therectifyingtowersandtheprocesssystemwascarriedout.SimilartothePart2,finallytwoenergy-savingschemeswereproposed.Inthethirdscheme,comparedwiththeorginalnetwork,theamountofhotandcoldutilitieshadreduced20.3%and33.2%respectively;theamountofhotandcoldutilitiesofthefourthschemehadreduced23.8%and38.9%.Bycomparingeconomicbenefitofthefourschemes,theschemewhichsavedthemostoperatingcostandtooktheshortestpaybackperiodwasthefourthone.Theoperatingcostsavedbythisschemewas19,630,000RMB／yearandwecouldexpectapaybackwithin0.61year.Thefourthschemewasintendedtobebestone.:CCR,processsimulation,heatexchangernetwork,pinchtechnology,energyintegration,energysaving 符號說 前 文獻綜 化工流程模擬技 穩態流程模 動態流程模 化工流程模擬技術的現狀及發展趨 化工過程能量集成與優 數學規劃 人工智能 夾點技 連續重整裝置節能技術研究進 主要研究內 連續重整裝置流程模 連續重整裝置的流程簡 預處 重整反 催化劑再 連續重整裝置的流程模 原料油的虛擬組分切 物性方法的選 單元模塊的選 斷裂流股和收斂方法的選 模擬結果與分 本章小 連續重整裝置換熱網絡節能研 夾點技術設計換熱網 最大熱回收網絡的形 最大熱回收網絡的調 連續重整裝置換熱網絡用能分 提取物流數 能量目標的確 現有換熱網絡的用能分 連續重整裝置換熱網絡節能改 本章小 連續重整裝置能量集成節能研 精餾單元與過程系統的能量集 精餾單元在過程系統中的合理放 調整精餾塔操作以改善系統熱集 連續重整裝置能量集成節能研 精餾塔的用能現 背景過程總組合曲 氣提塔C102與背景過程的熱集 預分餾塔C101與背景過程的熱集 脫戊烷塔C201與背景過程的熱集 C4/C5分離塔C202與背景過程的熱集 連續重整裝置過程改變后換熱網絡節能研 提取物流數 能量目標的確 過程改變后換熱網絡的用能分 本章小 各節能方案經濟效益分 節能方案1經濟效益分 節省的總操作費 設備投資費 投資回收年 節能方案2經濟效益分 節省的總操作費 設備投資費 投資回收年 節能方案3經濟效益計 節省的總操作費 設備投資費 投資回收年 節能方案4經濟效益計 節省的總操作費 設備投資費 投資回收年 四個節能方案對比分 本章小 結 參考文 致 攻讀期間的主要研究成 獨創性..........................................................................................化工流程模擬技序貫模塊法的基本思路是按照實際物流流動的順序對各個操作單元模塊依次進行計算當工藝流出現回路時需要對流股進行切割然后進行迭代計算，直至收斂[6]。序貫模塊法的優勢是通用化和便于使用，技術難度不大且計算50序貫模塊法仍是穩態流程模擬使用的主要方法。2060年代，至今未能廣泛應用。夠完善，且流程Jacobian矩陣的計算比較費時[8]。隨時間的變化。在實際的化工過，穩態是相對的、暫時的，而動態變化是必1-1。1-1動態模擬與穩態模擬的比較Table1-1Thecomparisonbetweendynamicsimulationandsteady-state動態模 穩態模 化工流程模擬技術是由20世紀50年代末開始，隨著計算機在化工中的應用而逐步發展起來的。1958年，Kellogg公司成功開發了第一個流程模擬軟件FlexibleFlowsheet，自此以后，人們對該領域的研究越來越深入，至今流程模擬205060KelloggFlexibleFlowsheetingSIMSCI公司的SP-05CHESSIBM2070相比于第一代流程模擬軟件第二代軟件的程序規模更大可提供的單元操作模塊更為全面可靠的物性數據庫和更成循環收斂法使用者還可以根據需要隨意添加新模塊，但是這一代軟件仍無法模擬含有無機化合物和固體的過onntoFLT和SimulationSine公司的PESS。2080SIMSCIPRO/AspenTech公司的AspenPlusHyprotech公司的HYSIM為代表模擬對象第四個階段為20世紀90年代以來，AspenTech公司和Hyprotech（2002HYSISDynamics軟件。2060年代中期[1]，主要代表有青島科技大學開發的ECSS化工模擬軟件（國內唯一一套完整的通用過程模擬軟件、設計院的催化裂化反應再生模擬軟件CCSO以及蘭州設計院和大化工流程模擬技術的發展趨勢主要集中在以下幾個方面物性的種類和組分的數目，以適應不同過程、不業對流程模擬技術的應用要了半連續操作或批處理操作，傳統的穩態流程模擬已經不能滿足實踐需求，21世軟件間的集成。人們完成一項工作，往往需要多種軟件的多項功能，具有全部所需功能的軟件目前是很少見的，但具有部分功能的多個軟件集成起計算機技術也使軟件間的集成成為可能。化工過程能量集成與優3個組成部分[19]（11成與優化主要是化工過程能量系統的集成與優化[20]。熱公熱公工冷公工水工藝過離器、混合及其他設備公用工程系電機、蒸 輔助設備換熱網原蒸1-1化工過程系統Figure1-1ChemicalPocress（NLP線性規劃（MINLP）問題[20]，解MINLP模型分為以下三個步驟[7]：構造系統的超結構模型，如模型和轉運模型等將模型寫成MINLPminZf(x,hj(xy0；式中x——n維連續變量xRn；y——m維離散變量y0,1m

