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 67k W h 0.5 元 / kW h 33.5
1.0 M pa 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
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
现状加工费 计入自用燃料后的 炼油加工费
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
13.1 kg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、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 585 750-800 400-450
炼厂单因能耗 11 13 9.5-10
常减压 10.4 11.8 9.3(大连规划 )
馏分油催化 47 56 37(法国东日 )
重油催化 55 68
延迟焦化 21 27
加氢裂化 26 46 38(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 3０ 0万吨 /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=∑M iRi+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 0.55,0.6,0.55,0.7 kcal/(kg.℃ )，
热损失为 5%。 此题仅为说明能耗的计算, 数值大小无意义 。
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=38 2.5 折算系数变化
5 3,5M pa 蒸汽 - 10t / h - 10* 88= - 880 - 10* 88= - 880 - 10* 88= - 880
6 1,0M pa 蒸汽 - 40t / h - 40* 76= - 3040 - 40* 76= - 3040 - 40* 76= - 3040
7 0,5M pa 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 20 000* 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=2
420
400* (200 - 90)* 0.5
5= 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)* 0.5
5* 0.95= - 376
12
热联合 - 催化油浆
- 20* (330 - 300)* 0.7*
0.95= - 3 99
- 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= -
3 00
- 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)
1761 1.2kg / 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
能耗计算示例表
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= )11/(1/
11
CAA i C iAA i E i
n
i
n
i
???
??
(1)
将式 (1) 分子分母的 A1 约去，并整理成下式,
U=C1 A i CiA i E i
n
i
n
i
??
?? 11
(2)
令 EII= A i C iA i E i
n
i
n
i
??
?? 11
，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。
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
F CC
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
RF CC
85 55 5 对处理量
A RG G
无 75 6.82 对处理量
D CC
无 80 7.27 对处理量 若干气加 L P G 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 F CC 回炼油的芳烃抽提
芳烃分离
25
( 对重整进料 )
20 1.8 2 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 1 18.18 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 ） 3 4
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
能源折算值对比 kg ( 标油 ) 序
号
类 别
数量与
单位 修订前 修订后
改变情况
1 电 1 kWh 0.3 0.26 减少 13.3%
2 新鲜水 1 t 0.18 0.17 减少 5.5%
3 循环水 1 t 0.10 0.10 不变
4 软化水 1 t 0.25 0.25 不变
5 除盐水 1 t 2.3 2.30 不变
6 除氧水 1 t 9.2 9.20 不变
