4 6388.3 1614.7 2971.1 4585.8 89.1 28.1 73 250.5 22 95092.4 34057.2 12152.8 298.3 14381.7 6648.6 1547.3 3034.1 4581.5 88.7 29.3 69 251.0 23 94664.0 34746.6 12594.4 297.1 13797.5 6907.4 1487.4 3097.2 4584.6 88.3 30.4

16、 66 251.5 24 94235.0 35436.9 13036.7 295.8 13257.5 7165.1 1434.2 3160.4 4594.6 87.8 31.5 64 252.0 25 93805.2 36128.0 13479.8 294.6 12929.7 7322.4 1399.5 3223.7 4623.2 87.4 32.2 62 252.5 26 93374.6 36820.1 13923.7 293.4 12455.8 7575.8 1346.7 3287.0 4633.7 87.0 33.3 58 253.0 27 92943.3 37512.9 14368.4

17、 292.1 12010.7 7830.3 1310.4 3350.5 4660.9 86.6 34.5 59 253.5 28 92511.2 38206.6 14813.8 290.9 11594.2 8084.4 1262.5 3414.0 4676.5 86.2 35.6 55 254.0 29 92078.4 38901.2 15260.0 289.7 11203.6 8338.0 1225.5 3477.6 4703.1 85.8 36.7 54 254.5 30 91644.8 39596.6 15707.0 288.4 10838.7 8589.5 1188.0 3541.2

18、4729.2 85.4 37.8 52 255.0 - 最经济网络窄点温差(HRAT) = 22 松驰的网络窄点温差(HRAT) = 25 4. 网络最小温差与年总费用关系网络最小温差与年总费用关系如图1。图1 网络最小温差与年总费用关系5. 网络的总综合曲线网络的总综合曲线系如图2。图2 网络的总综合曲线系6. 网络窄点温差组合曲线 网络最经济窄点温差组合曲线如图3。图3 网络最经济窄点温差组合曲线网络松弛后窄点温差组合曲线如图4。图4 网络松弛后窄点温差组合曲线 采用最经济网络窄点温差(HRAT) = 22 ，初底油换热至终温298，总网络热量利用见表4。由流程模拟计算得常压炉加热初底油至

19、363，所需工艺有效热负荷为38260 kW；减压炉加热常底油至393所需工艺有效热负荷为13430 kW。加热炉有效热负荷及燃料消耗见表5。表4 总网络能量利用表 序号物流名称流量kg/h总热负荷换热冷却部分温度热负荷kW温度热负荷kW温度热负荷kW一热流部分1初顶油气857081627212002.61621078000.7107724001.92常顶油气1711551399017968.41391248000.7124909967.73常顶二级油气2140090404188.690404188.64常一线（航煤）80330210707729.4210956478.395701251.15

20、常二线75290259709857.12591108026.0110701831.16常三线49940322708998.22791147674.9114701323.37常一中19730322515510175.122515510175.18常二中24946029522513954.129522513954.19减一线及一中70665127702457.7127702457.710减一中538657050657.37050657.311减二线及二中20251324115612088.424115612088.412减三线及三中27738831721721279.531721721279.51

21、3减一线16800127127014减二线69320156902833.1156902833.115减三线79860217906514.62171254833.1125901681.516减渣+过汽化油13026037111024930.337111024930.317脱丁烷塔顶油气78403454.178403454.118脱戊烷塔顶油气66405780.166405780.119脱丁烷塔底油84160185905183.1185905183.120脱戊烷塔底油64990122403988.3122991035.999402952.4合计174040.0131660.142379.9二冷流部

22、分1脱前原油*5955404013534080.64013534080.62脱后原油*59643013024350442130243504423初底油54134024029827351.324029827351.34脱丁烷塔进料91950461456032.5461456032.55常一线重沸器1057652102151767.82102151767.86脱丁烷塔重沸器1851954908.01851954908.07脱戊烷塔重沸器1221313128.51221313128.5合计128710.7128710.7注：脱前原油含水300 Kg/h，脱后原油原油含水1190kg/h。7. 加热炉