f(x,y——gi(xy不等式約束，超結構模型必須滿足的設計規定、熱力學約束等hj(x,y)——數學規劃法可以得到嚴格的最優解。但實際上化工能量系統的模型是十分復雜MINLP問題復雜且規模較大，目前已有模擬退火法、遺傳算法和神經網MINLP模型，之后運用改進模擬退火算法對模MINLP確定了優化的分流比率和最小溫差，并建立ILP模型以確定最小的成本，使用遺傳算法求解模型；JaneStamp等（2011）[30]提出在某間歇裝置減少能量消耗的熱考慮直接和間接的熱集成，建立了MINLP模型，實例表明采用優化后的儲熱量33%的熱公用工程用量。經驗、知識以某種合適的格式在機器中構成知識庫，并且能夠利用類似于專owki（1981）[33]建立了換熱網絡綜合的專家系統，先產生一個多種網絡[34]提出了采用人工智能法來實現熱集成精餾流程（HIDF，以作者已開發的換管理系統采用算法與知識相結合的方法完成了HIDF的合成等(1998)[35]提出了一種以專家系統為基礎的無分流換熱網絡超結構模型的方法，2000年[37][38]，以此來使系統總的能耗達到最低1978年，Linnhoff[39]Umeda[40]各自提出了換熱網絡中溫度夾點的問題，指出了換熱網絡可能達到的最大熱回到夾點的限制；1979年，Linnhoff和1983Linnhoff[42]將夾點技術推廣應用于過程系統的全局能量分析與調優，并對夾點技術作了總結性的評述；1986年以前，在夾點的研究工作中，夾點溫差Tmin都是給定的，1986年，LinhoffAdmad[43]Floudas[44]等兩組研究者分別獨立地提出了求解換熱網絡的優化夾點溫差TminOPT的不同方法；1992年，尹等[45]論證了流動有效能的損失、匹配單元的優化以及傳熱強化對于TminOPT的影響，同時考慮匹配單元優化和流動有效能損失，求出了真正意義上的TminOPT；同年，FraserGillespie46夾點夾點下夾點上B夾QPACDH1-2溫-1-2中，AB為熱組合曲線，CD為冷組合曲線。ABCD的垂直最小距離PQ即為最小傳熱溫差Tmin，此處即為該換熱網絡在夾點溫差為Tmin時的夾CD的上端，沒有熱組合曲線可與之換熱，要想Tmin時的最小熱公用工程量QH,minAB的下端，沒有冷組合曲線可為夾點溫差為Tmin時的最小冷公用工程量QC,min[50]。夾點將整個換熱網絡分成熱力學上相互分離的兩個子系統，夾點上方為熱只有換熱和冷公用工程[50]。如果有值為P的熱量穿越了夾點（P0，即夾點P用工變為H,inP)，同時夾點下方輸入熱量P，所需的冷公用工變為C,nQp)31-1可知，在溫-焓圖上繪制冷、熱物流的組合曲線，可以得到當夾點溫差為TminQC,min和最小熱公用工程QH,min統現有的冷公用工程為QC,0QH,0QC,0QC,min、QH,0QH,min那么系統的換熱網絡必有違背夾點設計原則的地方，因此而造成的能量懲罰QPQC,0QC,minQH,0QH,min。理論上該系統的節能潛力為QPA1-1的基礎上，所有冷物流溫度增加Tmin/2Tmin/21-3夾點夾點下夾點上B夾ACDH1-3Figure1-3ShiftedComposite夾 1-4Figure1-4GrandComposite總組合曲線中頂部和底部的熱量值即為最小熱公用工程和最小冷共用工程公用工程在溫位的選擇上是否合理[51]。1-5所示。11C11C223H331241-5Figure1-5Thegriddiagramofthe連續重整裝置節能技術研究進強吸熱反應，反應苛刻度越高，吸熱量就越大，所消耗的量也越大；同時重氣壓縮機對裝置的能耗影響較大[52]。裝置的主要能耗是來自氣的消耗，其次觀察文獻中多套連續重整裝置的能耗分析，其中加熱爐的能量消耗是最高的，占裝置總能耗的60%~90%90%以上[53]爐的燃燒狀況，提高加熱爐熱效率，是整個裝置節能降耗的重點。會存在燃燒不完全的情況同樣會增加加熱爐的消耗揚子的周（2006[53]（4%~5%）放寬至3.8%，這樣既可以保證完全燃燒，又可以降低排煙溫度；中國齊魯的劉傳勤（2007）[54]4.0%提高加熱爐熱效率的普遍做法揚子1.39t/a連續重整裝（2009[55]現了空氣煙氣和水三者之間的熱交換降低了排煙溫度和消耗量提高了加熱爐熱效率和高壓蒸汽的產量。為開2備1）的電耗占到了總電耗的60％以上，是節電的主攻方向。中國齊魯0.6Mt/a連續重整裝置（2006）[56]對增壓機（K202A）進行改造，增設了油站及一套管路系統并改造更換了吸氣閥的執行機構實現了K202A的558200655~60t/h的情況，采用了優化裝置處理量的方法[54]，即在處理量低的上半月單機運轉，處理量高的下半月雙機運轉的方案，取得了較好的節能效果；高橋分公司0.8Mt/a連續重整裝置(2011)[57]在裝置的改造過，增壓機(K202C)新上了 消連續重整傳統流的石腦油分餾系統和拔頭油汽提塔，通過規模化生產來降汽提塔頂的含硫氣和含硫C5餾分送至焦化裝置脫硫，不再設置拔頭油汽提低能耗2011[59]使用AspenPlus軟件鎮海煉化1.2Mt/a727萬元的經濟效益。1.4主要研究內1；利用夾點技術設計裝置的最大熱回2。34。連續重整裝置的流程簡101108F再經進料加熱爐（F-101）加熱后依次進入加氫反應器（R-101、脫氯反應器102（R-103F，空冷102102101103，水冷冷凝回流罐（D-104，H2S，NH3隨罐頂氣體排出，罐頂氣體進入裝置氣，101103101，回流罐的液物經泵（P-103）一部分用重沸爐（F-102）201201201204，204201202一級出口氣體經水冷（E-202）冷卻后縮機中間分液罐（D-203）分液后進入壓縮機二級，壓縮后的含氫氣體與來自產物分離罐（D-201）罐底并經203204205202202206205202戊烷油餾分與C4/C5分離塔（C-202）塔底產物換熱（E-207）后進塔，塔頂2082072-3。該部分包括催化劑再生回路和循環回熱（E-101）后，與第二股氣體混合經水冷（E-303）（D-305302305有緩沖罐（301，下部也設有下部料斗（-304）和提升器（D335。各反應器之間的催化劑通過含氫氣體輸送，再生器和反應器之間的催化劑通過氮氣輸送，在各反應器和再生器內催化劑的流動是通過重力進行的。待生催化劑從第四反應器底部經N2提升進入上部緩沖罐D-301，通過重力由D-301D-302R-301進行再生；再生后的新鮮催化劑從再生器底部用N2提升至一反上部料斗D-310，催化劑通過重力流經一反頂部的還原罐D-311，用高純度的H2在一定溫度下對催化劑進行還原；還原后的催化劑通過重力流至一反R-201，從而完成催化劑待生、再生、還原的1H2重整9去火1H2重整9去火E-去1E-R-加氫反應R-脫氯反應冷卻9E-9A-6A-E-107去C-去火D-回流124冷卻冷卻E-F-注4氣塔液化氣出裝2R-脫氯反應3至P-至預餾P-輕石腦油出裝33.5MPa蒸5H2自PSAH2自D-207F-102E—104A-凝結8H重整去火2 D-分液7E-重整進D-進料緩沖5E-781全餾分石腦P-K-HC石腦A-E-D-產物分離D-回流6自E-至E-2-1Figure2-1FlowsheetofpretreatmentH自-312來 H自-313來 H自D-314來1F-R-F-R- R-重整第一反應 重整第二反應F-202 F-203R-重整第三反應F-R-重整第四反應提D-回流循P-D-E- 出裝P-H自E-304/E-307D-分液D-分液A-E-A-冷卻水冷卻E-冷卻至E-C-C4/C5分離冷卻E-至預處表面蒸發空冷D-E-D-產物分離含污含油污水析再接觸C-14脫戊塔F-E-戊烷油出裝3.5MPa蒸K-1MPa蒸D-液化吸收16P-背壓透平離心壓縮K-兩級增壓壓縮P-重整原料自C-101底P-自E- 至D-E-E-206E-D-回流E-2-2Figure2-2FlowsheetofreformingreactionE-