7 凝汽式蒸汽轮机凝结水 1 t 3.4 3.65 增大 3.4%
8 加热设备凝结 水 1 t 7.4 7.65 增大 3.4%
9 燃料油 1 t 1000 1000 不变
10 燃料气 1 t 1000 950 减少 5%
11 催化烧焦 1 t 1000 950 减少 5%
12 工业焦炭 1 t 800 800 不变
13 10.0 M P a 级蒸汽 1 t 无 92 新增项目
14 3.5 M P a 级蒸汽 1 t 88 88 不变
15 1.0 M P a 级蒸汽 1 t 76 76 不变
16 0.3 M P a 级蒸汽 1 t 66 66 不变
17 <0, 3MP a 级蒸汽 1 t 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
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=80 kg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 10 kg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）
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
温度 累计 热流
子网络
冷 热
欠缺值
（ Σ Cpc - Σ
CPh ） * Δ Tsn 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,
140,10 7,5
135,11 7,5
110,10 5
80,0
5 0,13 5
3 5,52,5
3 0,40
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＝Ｑ hmin+(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
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 冷物流
18 除氧水及其蒸汽 104 冷物流
某 1.4Mt/a催化裂化换热物流数据
现状的窄点分析
在现有的换热网络中, 使用除氧水 103.5t/h,产生 3.5Mpa的中压
蒸汽 102t/h。 其中解吸塔底重沸物流由 1.0MPa的低压蒸汽 14.6t/h作热
源 。
104℃ 的除氧水 103.5t/h在余热锅炉中由再生烟气加热至 196℃ 后，
2.5t/h与再生烟气换热产生饱和蒸汽,101t/h至外取器、油浆蒸汽发生
器和二中蒸汽发生器产生饱和蒸汽。所产的饱和蒸汽中，其中 82t/h在
余热锅炉中过热，另 20t/h在内取热器中过热。
单独对现状的分馏与吸收稳定换热网络进行窄点计算后，窄点温
差为 43℃,有两个窄点，窄点温度分别为 120,277℃,不包括冷公用
工程的换热区（下称换热区）平均传热温差为 64.3℃,冷公用工程为
44.2MW。从总综合曲线上初看，似乎现状换热网络的安排是合理的。
但从窄点温差与平均传热温差这两个反映投资与节能的指标来看，此
换热网络是不经济的。已经知道：对大型石化装置使用窄点优化分析
后，窄点温差一般在 18~25℃,平均传热温差为 35~40℃ 。现状换热网
络的这两项指标明显太大，存在较大的节能潜力。
0
50
100
150
200
250
300
350
400
0 10000 20000 30000 40000 50000
热量/kW
温度/℃
分馏与吸收稳定换热物流的现状总综合曲线
如果直接用换热网络合成优化的方法，由于涉及 2个换热网络的 20多条
物流，可能需要几天甚至更长时间才能确定方案，而通过窄点的计算结果，
所需要时间不超过半天。
改造方案 1----多产中压蒸汽
窄点温差降到 20.8℃,窄点温度为 158.4℃,平均传热温差为 43℃ （ 不包括冷
却范围 ）, 冷公用工程目标降至 38.6MW,降低率为 12.7%。 多产中压蒸汽
6.7t/h,增加了 6.6%。
分馏与吸收稳定的换热网络改进后的总综合曲线与现状对比见下图 。 可
以看出：改进后, 传热温差明显降低, 产汽量增大, 冷却负荷减少 。
与现状方案相比, 换热区传热面积增大 2970m2,投资增大约 300万元, 多
产的中压蒸汽年效益约 536万元, 增加的投资半年即可收回, 年节能量为 4200
吨标油 。
0
50
100
150
200
250
300
350
400
0 20000 40000 60000 80000 100000 120000
热量/kW
温度/℃
改造方案 2----发生高压蒸汽
以多产中压蒸汽方案为基础, 保持冷却目标不变 。
在分馏与吸收稳定的换热网络中 （ 包括外取热器物流 ）, 窄点温差为 19.2℃,窄点温度为
158℃, 平均传热温差为 45℃ （ 不包括冷却与外取热器 ） 。 共产生 90.8t/h高压蒸汽, 与多产
中压蒸汽改进方案相比, 少产 3.5MPa中压蒸汽 17.9t/h。
由于窄点温度上移, 故将解吸塔底重沸器热量 8398KW,原由 1.0MPa蒸汽 (14.6t/h)供
给, 现改由过程物流供给 。 故可少用 1.0MPa蒸汽 14.6t/h。
高压蒸汽背压到 3.5MPa,可净多发电 3850kW。 此方案与多产中压蒸汽的改进方案相
比, 可进一步年节能 5460吨标油 。
0
100
200
300
400
500
600
700
800