23、有效热负荷及燃料消耗汇总加热炉有效热负荷及燃料消耗计算汇总如表5。 表5 加热炉有效热负荷及燃料消耗计算表 序号项 目单 位常 压 炉减 压 炉1介质名称初底油常底油2油品入/出炉温度298/363357/3933油品入炉流量 kg/h5413452973704炉加热油品有效热负荷QkW38260134305需过热蒸汽流量kg/h50606蒸汽入/出炉温度150/4007炉过热蒸汽热负荷Q汽kW7308炉总热负荷Q=Q+Q汽kW38260141609炉热效率, %909010炉燃料用量Bkg/h36551286+7011装置燃料总耗量kg/h501112装置燃料单位耗量kg/t8.4213装置

24、燃料总能耗MJ/t352.46 8装置蒸汽量消耗计算 根据总综合曲线及网络冷热流综合曲线，可以看出在换热物流匹配后，装置已没有剩余较高温位的热量来发生蒸汽。故此装置所需要的0.3MPa汽提用蒸汽及1.0MPa抽空、雾化等用蒸汽均从系统供给。（1） 1.0MPa雾化蒸汽用量=504320%=1010 kg/h（2） 1.0MPa抽空蒸汽用量按8 kg/t原油考虑，则抽空蒸汽用量为4760kg/h（3） 0.3 MPa汽提蒸汽用量=2973701.5%+1207600.5%=5060kg/h（4） 装置0.3 MPa蒸汽总用量=5060kg/h，折合0.00850 t /t原油。（5） 装置1.0

25、 MPa蒸汽总用量=5770kg/h，折合0.00969 t /t原油。（6） 装置0.3 MPa蒸汽总能耗=0.00852763 =23.49MJ/t原油（7） 装置1.0MPa蒸汽总能耗=0.009693182 =30.83MJ/t原油（8） 装置蒸汽总能耗=23.49+30.83=54.32 MJ/t原油。9。软化水消耗计算净化水怎样考虑？等同么？ 软化水作为电脱盐注水，按5%注水量考虑，用量为595.245%=29.76 t /h，即0.050 t /t原油；软化水能耗=0.05010.47=0.52 MJ/t原油10 冷却用水消耗计算装置蜡油及渣油考虑采用水冷，其它较轻油品一般考虑采

26、用空冷，在优化的换热流程的基础上，根据装置冷却负荷，算出各类型装置循环水用量为1250 kg/h，即2.10 t /t原油。冷却用循环水能耗=2.104.19=8.80 MJ/t原油。 11装置用电能耗采用国内同类型装置先进指标（比国外指标略高）一律按65 MJ/t原油计算。 12装置基准能耗为上述各种能耗之和 装置基准能耗为481.10 MJ/t原油（11.49万千卡/吨）13 装置基准能耗 同理计算可得加工不同原油时装置的基准能耗。对于加工常见的几种原油，其装置基准能耗汇总见表6。四、影响基准能耗的客观因素及其校正方法 表征原油性质的主要有原油的密度轻质原油汽化率高。 1原油性质影响 原油

27、性质对蒸馏装置能耗的影响是比较复杂的同时也是根本的。 1.1 原油的特性因数的影响 原油的特性因数对能耗有一定的影响，但基本可以忽略不计。虽不同特性因数的原油（如果比重指数同为20oAPI由37.8加热到299，所需的热量相差较大：K=10.0 H=136.22千卡/公斤K=11.0 H=141.78千卡/公斤K=11.8 H=148.45千卡/公斤K=12.5 H=155.68千卡/公斤 如将特性因数为10的原油更换成特性因数为12.5，由37.8加热到299，需要增加供热量14.3%，但同时作为热流的产品的特性因数也随之变化，其放热量也相应增加，基本可以抵消由于原油因特性因数差异而对能耗的

28、影响。同时，进口和国产原油及其产品的特性因数绝大多数都在11.812.3之间，因此，本基准能耗，原油的特性因数对蒸馏装置的能耗影响较小，可基本不加校正。 1.2 原油比重及拔出率的影响 一般地，原油比重越小，原油越轻，汽化率也越大，拔出率越高，装置工艺用能也就越多，工艺总用能多，可回收的绝对热量也大。 表6列出了典型的进口和国内原油比重、特性因数及减压拔至530的总拔出率。 表6 几种典型原油的能耗计算结果 序号原油名称比重d420特性因数K总拔出率wt%基准能耗备注kg标油/t1俄罗斯油0.837985.37503.67（12.03）2利比亚油0.861480.26495.30（11.83）