堿液自P-103

N2自D-350N2自D-350

D-洗滌

E-

F-F-電加熱M-M-再生氣干 系 M-M-置壓縮 置過濾

脫鹽

R-再生P-1MPa蒸F-F-K-E-K-

電加熱M-空M-空氣干燥

D-凈化風

二氯乙

P-2-3Figure2-3Flowsheetofcatalystreactivation連續重整裝置的流程模50051]虛擬組分的處理方法[60]虛擬組分。以窄餾分的物理性質（平均餾設備不同，數據也不同。本裝置原料油的餾程分析數據是（ASTM）蒸餾數據。蒸餾是一種簡單蒸餾，在規定的試驗條件下，以規格化的儀器進行，2-1所示。2-1Table2-1Distillationrangedataoftheraw 原料石腦AspenPlus10個虛擬組分，全餾分石112-2。2-2Table2-2Thedividingresultsofpseudo本原理和所處理體系有著深刻的理解，才有可能做出有效的選擇。Aspen公司開發了一種用來選擇熱力學模型的工具[61]2-4所示。2-4Figure2-4Decisiontreeofthethermodynamic2-4所示的熱力學模對于含有氫氣的系統，AspenPlusGRAYSON法。因此，確定該流GAYSON作為物性方法。Heater模塊，當規定出口條件時，Heater可確定一股或多股物流的熱和相狀況。裝置中的換熱器大多為兩股物流換熱的管殼式換熱器，AspenPlusHeatX模型用來模擬兩物流換熱器，可完成有何尺寸，HeatX可完成簡單的核算，如：能量和物流平衡計算。對于嚴格的壓降Flash2和Flash3模型。Flash2用來模擬閃蒸罐、蒸發器和分液罐等單級分離器，由用戶規定出口條件，Flash2完成嚴格的汽-液或氣-液-液平衡計算，把一股或多股進料分成兩股出口物料。Flash3用來模出口條件后，Flash3完成氣-液-液平衡計算，確定一股或多股進料的熱和相態情裝置所涉及的塔設備共有四個，包括氣提塔、初餾塔、脫戊烷塔和C4/C5分RadFrac模型進行模擬。RadFrac是一個嚴格模型，Pump模塊，該模塊主要是處理單液相物流的壓力變化，由用戶規定物流的出口條件，Pump可計算出改變物流壓力所需要的在連續重整裝置的流程模擬中，有多條循環物流出現。AspenPlus軟件采用機K101的出口物流重整反應部分壓縮機K201的物流以及四個塔的塔頂回AspenPlus提供了WEGSTEIN法DIRECT法SQP法割BROYDEN法、NEWTON法、COMPLEX法等多種收斂方法。其中的WEGSTEIN法通常是最快速和最可靠的方法，可同時運用于任何數目的流股。最終確定WEGSTEIN0.000l。模擬結果與分氫進料換熱器E104A~F、重整進料換熱器E201、氣提塔C102、初餾塔C101、脫戊烷塔C201和C4/C5C2022-3~2-5。表2-3換熱器溫度實際值與模擬值對Table2-3Comparisonbetweenactualdataandsimulationdataofheatexchangers’熱 冷 E-E-2-4Table2-4Comparisonbetweenactualdataandsimulationdataofthe2-5Table2-5ComparisonbetweenactualdataandsimulationdataofDistillationrangeof23255%以內；產品質量和產量均符合要求。本章小[52]大量能量分析裝置能耗加熱爐產生的消耗占總能耗的80%以上很大對裝置的換熱網絡進行優化，對于整個裝置的節能降耗，有重大意義。夾點技術設計換熱夾點以上，熱物流的熱容流率CPH不大于冷物流的熱容流率CPC夾點以下，熱物流的熱容流率CPH不小于冷物流的熱容流率CPCANHNCNHNCBNHNCNHNCAB170℃

150℃

1

3-1Figure3-1Aheatexchangernetworkwitha3-1223342170℃

1

150℃

H125℃

3

1

3-2

Figure3-2Aheatexchangernetworkwithanopened3-24230C熱負荷也增30。計算換熱網絡溫度，判斷傳熱溫差是否小于夾點溫差Tmin網絡夾點溫差Tmin103-2210恢復Tmin170℃150℃

1 2

3

1

120- 3-3

Figure3-3Aheatexchangernetworkwithan路徑，設加熱器H增加熱負荷為X，則換熱器2熱負荷減小X，冷卻器增加熱負X22后的溫度T2可按如下公式計算：T150120 3-4所示。170℃