0 10000 20000 30000 40000 50000
热量/ k W
温度/
℃
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
序号 循环形式 供电效率 蒸汽参数 备注
1 亚临界 3 8 ~ 4 1,9 % 一般烧煤的供电效率
在 35%
2 超临界 4 0 ~ 4 4,5 %
3 超超临界 4 5,2 ~ 4 7,7 % 3 0 ~ 3 5,0 M p a
620~720
实际上没有，估算值
4 联合循环 5 3,3 ~ 5 8,0 % 燃气轮机 + 蒸汽
5 燃气轮机 3 5,0 ~ 4 1,6 % 未考虑排气能量利用
6 背压机组 80% 以上
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：
工业应用
目前我国石化企业中应用燃气轮机最多的是新疆泽普石油化工厂，装有三台
英国 RR公司生产的 SK15HE燃气轮机发电机组，燃用天然气，单机功率 11.75MW，
效率 33%，还有三台带烟道补燃器的余热锅炉产生蒸汽供热，于 1989年投产。
由于该地区周围无电网，故以该三台机组组成的热电站供应全部所需的电和
热，平时投运两台机组即可满足生产用电的需要，另一台备用。（目前可能
共装有五台 SK15HE机组）。厂中还装有六台 WJ6G1发电机组。
据 1996的资料报道，当时全世界采用 Lummus技术使用燃气轮机的乙烯装置共
有 10家。
广东湛江东兴石化公司，装有 6台 WJ6G1燃气轮机发电机组，并配有余热锅炉
实现热电联产，已投产。
广州分公司，装有 2台 WJ6G1燃气轮机发电机组，燃用炼油厂干气，配有余热
锅炉实现热电联供，于 1995年投产。
日本根岸炼油厂第一套 600万吨 /年常压蒸馏装置，加热炉热负荷为 6600万
kcal/h,1987年和一台 12600kW的燃气轮机联合。燃机排出的烟气含氧 15%，
温度 550℃,作为加热炉的燃烧用的空气，其显热相当于提供加热炉 30%的燃
料，加热炉烟气经脱 Nox 后，在余热锅炉中回收 13t/h 2.3Mpa的蒸汽。燃气
轮机的热效率为 31.8%，加热炉及余热锅炉回收 52%,综合效率 83.8%,4年可回
收投资。
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。
低温热利用方式 折能系数 备 注
同级利用 1,0
溴化锂吸收制冷 0,4 5 制取冷水温度 7~15C
热水扩容发电（带采暖） 0,3 3 用水用热媒，热水最高温度 130C
正丁烷有机工质发电 0,2 1 蒸发温度 9 0,7 6 C
热水扩容发电（无采暖） 0,1 2 用水用热媒，热水最高温度 130C
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。
动力回收系统工程投资 万元
项 目 新建装置动力回收 改造装置动力回收
低温余热发电站 1700 1700
反应流出物换热器 0 400
热水管道 175 175
合计 1875 2275
注：（ 1 ）由于单独建低温余热电站，故按与装置的距离计为 500 m ；
（ 2 ）新建装置时，高低压换热器代替了高压空冷器，故投资不计。
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。序号 背压机入口蒸汽参数 背压机出口蒸汽参数 发电汽耗 kWh/t 蒸汽
1 3,6M P a,4 35 ℃ 1,1M P a,3 00 ℃ 16,1
2 3,4M P a,4 20 ℃ 1,1M P a,2 93 ℃ 17,2
3 3,1M P a,3 90 ℃ 1,1M P a,2 76 ℃ 19,4
（ 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。
7.石化工业的节能方向
（ 1） 节能始终需要一个有效的组织管理体系 。
（ 2） 在项目前期阶段, 一定应做好装置用能优化, 特别是系统用能优
化工作 。 从平面布置, 联合装置的设置做起 。
（ 3） 装置大型化, 高的负荷率, 从原油调配到原油加工, 加工的原料
与产品稳定 。
（ 4） 采用先进的工艺技术与催化剂, 助剂等；转化率高, 减少了加工
过程 。
（ 5） 打破各个工艺装置自成体系的传统模式, 进行深度热联合,全厂
一体化 。 这不仅减少投资, 而且有显著的节能效果 。 工艺装置和公用
工程设施之间的协调优化, 尤其是蒸汽 /电力和工艺热源之间的协调
优化, 多数有高的回报率 。 全厂优化需要考虑 公用工程的优化选择,
公用工程规格的优化选择, 工艺一体化路线的选择以及装置是否开工
等 。
（ 6） 提高燃料的利用率, 逐渐用煤代替燃料油或燃料气 。
（ 7） 使用先进控制, 高级控制, 卡边操作, 优化操作, 减少消耗 。
（ 8） 采用节能新技术, 新设备 。 扩大燃气轮机与加热炉联合的应用；
逐步采用产生高压蒸汽的方法；用低温余热预热炉用空气；各种新型
强化换热器的使用；先进的节能型蒸馏工艺；高压变频调速的应用；
高效的机泵；高效塔盘 。
（ 9） 与周围其它企业进行能量合作, 创造条件, 实现大系统范围内的
能量逐级利用, 热电联产, 达到减少能源消耗, 减少环境保护压力,
提高经济效益的目的 。 这也需要从项目前期阶段做起 。
（ 10） 引入能源合同管理模式于石化企业节能工作中, 解决节能投入资
金困难的问题 。
如有不妥，请多指正！
谢谢大家！