29、3伊朗轻油0.856078.47479.39（11.45）4沙特轻油0.856576.90484.83（11.58）5伊拉克轻油0.851176.44474.78（11.34）6卡宾达油0.870672.46455.94（10.89）7沙特中油0.866472.40454.26（10.85）8阿曼油0.851871.90456.78（10.91）9大庆原油0.856363.29431.66（10.31）10胜利原油0.880861.99424.96（10.15） 根据基准能耗的假定的基准条件，由第三部分所述的方法计算出基准能耗同时列于表6。根据表6可绘出能耗和总拔出率的关系曲线，如图5。图5

30、能耗和总拔出率的关系曲线 由图5曲线看出，蒸馏装置的能耗和总拔出率存在较好的线性关系。据此回归出如下以校正原油因比重、收率变化对基准能耗影响值的关联式（公式适用于燃料型）。 E=3.5132C+206.68 （1） 式中 E能耗，MJ/t原油；常数的物理意义？ C总拔出率，wt%。 1.3原油硫含量或酸含量的影响 虽原油中硫含量或酸含量并不直接对装置能耗产生影响，但加工高硫原油（主要是进口原油）或高酸原油，或高硫高酸原油，装置热回收率和装置换热设备的一次投资及其投资回收期密切相关，考虑投资因素的条件下，换热终温将有所降低，从而能耗也将提高。由于本部分的影响涉及因素较多，装置加工原油含硫含酸的影

31、响可另题讨论。 2减压拔出深度的影响 基准能耗按减压实沸点切割至530考虑，美国等实沸点切割至565一般作为标准操作条件，甚至高达702，拔出深度的增加，工艺用能相应增加，当然可回收热量也会随之增加，这部分热量不能100%回收，使得装置总能耗有所增加。考虑深拔至565时及以上时，上述关联式（1）增加常数K1，即： E=3.5132C+206.68 + K1 （2） 一般K1取12.56MJ/t（0.3） 3回收轻烃的影响 进口原油普遍较轻，其轻烃含量也很高，加工规模较大的蒸馏装置对进口原油中的轻烃予以回收是非常必要的，常采用无压缩机三塔流程，即脱丁烷-脱乙烷-脱戊烷路线。本基准能耗已包含轻烃回

32、收部分。如装置不设轻烃回收，上述关联式(1)减常数K2，即： E=3.5132C+206.68 K2 （3） K2与原油中液化石油气含量存在如图6线性关系。 校正系数K2和原油中液化石油气收率关系式如（4）。图6 K2与原油中液化石油气含量线性关系 K2=6.3652L+11.351 （4） 式中 K2 校正系数，MJ/t原油； L 液化石油气收率（占原油），wt%。 一般K2取24.0MJ/t（0.58） 4产品方案的影响 装置能耗由于产品方案的不同，也存在一定的差异。本基准能耗仅考虑减压系统生产润滑油料同生产催化原料的能耗的校正。生产润滑油料对产品分割要求严格，需要较高的分离精度，这就必须

33、有较高的过汽化率，以确保一定的塔内回流量。此外，还必须增加保证产品质量所需的汽提蒸汽和减顶冷凝冷却系统的冷却负荷，所以减压系统的能耗就较大。减压考虑生产润滑油方案时，上述关联式（1）增加常数K3，即： E=3.5132C+206.68 + K3 （5） 一般K3取20.0 MJ/t（0.48） 5装置负荷率的影响 负荷率为加工量相对于设计满负荷时为100%时的相对百分数，通常规定负荷率的上限为120%，下限为60%。负荷率愈低单位能耗就愈高。装置的能耗可以划分为两部分，一部分是“可变能耗”，它随负荷的变化成正比例变化；另一部分是“固定能耗”，它基本不随负荷的变化而变化，或是变化甚微。尽管装置负

34、荷率对能耗的影响原因很多，但基本均可以用装置的“固定能耗”所占百分率对其分析。固定能耗值大，负荷率降低对能耗的影响就大。对常减压蒸馏装置来说，固定能耗的主要分布为：设备及管线的散热损失，部分机泵及电脱盐的电耗，抽空器蒸汽耗量，以及一些在负荷变化时一般不加调整的耗能设施所耗的水、电、汽等，例如冷却器用水、燃烧器的雾化蒸汽等等。随着负荷率下降，有些设备因效率降低也可能引起能耗增加，例如加热炉过剩空气系数在低负荷时需要高一些，换热器因低流速结垢速率增加而影响回收换热量等等。这些影响，此处不考虑校正。 通过对常减压蒸馏装置基准能耗的剖析，并考虑到常减压装置的日趋大型化，一般考虑固定能耗占总能耗的25%

