节能工作计划汇报.doc

2006年节能工作计划一、 节能技术管理方面存在的问题（分为生产装置、公用工程、技术管理等几个方面）1、 能耗指标分解不到位，节能压力没有有效传递。有部分企业对总部的节能指标没有完全理解，对企业内部的节能潜力还不十分清楚，没有相应的技术改造的硬措施保障指标的完成，甚至在分解指标时我行我素。例如天津分公司，2005年的炼油综合能耗指标为59kgNo/t，天津分公司按照62kgNO/t的指标分解到生产装置，指标虽然没完成，节能奖金仍然在发，失去了指标的严肃性。还有一部分单位，达标指标分解了，但是没有提出具体的节能降耗措施，完成起来有难度，能耗指标仍然没有落到实处。例如高桥，重整氢气没有充分利用，8000Nm3/h的氢气放到低压瓦斯系统，还在采用石脑油制氢，炼油能耗高、加工损失大，2006年的投资计划中依然没有相应的项目，没有引起充分的重视。2、 炼厂综合管理水平有待提高，公用工程、装置之间和板块之间的热联合优化潜力大。首先，多年来，经过技术改造和生产运行的优化，单套的生产装置运行相对稳定，有些优化做得还比较深入，生产车间的管理职能发挥得比较好。例如，在去年对沿江五家企业进行调研和技术服务后，武汉和九江的催化裂化装置运行水平已经走到了股份公司的前列，九江的2#RFCC反应回路、再生回路的压降已经远低于基础能耗的规定值，烟机发电，能耗比较低。但是，装置之间的联合优化的程度还远远不够。常减压、催化裂化和延迟焦化装置的低温余热，是比较理想的气分、电站和脱硫溶剂再生的热源，实施低温余热的联合利用可以非常有效地降低炼油综合能耗；装置之间的原料互供大多数还是上游装置冷却，经罐区输转到下游装置加热升温，增加了炼油能耗。其次是蒸汽、循环水等公用工程设施运行问题突出。在炼厂扩能、装置配套改造时，大多是依托原有的公用工程设施，多年改造后，形成了公用工程瓶颈多、能耗高的现状。例如，石家庄由于中压蒸汽系统的瓶颈、中压蒸汽管线保温失修（很多处的外壁温度在110198之间，严重的有裸管的现象）造成100t/h的中压蒸汽无功减温减压，造成2.4kgNO/t原油的炼油能耗上升；茂名还有2000t/h的循环水自流方式循环，增加了提升能耗；燕山、福建的循环水温升普遍低于4；石家庄和沧州的膜式空冷每台消耗除盐水3t/h等等。对公用工程的瓶颈部分进行适当改造优化，节能的潜力巨大。再次是炼油化工板块之间的联合优化不够深入。由于种种原因，企业内部的炼油、化工板块自成体系，本来可以互供的物料没有互供。从炼油、化工一体化管理的趋势看，在企业内部的板块之间需要进行运行优化，进一步降低生产运行成本。例如，高桥的炼油蒸汽系统没有和电站连联通，炼油的蒸汽系统很脆弱；天津乙烯的甲烷气到电站作燃料，炼油部分用焦化干气制氢，资源利用不优化，也增加了制氢成本；天津电站部分供炼油部分的蒸汽中压低于低压蒸汽的价格，价格的倒挂，误导了能源消耗的取向等。板块之间的优化需要企业负责人组织实施，牵涉的面比较广，实施起来主要是管理问题，技术难度不大，实施后的节能效果明显。3、 新厂、新装置的设计不优化，项目建成的同时又制造了新的节能技术改造项目。近几年由于建设装置比较多，设计单位的工作负荷相对饱满，对装置本身的设计比较重视，对装置之间的热联合、低温余热的利用基本没有考虑，本来可以在设计期间稍做改动就可实现的措施，装置还没有建成就已经留下了需要节能改造的隐患。例如九江的焦化装置低温余热没有考虑、原料也没有与常减压热联合；海南实华总流程设计时没有考虑低温余热的利用，气体分馏还需要4060t/h蒸汽作热源等。初步分析有以下几方面的原因：一是设计标准不先进。