1

150℃

2265℃

3

1

3-4

Figure3-4Aheatexchangernetworkafterbeing連續重整裝置換熱網絡用能分3-1Table3-1Streamdata物 初始溫描 （kW·℃-1原料 2 8 重整原 重整原 C4/C5分離塔進 加熱爐F202物 加熱爐F203物 加熱爐F204物 C4/C5分離塔塔底再沸器物 - 4 6 7 9 重整產 重整產 壓縮機K201一級壓縮后物 C4/C5分離塔塔頂物 C4/C5分離塔塔底出 投資費用越高。對于石油煉制裝置Tmin20~40℃。本文選取夾點溫差Tmin20℃。6005004003002001000060000HeatFlow(kW)80000100000120000ActualTemperature(℃）利用表3-1的物流數據，可作出冷熱組合曲線圖（圖3-5。可得熱流的夾點132℃112℃，同時可以得到最小加熱公用工程量為36716kW，最小冷卻公用工程為18762kW該連續重整裝置實際共6005004003002001000060000HeatFlow(kW)80000100000120000ActualTemperature(℃）3-5Figure3-5Composite273-6517517℃4H81℃33-6Figure3-6Theexistingheatexchangernetworkgrid3-2Table3-2Operatingparametersofheat熱流溫度冷流溫度1E-2E-3E-4E-5E-6E-7E-8E-3-3Table3-3Operatingparametersof溫度出口溫度E-E-3-4Table3-4Operatingparametersof溫度出口溫度A-E-3-4ContinuedfromTable3-4Operatingparametersof溫度出口溫度E-E-E-E-注A-101~A-205為空冷器，E-103~E-210點設計原則，對于冷、熱公用工程各造成了9794kW的能量懲罰。連續重整裝置換熱網絡節能改改造現有換熱網絡（原換熱網絡中，物流16與物流14通過換熱器6進行換熱，有2748kW的熱與物流21換熱，換熱量為2748kW，再通過換熱器6將物流14由夾點溫度加熱至目物流10與物流8通過換熱器3進行換熱，有268kW的熱量穿越了夾點。對量為268kW，物流 再通過換熱器將物流由夾點溫度加熱至 物流3B與物流2通過換熱器1進行換熱，有2651kW的熱量穿越了夾點。物流7與物流5通過換熱器2進行換熱，有2131kW的熱量穿越了夾點。但換熱，有42kW的熱量穿越了夾點，由于能量懲罰較小，此處忽略。此時冷卻器C4直接將物流12換熱至目標溫度55℃，使夾點之上有1515kW的熱量流出造成了能量損失修改換熱網絡將物流與物流的換熱量增大 517517℃260℃161℃3-7Figure3-7Thetheoreticalremodifiedheatexchanger1熱容流率CPH/T。實際上裝置中大部分的物流都存在相變，其熱容流率是13-8，3-5。3-51yticaldataoftheproductsofScheme脫戊烷 戊烷 拔頭1是可行的。1節能方案1實施后，流各換熱器、加熱器和冷卻器的實際操作參數見3-61Table3-6OperatingparametersoftheheatexchangersforScheme熱流 冷流熱流溫度出口冷流溫度出口1E-2E-3E-4E-56E-78E-物流 物流9物流 物流物 物流物流 物流物流 物流3-71Table3-7OperatingparametersoftheheatersforScheme溫度出口溫度E-E-3-81Table3-8OperatingparametersofthecoolersforScheme溫度出口溫度A-E-E-E-E-3-7~3-8（11kWkW25.1%（2）39352kW，原流程的熱公用工46510kW17158kW15.4%。334679101C225312131516181927411 1296C71148℃ ℃85112 5328 428℃ 11614H389H6H74428H917202122232425263-81Figure3-8ThepracticalheatexchangernetworkofScheme已知該換熱網絡熱物流夾點溫度為132℃，冷物流夾點溫度為112℃，由此夾點之上最大熱回收網絡設3-9Table3-9Conditionofthestreamsnearthepinch物流種 物流編（kW·℃-7熱物 2冷物 8A夾點處物流匹配準則是要求在夾點以上NHNC，在該換熱網絡中熱物流數NH=6，冷物流數NC=4，在進行物流匹配時，需對某一冷物流分流。觀察表3-9發現熱物流13、15、19的熱容流率較小，冷物流中熱容流率最553股，通1、2313、1519匹配。每個換熱器的熱負荷都等于355kW，83.7kW41.5kW。B1614熱容流率相近，根據物流匹配的經驗準414的熱負荷——3345kW。C12A2的熱容流率最大且2的熱負荷——11708kW。D78CPHCPC6120kW3-9

物流CP值 熱負荷

7

512197℃135513553

6

3

6

4

圖3-9Figure3-9Thematchingofthestreamsnearpinch101082678388kW2026kW（215℃~144℃），剩余冷物流中除物流11A外，沒有能與這兩條物流匹配的物11A3B1011A5693kW；711A92521kW。C3(215℃~20℃)此時有兩種方案：a受夾點溫差n201611B換熱，物3A，3B21換熱；b允許小的n162133B11B3A11A的一股分流換3A11A11A11B11，物3A3B3ab

違背是可以允許的[49]。因選擇方案b3B1111B1445kW；3A1211B3351kW16與21132749kW。2351413690kW。圖3-10Figure3-10Themaxiumenergyrecover圖3-10夾點之下最大熱回收網絡設3-103-10Table3-10Conditionofthestreamsnearthepinch物流種 物流編（kW·℃-2587A161415143397kWB夾點處的物流匹配準則要求在夾點以下CPHCPC3-10，冷物流之匹配（CPH=136.2kW·℃-1），但如果物流212BCPH=46.3+19.7+12.0+1.8=79.8，CPC=42.5+67.1=109.6，CPHCPC無法完成剩余物流的匹配，所以此處將物流12B分流。物流212B的一條分流1622651kW5與物流12B172252kW12B與兩股物流換96℃。C8熱容流率CPC=67.1kW·℃-17、13、15的熱容流率之和CPH=46.3+19.7+12=78kW·℃-183股與這18、19、20185kW，79kW，4kW。3-11圖3-11Figure3-11ThematchingofthestreamsnearpinchA通過換熱器21物流9與物流11的熱負荷1926kW；物流熱器23換熱，換熱器負荷為物流5的熱負荷806kW。圖3-12Figure3-12Themaxiumenergyrecovernetworkbelowpinch最大熱回收網絡完整設圖3-13Figure3-13Themaxiumenergyrecover冷公用工程用量為18762kW。荷為7837kW。消除物流5的分流，刪除小換熱器2和3，消除物流8的分流，刪除小換熱器19和207與物流517的57927k23熱負荷增加至2131k；刪除換熱器18，物流8暫時放入一個熱負荷為268k6kW。換熱器17的熱負荷變為927+120=1047kW。物流5上加熱器的熱負荷就變為了155-120=35kW，將這個小的加熱爐刪除，熱負荷加到換熱器1上。 =6742kW。小于夾點溫差Tmin。圖3-14Figure3-14Networkwithoutsplit153-152Figure3-15ThetheoreticalheatexchangernetworkofScheme222實際的3-163-11。3-112脫戊烷 戊烷 拔頭2是可行的。2節能方案2實施后，流各換熱器、加熱器和冷卻器的操作參數見表3-122Table3-12OperatingparametersoftheheatexchangersforScheme熱流 冷流熱流溫度出口冷流溫度出口1E-234E-56E-7E-3-122ContinuedfromTable3-12OperatingparametersoftheheatexchangersforScheme換熱流 熱流溫度（℃）冷流溫度 熱負圖中編 設備位