35、。 如加工沙特轻油的常减压装置满负荷时的能耗为484.83 MJ/t原油（11.58），取其固定能耗为总能耗的25%。当负荷率下降到80%时，校正后的基准能耗为： 363.62+121.210.8=515.13 MJ/t原油（12.30万千卡/吨）同理当负荷率下降到60%时，校正后的基准能耗为 363.62+121.210.6=565.64 MJ/t原油（13.51万千卡/吨）推荐的负荷率变化时的能耗相对百分数如表7和图7：表7 负荷率变化与能耗相对百分数对照表 负荷率 %12011010090807060能耗，MJ/t原油464.63473.81484.83498.30515.13536.7

36、8565.64相对百分数 %95.8397.73100.00102.78106.25110.72116.67图7 负荷率变化时的能耗相对百分数关系曲线 F = 134.74-0.3384R （6）式中 F 负荷率变化时能耗相对百分数，% R 负荷率，% 6其它因素 诸如季节、气温条件，公用工程条件、同其它装置（或单元）间的互供条件、地区条件、运转周期（初期和末期）、开停工次数等因素对装置的能耗都产生一定影响，由于这些影响因素的不确定性，本基准能耗对其影响不予考虑。五、生产装置基准能耗计算实例及标定校核 生产实例一：扬子石油化工股份有限公司第二套常减压蒸馏装置。 扬子石油化工股份有限公司第二套常

37、减压蒸馏装置，加工规模450万吨/年，设计加工中东含硫原油（沙特轻质原油和沙特中质原油，混合比例为64） ，主要产品为液化石油气、石脑油（乙烯料、重整料）、柴油（加氢精制料）、蜡油（加氢裂化料、催化料）、渣油（尤里卡原料、焦化原料）等，同时，装置能够生产分子筛料。装置主要由两级原油电脱盐、原油换热、初馏、常压蒸馏、减压蒸馏和轻烃回收组成。装置于2002年9月25日建成并投料开车，于2003年3月29日至3月31日对该装置进行了标定，标定原油为标定时原油为卡宾达原油与沙特超轻原油的混合原油，混合比例为1.21。标定取得的原始数据如表8。 由表8，标定原油为卡宾达原油与沙特超轻原油的混合原油，标定

38、处理量为453.06万吨/年，总拔出率C=78.87%（Wt）。同时装置未深拔，且含有轻烃回收系统，根据E=3.5132C+206.68（关联式1），则装置的基准能耗为： E = 3.5132C+206.68 = 3.5132 78.87 + 206.68 = 483.77 （MJ/t 原油） （11.55 kg/t 原油） 基准能耗中未考虑热输出对降低装置能耗的贡献。 装置标定能耗为484.90 MJ/t 原油（11.58 kg/t 原油）（含轻烃回收，分子筛方案），其中热输出为-3062 MJ/h，即-19.44 MJ/t 原油，不考虑热输出对降低装置能耗的贡献，则扬子石油化工股份有限公司

39、第二套常减压蒸馏装置能耗为484.90+19.44 = 504.34 MJ/t 原油（12.05 kg/t 原油），尚高出基准能耗20.57 MJ/t 原油。 表8 由装置原始标定数据整理的物料平衡表 序物 料收率流 率备 号名 称Wt%Kg/h注12345一原料1原油566325宾达原油与沙特超轻混合原油，混合比例为1.21二产品1气体+损失0.116102液化气0.6235003轻石脑油1.5386904重石脑油16.79950905常轻油4.27241606常一线2.35133307常二线7.99452708常三线6.48367109一级减顶油0.29162510一级减一线8.83499

40、8011一级减二线15.408721012二级减顶油0.35200013二级减一线0.63356014二级减二线5.433075015二级减三线4.682650016二级减四线3.121767017减压渣油21.131196701819合计10056632520轻收49.521总拔78.8722其中常压拔出40.0323一级减压拔出24.5224二级减压拔出14.211. 装置设计已应用窄点技术，其标定原油和设计加工原油性质基本接近，其换热网络能够适应标定方案，因此，其热回收水平已满足基准能耗要求的水平。2. 标定生产加工方案为生产分子筛料，即常压塔一线抽出馏分为190240的分子筛料，同时为