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 67k W h 0.5 元 / kW h 33.5
1.0 M pa 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
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
现状加工费 计入自用燃料后的 炼油加工费
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
13.1 kg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、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 585 750-800 400-450
炼厂单因能耗 11 13 9.5-10
常减压 10.4 11.8 9.3(大连规划 )
馏分油催化 47 56 37(法国东日 )
重油催化 55 68
延迟焦化 21 27
加氢裂化 26 46 38(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 3０ 0万吨 /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=∑M iRi+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 0.55,0.6,0.55,0.7 kcal/(kg.℃ )，
热损失为 5%。 此题仅为说明能耗的计算, 数值大小无意义 。
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=38 2.5 折算系数变化
5 3,5M pa 蒸汽 - 10t / h - 10* 88= - 880 - 10* 88= - 880 - 10* 88= - 880
6 1,0M pa 蒸汽 - 40t / h - 40* 76= - 3040 - 40* 76= - 3040 - 40* 76= - 3040
7 0,5M pa 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 20 000* 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=2
420
400* (200 - 90)* 0.5
5= 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)* 0.5
5* 0.95= - 376
12
热联合 - 催化油浆
- 20* (330 - 300)* 0.7*
0.95= - 3 99
- 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= -
3 00
- 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)
1761 1.2kg / 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
能耗计算示例表
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= )11/(1/
11
CAA i C iAA i E i
n
i
n
i
???
??
(1)
将式 (1) 分子分母的 A1 约去，并整理成下式,
U=C1 A i CiA i E i
n
i
n
i
??
?? 11
(2)
令 EII= A i C iA i E i
n
i
n
i
??
?? 11
，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。
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
F CC
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
RF CC
85 55 5 对处理量
A RG G
无 75 6.82 对处理量
D CC
无 80 7.27 对处理量 若干气加 L P G 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 F CC 回炼油的芳烃抽提
芳烃分离
25
( 对重整进料 )
20 1.8 2 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 1 18.18 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 ） 3 4
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
能源折算值对比 kg ( 标油 ) 序
号
类 别
数量与
单位 修订前 修订后
改变情况
1 电 1 kWh 0.3 0.26 减少 13.3%
2 新鲜水 1 t 0.18 0.17 减少 5.5%
3 循环水 1 t 0.10 0.10 不变
4 软化水 1 t 0.25 0.25 不变
5 除盐水 1 t 2.3 2.30 不变
6 除氧水 1 t 9.2 9.20 不变