熱流 冷流 出口 出口 89E-E-3-132Table3-13OperatingparametersoftheheatersforScheme溫度出口溫度E-E-3-142Table3-14OperatingparametersofthecoolersforScheme溫度出口溫度A-E-E-E-E-E-由表3-13~3-14可知（1節能方案2的流程模擬所得的冷公用工程量為kWkW32.0%（246510kW29141kW19.7%。3-162Figure3-16ThepracticalheatexchangernetworkofScheme本章小20℃，利用提取的物流數據，做出冷熱組合曲36716kW18762kW。現有換熱46510kW28556kW。熱公用工程21.1%34.3%。由此，確定了節能目標。在現有換熱網絡的基礎上，提出了節能方案1。利用夾點分析法，找需熱公用工程量為39352kW，相對換熱網絡可節能15.4%；所需冷公用工程21398kW25.1%。在最大熱回收網絡的基礎上，提出了節能方案2。從夾點處開始，分程量為37369kW，相對換熱網絡可節能19.7%；冷公用工程量為19415kW32.0%。精餾單元與過程系統的能量集4-1（a,b,c）QH,T=QH,MIN+(QBQH,T=QH,MIN+(QB-QH,TT 4-1(ab,c)Figure4-1(a,b,c)Positionofdistillationcompartmentin精餾單元的過程，QC,MIN和QH,MINQB取自夾點上方的過程物流或熱統所需的熱公用工程QH,TQH,MINQBQC，而冷公用工程量QC,TQC,MIN。圖b再沸器熱量QB取自夾點下方的過程物流，冷凝器的熱量QC由夾點下方的某較低溫度的冷物流或冷公用工程來提供，因此，整個系統所需的熱公用工程QH,TQH,MIN，而冷公用工程量QC,TQC,MINQCQB。上為熱阱，再沸器在夾點之上吸熱QB，則系統的加熱公用工程量就要增加QB，即QH,TQH,MINQB；夾點之下為熱源，冷凝器放出熱量QC，冷公用工程量就要增加QC，即QC,TQC,MINQC。或是冷卻來實現節能目的是由精餾塔在過的位置決定的在圖4（圖41（c）中，系統的熱公用工程用量分別為HTB,NBC和QH,TQB,MINQB此時進料預熱，可減少再沸器熱負荷QB，從而使總的熱公用工系統的冷公用工程量QC,TQC,MINQCQB，此時通過進料冷卻來適當的增大再1）只有在精餾塔內溫度分布有突變的場合才可取：精餾塔進料板以上溫度2）有相應溫位的熱源可供使用：增設中間再沸器，過要有低再沸連續重整裝置能量集成節能研C101和汽4-14-2。4-1Table4-1Operatingparametersofrectifying塔頂溫度塔頂壓力塔底溫度塔底壓力進料量進料溫度44-2Table4-2Theenergyconsumptionoftherectifying塔位塔位 設備及位初始溫度目標溫度熱負荷964-3Table4-3Coldstreamdataofthe（kW·℃-128C4/C5F202F203F2044-4Table4-4Hotstreamdataofthe（kW·℃-47K201C4/C5最小最小冷公用工程℃度℃ 5000圖4-2Figure4-2GroundCompositeCurveⅠofthe由上圖可知，背景過程的夾點溫度為240℃，最小熱公用工程為24126kW，最小冷公用工程為15223kW。氣提塔C102域表示C102，右側為背景過程的總組合曲線，其中QB=3562kW，為C102塔底的QC=625kW，為C102塔頂的冷凝器熱負荷。最小最小熱公用Q最小冷公工程W程溫℃度℃ 500010000150002000025000熱流率4-3Figure4-3SepratedGroundCompositeC102在不26906kW14066kW。現對該塔進行節能優化，使最小冷熱4-3，背景過程的總組合曲線中，料預熱，背景過位移溫度130℃至180℃的區間內，有較多能量可與塔集成（圖4-3的陰影部分）。參考圖4-3，將進料的溫度設定為155℃，經模擬計算，1241551460kW的能量，這部分能量可完全由背0塔板0塔板對Figure4-4Temperaturedistributionof12再沸器熱負優化塔的操作條件使塔自身所需能量降低：通常采用的方法是降低塔1024015512再沸器熱負4-5Figure4-5Relationshipbetweenthepositionoffeedplateandtheheatloadof4-5C102Table4-5Energy-savingmeasuresof進料板位 進料溫度 回流4-6C102Table4-6Energy-savingeffectafterchangingtheoperatingparametersof 4-7C1020----0----將改變操作條件后的氣提塔C102加入到背景過，作為新的背景過程來4-612226118kW13304最小最小熱最小冷公用工程用工程溫℃度℃500010000150002000025000熱流率4-6Figure4-6GroundCompositeCurveⅡofthe預分餾塔C101觀察C101發現其進料為C102塔底物流和加氫裂化（HC）石腦油混合進料。耗的增加[63]。C102HC石腦油的餾程數據對比如下。4-8Table4-8Distillationrangeofthetwofeed020塊板進料，初步確定將C102塔底物流改為從C10117塊板進料，HC23塊板進示C101，右側為背景過程的總組合曲線，其中QB=5172kW，為C101塔底的再沸QC=3954kW，為C101塔頂冷凝器熱負荷。溫℃度℃ 50001000015000200004-7

30000Figure4-7SepratedGroundComposite改變塔在過的位置，使之合理：最常用的方法是改變壓力。但是4-9C101Table4-9Energy-savingmeasuresof進料板位 回流

優化 優化 優化后優化后優化前優化后優化前優化HC

HCC102塔底物流混合第20

28塊板進料，C102塔24

對改變操作條件的預分餾塔進行模擬，節能效果見表4-10，產品情況見表4-10C101Table4-10Energy-savingeffectafterchangingtheoperatingparametersof優化 優化優化 優化 yticaldataoftheproductsafterchangingtheoperatingparametesrsofC101塔底產品（重整原料油）餾程（℃）C101塔頂（輕石腦油）餾程0------將改變操作條件后的氣體塔C101加入到背景過，作為新的背景過程來研究下一個塔與背景過程的熱集成。新的背景組合曲線如圖4-8。背景過程夾點最小最小熱公用工程最小冷公用工程溫℃度℃0 100001500020000熱流率

4-8Figure4-8GroundCompositeCurveⅢofthe脫戊烷塔C201其中QB=4962kW，為C201QC=1184kW，為C201塔頂冷小熱小熱公用工程最小冷公用工程最溫℃度℃0 100001500020000熱流率