41、保证常顶油的干点和分子筛料的初馏点要求尚需抽出石脑油和分子筛料之间的馏分。为此蒸汽及燃料耗量有所增加。3. 实际加热炉综合热效率未达到90%。 上述第2项和第3项的综合影响，实际标定能耗高出基准能耗20.57 MJ/t 原油。 生产实例二：镇海800万吨/年常减压蒸馏装置。 镇海800万吨/年常减压蒸馏装置（燃料型干式）于1999年10月29日建成并投料开车，于2000年6月5日14：00至6月6日14：00时对该装置进行了标定，设计原油为沙特轻油，标定原油为伊朗轻油。标定取得的原始数据如表82。 表9 装置标定数据 物料名称流量，kg/h收率，% 原 油*833600100.0轻 收 53.

42、22总 拔78.62合 计100.0由表9，标定原油为伊朗轻油，标定处理量为833600kg/h，700万吨/年，总拔出率C=78.62%（Wt）。同时装置未深拔，且含有轻烃回收系统，装置的负荷率为87.5%，根据E=3.5132C+206.68（关联式1）则装置的基准能耗为： E = 3.5132C+206.68= 3.5132 78.62 + 206.68 = 482.89（MJ/t 原油） （11.55 kg/t 原油） 根据F = 134.74-0.3384R（关联式5），负荷率变化时的能耗相对百分数为： F = 134.74-0.3384R = 134.74-0.3384 87.5

43、= 105.13基准能耗校正后为： 482.89 105.13% = 507.66（MJ/t 原油）（12.12kg/t 原油）装置标定能耗为490.69MJ/t 原油（11.72 kg/t 原油）（不计热输出），低于负荷校正后基准能耗16.97 MJ/t 原油。如装置加工负荷增加，则装置能耗将进一步下降。六、实现本基准能耗的现实性程度1 基准能耗是经过一定努力可以达到的先进指标以扬子石油化工股份有限公司第二套常减压蒸馏装置加工卡宾达原油与沙特超轻原油的混合原油，混合比例为1.21时的基准能耗与其标定数据对比为例予以说明。表10 常减压蒸馏装置标定原油的基准能耗与其标定数据对比表 序号项 目单

44、位数值备注1装置的设计规模万吨/年450设计原油为沙特轻质原油和沙特中质原油，混合比例为642装置标定加工量万吨/年453*标定加工卡宾达原油与沙特超轻原油的混合原油，混合比例为1.213标定原油的总拔wt%78.874标定原油的基准能耗MJ/t 原油483.77不计热输出5实际标定能耗MJ/t 原油504.34不计热输出6两种能耗差值MJ/t 原油20.57*注：装置标定加工量和装置的设计规模基本相当，负荷率影响忽略不予校正。 由表10看出，扬子石油化工股份有限公司第二套常减压蒸馏装置实际标定的能耗比基准能耗高出20.5 MJ/t 原油。其主要原因为： 标定生产加工方案为生产分子筛料， 炉效

45、率尚未达到90%。标定常压炉和两级减压炉热效率为89%（同能耗计算一致，采用反平衡法计算值）。两项合计基本接近增加的能耗。为此，在不生产分子筛料的常规生产方案下，同时保证炉效率大于等于90%的条件下（由于装置为改造设计，受一定条件的制约，如新建加热炉，该效率是可以保证的。），该基准能耗是可以达到的。 同时基准能耗尚留有一定的余地，例如：产品质量要求较高，实际可能低于该要求，因此装置的用能和能耗也将有所降低； 常压塔及汽提塔的减压系统未湿式操作的用汽量定得较高，尚有一定的裕量； 窄点技术本身只是确定装置冷热物流匹配的规则，对窄点温差的选用本基准能耗也留有较大的弹性。 因此，本基准能耗现实性的和可以达到的。七、建议的能耗评价指标 建议的能耗评价指标采用能耗因素法（EF）EF= 实际能耗 / 校正后的基准能耗 实际能耗中不计热出料和低温热输出；也不包括伴热和采暖用蒸汽，这部分蒸汽可在全厂性管理耗能指标中加以控制。 校正后的基准能耗，指以关联式（1）所算出的基准能耗为基础并进行相应校正后的能耗值。EF愈大，说明用能水平愈低，EF1，说明用能水平高。