7 凝汽式蒸汽轮机凝结水 1 t 3.4 3.65 增大 3.4%
8 加热设备凝结 水 1 t 7.4 7.65 增大 3.4%
9 燃料油 1 t 1000 1000 不变
10 燃料气 1 t 1000 950 减少 5%
11 催化烧焦 1 t 1000 950 减少 5%
12 工业焦炭 1 t 800 800 不变
13 10.0 M P a 级蒸汽 1 t 无 92 新增项目
14 3.5 M P a 级蒸汽 1 t 88 88 不变
15 1.0 M P a 级蒸汽 1 t 76 76 不变
16 0.3 M P a 级蒸汽 1 t 66 66 不变
17 <0, 3MP a 级蒸汽 1 t 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
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=80 kg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 10 kg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）
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
温度 累计 热流
子网络
冷 热
欠缺值
（ Σ Cpc - Σ
CPh ） * Δ Tsn 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,
140,10 7,5
135,11 7,5
110,10 5
80,0
5 0,13 5
3 5,52,5
3 0,40
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＝Ｑ hmin+(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
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 冷物流
18 除氧水及其蒸汽 104 冷物流
某 1.4Mt/a催化裂化换热物流数据
现状的窄点分析
在现有的换热网络中, 使用除氧水 103.5t/h,产生 3.5Mpa的中压
蒸汽 102t/h。 其中解吸塔底重沸物流由 1.0MPa的低压蒸汽 14.6t/h作热
源 。
104℃ 的除氧水 103.5t/h在余热锅炉中由再生烟气加热至 196℃ 后，
2.5t/h与再生烟气换热产生饱和蒸汽,101t/h至外取器、油浆蒸汽发生
器和二中蒸汽发生器产生饱和蒸汽。所产的饱和蒸汽中，其中 82t/h在
余热锅炉中过热，另 20t/h在内取热器中过热。
单独对现状的分馏与吸收稳定换热网络进行窄点计算后，窄点温
差为 43℃,有两个窄点，窄点温度分别为 120,277℃,不包括冷公用
工程的换热区（下称换热区）平均传热温差为 64.3℃,冷公用工程为
44.2MW。从总综合曲线上初看，似乎现状换热网络的安排是合理的。
但从窄点温差与平均传热温差这两个反映投资与节能的指标来看，此
换热网络是不经济的。已经知道：对大型石化装置使用窄点优化分析
后，窄点温差一般在 18~25℃,平均传热温差为 35~40℃ 。现状换热网
络的这两项指标明显太大，存在较大的节能潜力。
0
50
100
150
200
250
300
350
400
0 10000 20000 30000 40000 50000
热量/kW
温度/℃
分馏与吸收稳定换热物流的现状总综合曲线
如果直接用换热网络合成优化的方法，由于涉及 2个换热网络的 20多条
物流，可能需要几天甚至更长时间才能确定方案，而通过窄点的计算结果，
所需要时间不超过半天。
改造方案 1----多产中压蒸汽
窄点温差降到 20.8℃,窄点温度为 158.4℃,平均传热温差为 43℃ （ 不包括冷
却范围 ）, 冷公用工程目标降至 38.6MW,降低率为 12.7%。 多产中压蒸汽
6.7t/h,增加了 6.6%。
分馏与吸收稳定的换热网络改进后的总综合曲线与现状对比见下图 。 可
以看出：改进后, 传热温差明显降低, 产汽量增大, 冷却负荷减少 。
与现状方案相比, 换热区传热面积增大 2970m2,投资增大约 300万元, 多
产的中压蒸汽年效益约 536万元, 增加的投资半年即可收回, 年节能量为 4200
吨标油 。
0
50
100
150
200
250
300
350
400
0 20000 40000 60000 80000 100000 120000
热量/kW
温度/℃
改造方案 2----发生高压蒸汽
以多产中压蒸汽方案为基础, 保持冷却目标不变 。
在分馏与吸收稳定的换热网络中 （ 包括外取热器物流 ）, 窄点温差为 19.2℃,窄点温度为
158℃, 平均传热温差为 45℃ （ 不包括冷却与外取热器 ） 。 共产生 90.8t/h高压蒸汽, 与多产
中压蒸汽改进方案相比, 少产 3.5MPa中压蒸汽 17.9t/h。
由于窄点温度上移, 故将解吸塔底重沸器热量 8398KW,原由 1.0MPa蒸汽 (14.6t/h)供
给, 现改由过程物流供给 。 故可少用 1.0MPa蒸汽 14.6t/h。
高压蒸汽背压到 3.5MPa,可净多发电 3850kW。 此方案与多产中压蒸汽的改进方案相
比, 可进一步年节能 5460吨标油 。
0
100
200
300
400
500
600
700
800