4-9Figure4-9SepratedGroundCompositeCurve觀察圖49，201與101的情況是類似的，都是塔夾點放置，不適合采景過程無法為進料預熱提供熱源，如提高進料溫度，再沸器熱負荷減小的同時，k。在此基礎上，調整進料板位置及回流比，使產品符合生產要求，最終確定201的節能措施見表412。4-12C201Table4-12Energy-savingmeasuresof進料板位 進料溫度 回流對改變操作條件的脫戊烷塔進行模擬，節能效果見表4-13，產品情況見表4-13C201Table4-13Energy-savingeffectafterchangingtheoperatingparametersof -4-14C2010------0------將改變操作條件后的脫戊烷塔C201加入到背景過，作為新的背景過程來研究下一個塔與背景過程的熱集成。新的背景組合曲線如圖4-10。背景過程夾kW最小最小熱公用工程最小冷公用工程℃度溫℃度 100001500020000熱流率4-10

Figure4-10GroundCompositeCurveⅣoftheC4/C5分離塔C202其中QB=388kW，為C202QC=271kW，為C202塔頂冷凝最小最小公用工最小公用℃度溫℃度 100001500020000熱流率

30000

4-11Figure4-11SepratedGroundComposite觀察圖4114/5分離塔202夾點放置同102201該塔不適75125202415。4-15C202Table4-15Energy-savingmeasuresof進料板位 進料溫度 回流4-16C202Table4-16Energy-savingeffectafterchangingtheoperatingparametersof -4-17C202Table4-17Distillationrangeoftheproductsafterchangingtheoperatingparametesrsof041212235188kk。最小最小公用工最小公用程℃度溫℃度 1500020000熱流率

4-12Figure4-12NewGroundComposite連續重整裝置過程改變后換熱網絡節能研4-18Table4-18Streamdataaftertheprocess物物 物 初始溫（kW·℃-12D1085C1028C101進料(HC石腦油C201C202C102C101F202F203F204C201C20246C1027C1029C101C101K2024-18ContinuedfromTable4-18StreamdataaftertheprocessC201C201C202C202對于石油煉制裝置Tmin20~40Tmin為20℃。圖4-12是連續重整裝置過程改變后裝置的總組合曲線圖，由圖中我們可以看出過程改變后，過程夾點溫度為122℃。最小熱公用工程量為35188W，最小冷量27535kW。進行換熱網絡改造的節能潛力為：熱公用工程22.7%，冷公用工程274-13中。網絡圖描繪了流4-19~4-21所4-19Table4-19Operatingparametersoftheheatexchangeraftertheprocess熱流溫度冷流溫度1E-2E-3E-4E-5E-6E-7E-8E-4-20Table4-20Operatingparametersoftheheateraftertheprocess溫度出口溫度---E-E- 4-21Table4-21Operatingparametersofthecooleraftertheprocess溫度出口溫度A-E-E-E-E- 517517℃260℃161℃4-13Figure4-13Theexchangernetworkaftertheprocess依據夾點設計三原則分析圖4-13，可看出原流有明顯的不合理的地方：夾點設計原則，共造成了10348kW的能量懲罰。對換熱網絡進行改造（原換熱網絡中，物流3與物流2通過換熱器1進行換熱，夾點之上的物流3加熱了夾點之下的物流2，造成了夾點之上的熱量輸出和夾點之下的熱量輸入，有2651k的熱量穿越了夾點。對換熱網絡進行改進：在夾點之上，仍通過換熱器13將物流2由夾點溫度加熱至209物流12將物流2加熱至夾點溫度，這樣此處不再有熱量穿越夾點。物流7與物流5通過換熱器2進行換熱，有2143kW的熱量穿越了夾點，同時物流5在夾點之下設置了1005kW10，物流4將物流5加熱至89℃，換熱量為2141kW；之后仍由物流7加熱物流5，通過下降至1007kW。之下的物流14，有2722kW的熱量穿越了夾點。對換熱網絡進行改進：在夾點之上，新加入換熱器11，物流16先與物流21換熱，換熱量為2276kW，再通過換熱合理的地方，造成了1915kW的能量懲罰。如繼續進行改造，會使換熱網絡有較517517℃260℃161℃4-14Figure4-14Thetheoreticalremodifiedheatexchanger34-21。4-213脫戊烷 戊烷 拔頭3是可行的。3節能方案3實施后，流各換熱器、加熱器和冷卻器的操作參數見表4-213Table4-21OperatingparametersoftheheatexchangersforScheme熱流 冷流熱流溫度出口冷流溫度出口1E-2E-3E-4E-56E-7E-4-213ContinuedfromTable4-21OperatingparametersoftheheatexchangersforScheme熱流溫度冷流溫度8E-94-223Table4-22OperatingparametersoftheheatersforScheme溫度出口溫度--E-E-4-233Table4-23OperatingparametersofthecoolersforScheme溫度出口溫度A-E-E-E-4-22~4-23可知（127535kW，319081kW3節約冷公30.7%（2kW337074kW8456kW18.6%214-153Figure4-15ThepracticalheatexchangernetworkofScheme132℃112℃，由此夾點之上最大熱回收網絡設4-244-24Table4-24Conditionofthestreamsnearthepinch℃℃（kW·℃-25A1614熱容流率相近，根據物流匹配的經驗準4-161143785kW。B夾點處物流匹配準則是要求在夾點以上NHNCCPHCPC。該裝置NHNC12的熱容流率最大，沒有冷物流可與之匹配，需要將其分流。這NHNC5分流。將物流12分為ab兩股，熱容流率分別為73.6kW·℃-12.2kW·℃-1，物5分為c和d兩股，熱容流率分別為31.8kW·℃-111.9kW·℃-1。流股a與物211708kW，流股b與流股c350kW，流股d15129kW。C1319817138355kW191741kW4-16

物77b3a213151654119155℃22c3123℃45128℃16

熱負1291298

圖4-16Figure4-16ThematchingofthestreamsnearpinchA4-163B（215℃~144℃）（172℃~144℃）5（123℃~155℃）和11A（123℃~167℃）。受夾點溫差Tmin=2011A分流與兩11Ae61.8kW·℃-1f100.5kW·℃-17與流股e742kW3B與流股fB3B（125℃~156℃）10（172℃~155℃）及物流19（159℃~155℃）溫位最低，可與之匹配的為物流11A（135℃~167℃）和8（128℃~144℃）。考慮到夾點溫差Tmin=20198換熱，8kW11Ag、hg1058.9kW·℃-1h3B103.4kW·℃-110匹配完全，物流11A換熱至152℃。之后，3B依次與物流11A、11B換熱，直至11B192℃。C3A11B3351kW3A匹配完全，物流11B2401211B換熱，物流12匹配完全11B429℃。21176℃。11℃圖4-17Figure4-17Themaxiumenergyrecovernetworkabovepinch夾點之下最大熱回收網絡設4-25Table4-25Conditionofthestreamsnearthepinch（kW·℃-258A161418143422kWB夾點處的物流匹配準則要求在夾點以下CPHCPC4-25，冷物流之匹配（CPH=136.2kW·℃-1），但如果物流212BCPH=19.7+11.7+1.8=33.2CPC=43.7+21.8+3.1=68.6CPHCPC法完成剩余物流的匹配，所以此處將物流12B分為h，i，jTmin=2012B962與12Bj192651kW5與流股h換熱，201005kW17與流股i100kW。12B105℃。C根據夾點處的物流匹配準則CPHCPC8分為兩股，分別與1315換熱。受夾點溫差Tmin=20131511813與流股j276kW與流股k29kW圖4-18Figure4-18ThematchingofthestreamsnearpinchA剩余冷物流中，物流5溫位最高（40℃~89℃），9與之匹配，換熱量為2143kWB物流1與物流4匹配，換熱量為1926kW；物流17與物流15匹配，換熱量為137kW。圖4-19Figure4-19Themaxiumenergyrecovernetworkbelowpinch最大熱回收網絡完整設61℃圖4-20Figure4-20Themaxiumenergyrecover冷公用工程用量為17229kW。個換熱器，換熱量為14359kW，冷卻器C的負荷由 ，換熱器22的熱負荷變為了305kW；刪除熱負荷僅為8kW的換熱器10，熱量加至換熱器5，換熱器5的熱負荷變為343kW；此時換熱器22和換熱器5可合并為一個換熱器，換熱量為668kW，物流8被加熱至129℃。步驟（1）中換熱器3和21的刪除，給物流5造成了共計1355kW的能量空缺為了減少小的換熱器以及降低整個換熱網絡的復雜性此處允許小的Tmin違背，最終確定了換熱器、和 kW，350kW和2360kW，161℃圖4-21Figure4-21Networkwithoutsplit104-22圖4-22換熱網絡改造前物流10Figure4-22TheConditionofStream10beforethereconstructionoftheheatexchanger88圖4-23換熱網絡改造后物流10Figure4-23TheConditionofStream10afterthereconstructionoftheheatexchanger同時在對換熱器進行核算及設計時，發現物流kW時，需要的換熱器換熱面積過大，因此，將換熱量減小至13709kW161℃4-244Figure4-24ThetheoreticalheatexchangernetworkofScheme44對流程進行模擬，并對換熱器重新編號，實際的換熱網絡柵4-254-25。4-254脫戊烷 戊烷 拔頭可見改造后的換熱網絡產品餾程數據及產量與改造前相同，達到了產品要4是可行的。4節能方案4實施后，流各換熱器、加熱器和冷卻器的操作參數見表4-264Table4-26OperatingparametersoftheheatexchangersforScheme圖中編 設備位熱流 冷流熱流溫度出口冷流溫度熱負荷出口1E-2E-3E-4E-56E-74-264ContinuedfromTable4-26OperatingparametersoftheheatexchangersforScheme熱流 冷流熱流溫度出口冷流溫度出口熱負荷89E-E-4-274Table4-27OperatingparametersoftheheatersforScheme溫度出口溫度-E-E-4-284Table4-28OperatingparametersofthecoolersforScheme溫度出口溫度A-E-E-E-E-4-284ContinuedfromTable4-28OperatingparametersofthecoolersforScheme溫度出口溫度E-（1）kW36.6%（2kW10081kW22.1%。161℃4-254Figure4-25ThepracticalheatexchangernetworkofScheme本章小4-294-30。Table4-29Thesummaryoftheoptimizationtotheoperatingconditionsoftherectifyingtowers進料板位 回流 塔頂壓力C102C102--

Table4-30Thesummaryoftheenergy-savingeffectoftherectifying 35188kW17229kW（精利用夾點分析法，對過程改變后（精餾塔集成后）的換熱網絡進行了337074k（精餾塔集成后18.6%1908130.7%。在最大熱回收網絡的基礎上，提出了節能方案4。從夾點處開始，分別的最大熱回收網絡；對最大熱回收網絡進行調優處理，并在此基礎上對物流10和物流11這兩條特殊物流進行了修改，最終提出了節能方案4。該方案的熱公用工程量為35449kW，相對于過程改變后（精餾塔集成后）的換熱網絡可節能23.6%17449kW36.6%。裝置的原換熱網絡（精餾塔集成前46510kW，冷公用工程28556kW。相對換熱網絡，節能方案3熱公用工程節能20.3%，冷公用工程節能33.2%；節能方案4熱公用工程節能23.8%，冷公用工程節能節能方案1經濟效益分相比原來的換熱網絡，節能方案1節省了7158kW的熱公用工程和7158kW的冷公用工程，主要是節省了氣，熱蒸汽和冷卻水用量，從而節省了操作費（1）氣節約1后的加熱爐F101和F201的F1013869kW1219kW，2650kW的能量。已知加熱爐F10189.4%，節約的氣熱量=2650÷0.894=2964已知該氣的低發熱值為43411則節約的氣質量=2964×3600÷43411=245.88400小時/每年節省的氣質量=245.8×8400÷1000=2065噸節能方案1氣節約情況，見表5-1表5-1方案1氣節約情Table5-1TheconditionoffuelgasinScheme設 原流熱負荷熱負荷熱負荷%熱能

節約

節約節能方案1每年可節約氣5372噸原換熱網絡中有兩臺使用熱蒸汽為熱源的加熱器其中E-108熱源為3.5MPa蒸汽，E-2091MPa1E-209的熱負荷由388kW變成了120kW，減少了268kW，由模擬可知185℃的1.0MPa2002kJ/kg，2803.5MPa1860kJ/kg，1.0MPa蒸汽質量=268×3600÷2002=4828400小時/1.0MPa蒸汽質量=482×8400÷1000=4048噸15-2。5-21TableTable5-2TheconditionofinScheme熱負荷熱負荷熱負荷 E-1.0MPa

11.0MPa404891中E-206的熱負荷發生了變化，由3071kW變成了1148kW，熱負荷減小了1923kW。模擬可知，68kJ/kg，節省的循環水質量=1923×3600÷68=1018068400小時/每年節省的循環水質量=101806×8400÷1000÷10000=85.5萬噸15-3。5-31Table5-3TheconditionofcoolingwaterinScheme熱負荷熱負荷熱負荷熱負荷E-