0 10000 20000 30000 40000 50000
热量/ k W
温度/
℃
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
序号 循环形式 供电效率 蒸汽参数 备注
1 亚临界 3 8 ~ 4 1,9 % 一般烧煤的供电效率
在 35%
2 超临界 4 0 ~ 4 4,5 %
3 超超临界 4 5,2 ~ 4 7,7 % 3 0 ~ 3 5,0 M p a
620~720
实际上没有，估算值
4 联合循环 5 3,3 ~ 5 8,0 % 燃气轮机 + 蒸汽
5 燃气轮机 3 5,0 ~ 4 1,6 % 未考虑排气能量利用
6 背压机组 80% 以上
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：
工业应用
目前我国石化企业中应用燃气轮机最多的是新疆泽普石油化工厂，装有三台
英国 RR公司生产的 SK15HE燃气轮机发电机组，燃用天然气，单机功率 11.75MW，
效率 33%，还有三台带烟道补燃器的余热锅炉产生蒸汽供热，于 1989年投产。
由于该地区周围无电网，故以该三台机组组成的热电站供应全部所需的电和
热，平时投运两台机组即可满足生产用电的需要，另一台备用。（目前可能
共装有五台 SK15HE机组）。厂中还装有六台 WJ6G1发电机组。
据 1996的资料报道，当时全世界采用 Lummus技术使用燃气轮机的乙烯装置共
有 10家。
广东湛江东兴石化公司，装有 6台 WJ6G1燃气轮机发电机组，并配有余热锅炉
实现热电联产，已投产。
广州分公司，装有 2台 WJ6G1燃气轮机发电机组，燃用炼油厂干气，配有余热
锅炉实现热电联供，于 1995年投产。
日本根岸炼油厂第一套 600万吨 /年常压蒸馏装置，加热炉热负荷为 6600万
kcal/h,1987年和一台 12600kW的燃气轮机联合。燃机排出的烟气含氧 15%，
温度 550℃,作为加热炉的燃烧用的空气，其显热相当于提供加热炉 30%的燃
料，加热炉烟气经脱 Nox 后，在余热锅炉中回收 13t/h 2.3Mpa的蒸汽。燃气
轮机的热效率为 31.8%，加热炉及余热锅炉回收 52%,综合效率 83.8%,4年可回
收投资。
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。
低温热利用方式 折能系数 备 注
同级利用 1,0
溴化锂吸收制冷 0,4 5 制取冷水温度 7~15C
热水扩容发电（带采暖） 0,3 3 用水用热媒，热水最高温度 130C
正丁烷有机工质发电 0,2 1 蒸发温度 9 0,7 6 C
热水扩容发电（无采暖） 0,1 2 用水用热媒，热水最高温度 130C
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。
动力回收系统工程投资 万元
项 目 新建装置动力回收 改造装置动力回收
低温余热发电站 1700 1700
反应流出物换热器 0 400
热水管道 175 175
合计 1875 2275
注：（ 1 ）由于单独建低温余热电站，故按与装置的距离计为 500 m ；
（ 2 ）新建装置时，高低压换热器代替了高压空冷器，故投资不计。
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。序号 背压机入口蒸汽参数 背压机出口蒸汽参数 发电汽耗 kWh/t 蒸汽
1 3,6M P a,4 35 ℃ 1,1M P a,3 00 ℃ 16,1
2 3,4M P a,4 20 ℃ 1,1M P a,2 93 ℃ 17,2
3 3,1M P a,3 90 ℃ 1,1M P a,2 76 ℃ 19,4
（ 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。
7.石化工业的节能方向
（ 1） 节能始终需要一个有效的组织管理体系 。
（ 2） 在项目前期阶段, 一定应做好装置用能优化, 特别是系统用能优
化工作 。 从平面布置, 联合装置的设置做起 。
（ 3） 装置大型化, 高的负荷率, 从原油调配到原油加工, 加工的原料
与产品稳定 。
（ 4） 采用先进的工艺技术与催化剂, 助剂等；转化率高, 减少了加工
过程 。
（ 5） 打破各个工艺装置自成体系的传统模式, 进行深度热联合,全厂
一体化 。 这不仅减少投资, 而且有显著的节能效果 。 工艺装置和公用
工程设施之间的协调优化, 尤其是蒸汽 /电力和工艺热源之间的协调
优化, 多数有高的回报率 。 全厂优化需要考虑 公用工程的优化选择,
公用工程规格的优化选择, 工艺一体化路线的选择以及装置是否开工
等 。
（ 6） 提高燃料的利用率, 逐渐用煤代替燃料油或燃料气 。
（ 7） 使用先进控制, 高级控制, 卡边操作, 优化操作, 减少消耗 。
（ 8） 采用节能新技术, 新设备 。 扩大燃气轮机与加热炉联合的应用；
逐步采用产生高压蒸汽的方法；用低温余热预热炉用空气；各种新型
强化换热器的使用；先进的节能型蒸馏工艺；高压变频调速的应用；
高效的机泵；高效塔盘 。
（ 9） 与周围其它企业进行能量合作, 创造条件, 实现大系统范围内的
能量逐级利用, 热电联产, 达到减少能源消耗, 减少环境保护压力,
提高经济效益的目的 。 这也需要从项目前期阶段做起 。
（ 10） 引入能源合同管理模式于石化企业节能工作中, 解决节能投入资
金困难的问题 。
如有不妥，请多指正！
谢谢大家！