2015元/噸，3.5MPa172元/噸，1.0MPa蒸汽價格162元/0.3元/噸。CS=11741在原換熱網絡的基礎上增加了四臺換熱器，設備投資費用主要是5-45-55%Table5-4Thereferencepriceofmaterialsofequipmentin U U U U5-5Table5-5Thefabricatingcostofheatexchange12臺25臺310臺換熱 臺530臺640臺750臺1換熱網絡改造后的換熱要求，需要換新換熱器。節能方案1在原換熱網絡的基礎上增加了四臺換熱器，編號為、、、，編號為9的換熱器可以使用之前在換熱網絡改造過拆除的換熱器E101A，編號為10的換熱器可使4臺換熱器加入換熱網絡。5-61Table5-6ThedesignresultsofthenewheatexchangersinScheme圖中編號設備位號

殼徑換熱面積

122622-321-2

5-71Table5-7ThecheckingresultsofthenewheatexchangersinScheme

(h·m2·℃

%16169----5-81Table5-8ThecostofthenewequipmentinScheme編號臺（萬元（萬元（萬元U11U69---1----1--15-81ContinuedfromTable5-8ThecostofthenewequipmentinScheme

編位 號

數量設備費用 （萬元

（萬元

（萬元

1，可節省的總操作費用CS=1174萬元設備的總投資費用CT=785萬元I

0.67節能方案2經濟效益分29141kW91415-9~5-10。表5-9方案2氣節約情Table5-9TheconditionoffuelgasinScheme設 原流熱負荷熱負荷%0

節能方案

節約

節 5-102Table5-10TheconditionofcoolingwaterinScheme熱負荷熱負荷熱負荷熱負荷E-E-E-E-

2015元/0.3元/節省的總操作費用CS=（2015×7123+0.3×234.3×10000）÷10000=1506元節能方案2在原換熱網絡的基礎上增加了五臺換熱器，編號為2、3、8、9、軟件對節能方案2的換熱器進行核算，發現在原有的換熱器中，E104A，E204B10以使用之前在換熱網絡改造過拆除的換熱器E101A編號為9的換熱器可使用換熱器E204B25臺換熱器加入換熱網絡。5-112122122222-223-118-22殼徑換熱面積管長管 折流板間5-122Table5-12ThecheckingresultsofthenewheatexchangersinScheme圖中編號換熱器位號

(h·m2·℃

%12-3-8-9--25-13。5-132Table5-13ThecostofthenewequipmentinScheme編號（臺（萬元（萬元（萬元U11U2-13-18-25-132ContinuedfromTable5-13ThecostofthenewequipmentinScheme

(元/噸

（臺

（萬元

（萬元

（萬元 2，可節省的總操作費用CS=1506萬元設備的總投資費用CT=1208萬元I

12080.80節能方案3經濟效益計（1）氣節約相比于最初的換熱網絡，節能方案3主要是節省了氣、蒸氣和冷卻水用量，從而節省了操作費用。氣的節約情況見表5-14。表5-14方案3氣節約情Table5-14TheconditionoffuelgasinScheme設 原流位 熱負荷

熱負荷

%

節約原換熱網絡中有兩臺使用熱蒸汽為熱源的加熱器其中E-108熱源為3.5MPa蒸汽，E-2091MPa3的換熱網絡中，又新加了兩臺加1MPa蒸汽為熱源。31MPa5-15。3.5MPa5-165-1531MPaTable5-15Theconsumeof inScheme熱負荷熱負荷-0-1.0MPa--0-1.0MPa-1.0MPa-

5-1633.5MPaTable5-16Theconsumeof inScheme原流 節能方案 能量變 蒸汽熱值蒸汽變化熱負荷熱負荷3.5MPa5-173Table5-17TheconditionofcoolingwaterinScheme節約冷 節省水圖中編 設備位(萬噸/年E-E---E-03.5MPa元/噸，1.0MPa162元/節能方案3在原換熱網絡的基礎上增加了三臺換熱器，編號為9、10和11。3的換熱器進行核算，發現在原有的換熱器中，E104A/B，E204B和E207換熱網絡改造后的換熱要求，需要換新換熱器。編號為10的換熱器可以使用之前在換熱網絡改造過拆除的換熱器E104A/B，編號為11的換熱器可使用換熱器E204B2臺換熱器變動4臺換熱器。5-183Table5-18ThedesignresultsofthenewheatexchangersinScheme圖中編號設備位號

殼徑換熱面積

12262226429-11

5-193Table5-19ThecheckingresultsofthenewheatexchangersinScheme(h·m2·℃/殼 管余量12E-69---35-20。5-203Table5-20ThecostofthenewequipmentinScheme（臺（萬元（萬元（萬元U12U6U219-1 3，可節省的總操作費用CS=1681萬元設備的總投資費用CT=1224萬元I

12240.73節能方案4經濟效益計（1）氣節約相比最初的換熱網絡節能方案4主要是節省了氣蒸氣和冷卻水用量，從而節省了操作費用。氣的節約情況見表5-21。表5-21方案4氣節約情Table5-21TheconditionoffuelgasinScheme設 原流位 熱負荷

熱負荷

%

節約(噸/年F--原換熱網絡中有兩臺使用熱蒸汽為熱源的加熱器其中E-108熱源為3.5MPa蒸汽，E-2091MPa4的換熱網絡中，又新加了一臺加1MPa蒸汽為熱源。31MPa5-22。3.5MPa5-235-2241MPaTable5-22Theconsumeof inScheme熱負荷熱負荷-0-1.0MPa-1.0MPa-

5-2343.5MPaTable5-23Theconsumeof inScheme熱負荷熱負荷3.5MPa

5-244Table5-24TheconditionofcoolingwaterinScheme節約冷 節省水圖中編 設備位E-E-E---E---3.5MPa元/噸，1.0MPa162元/噸。CS=（2015×7167+172×24810-47、8、9、1011。設備投資費用主要是新增換熱器的價格、換熱器安裝費用和管道費用。利2的換熱器進行核算，發現在原有的換熱器中，E102A/B余E102B9的換熱器；E101、E101AE204B無法1011的換熱器，E101AE1013臺換熱器變動位置，需要新5臺換熱器加入換熱網絡。5-254Table5-25ThedesignresultsofthenewheatexchangersinScheme圖中編號設備位號

殼徑換熱面積管長

管程數殼程數

264256627-228-225-264Table5-26ThecheckingresultsofthenewheatexchangersinScheme

(h·m2·℃/

%257-8-9---45-27。5-274Table5-27ThecostofthenewequipmentinScheme（臺（萬元（萬元（萬元U21517-28-19---U 4，可節省的總