设计者采用生产运行的实际数据或以前比较落后的数据作为能耗和加工损失的设计依据，有利于装置设计考核时能够达标；企业又采用设计数据作为达标对接的依据，互相引用落后的数据，不能推动技术进步。二是设计者缺乏全局观念，节能意识不强。装置设计时设计人员图省事，采用同等规模的设计图纸略作改动或不做改动，没有根据企业的具体情况考虑相关装置的热联合，一方面热阱等热源，另一方面热源在冷却；新厂的设计没有从总流程的角度综合考虑节能降耗的工艺流程；设计人员节能意识不强，存在图清闲、怕麻烦的惰性思想，抢时间、抢进度、不追求节能水平。三是设计审查缺漏。在初步设计审查期间，不论是企业还是总部的审查人员，应该强调节能的审查概念；企业提出了修改意见，设计院不重视，没有在审查意见中体现，最终导致了新设计的炼厂和装置技术经济指标不先进，等到总体试车方案审查时再发现已经错过实施的最佳时期；四是项目投资的控制限制。在设计审查时，一提到节能优化，企业和设计单位的第一反映是投资不足，确实存在控制投资就不做节能优化的现象。4、 生产运行的保安措施过于保守，制氢等高能耗装置运行。一是过多使用保安燃料油，瓦斯过剩放火炬，增加了加工损失，增大了炼油能耗，降低了综合商品率。例如，天津分公司在炼油供电站瓦斯2.6t/h的同时，加氢裂化、常减压的加热炉还在烧燃料油；武汉分公司燃料气过剩放火炬，两套催化的锅炉燃用1.5t/h的燃料油。二是过分追求过剩的氢气质量，增加了炼油能耗。高桥分公司润滑油加氢异构化装置和加氢裂化装置使用的氢气对氯含量要求比较苛刻，设计采用制氢装置生产的氢气。由于措施不到位、流程不合理，重整氢气与制氢的氢气不能够互相联通，一方面重整的氢气有8000Nm3/h、润滑油加氢装置的循环氢有3000Nm3/h直接排入高压瓦斯，另一方面，制氢装置消耗37t/h的石脑油，既降低了高附加值产品产率，又增加了炼油综合能耗。据了解，高桥分公司高压瓦斯的氢含量达到65%(v)，天津的高压瓦斯氢含量在45%左右。武汉由于3000Nm3/h氢气的缺口，制氢装置运行负荷只有30%，增加了运行能耗。三是低压瓦斯管理不善，低压瓦斯量过大，造成瓦斯放火炬，增加了加工损失和炼油综合能耗。低压瓦斯管理比较好的镇海炼化，低压瓦斯流量为4000Nm3/h，与之不成比例的是，金陵5000Nm3/h、天津5500Nm3/h，荆门则达到了8000Nm3/h的低压瓦斯量，大量的低压瓦斯在系统内循环，多台压缩机同时运行。气柜的螺杆压缩机运行故障或装置操作波动时，必然导致瓦斯放火炬，增加了加工损失和炼油能耗。四是硫磺装置不配套，酸性气过剩，瓦斯配烧。例如福建2005年酸性气量增加，硫磺装置能力有限，酸性气大量放空，造成瓦斯放火炬损失。5、 技术服务组提出的措施落实不充分或不落实，技术服务的效果没有得到充分的发挥。在部领导的亲自带领和指导下，已经对不少的企业组织了调研和技术服务，制定了相应的技术措施。但是，据了解，各企业对技术服务措施的落实程度差别很大：石家庄初步实施后炼油能耗降低了4kgNO/t；天津的焦化落实措施后轻收提高了5个百分点；高桥的氢气平衡、燃料平衡和重油平衡问题很突出，措施也切实可行，但是这些大的措施基本没有实施。初步分析有以下几个方面的原因：一是对节能的重要性认识不够，紧迫感不强。只有到对接指标时才认识到节能降耗的重要性,在生产过程中举手之劳的措施没有积极落实。例如，气体脱硫再生塔底重沸器的蒸汽消耗远远高于实际需要；利用催化裂化的低温余热作为气体分馏的热源等明显的热源没有得到利用。二是对技术服务的措施的理解不够深入。由于节能的潜力很大，计算出来的节能效益是惊人的，个别人会不敢相信是真的；提出的措施是在横向对比的基础上，与现有的操作习惯有区别，不容易接受；有一些措施需要卡边控制，甚至极限操作，操作苛刻开度大，企业有畏难情绪，实施的积极性不高；由于措施的提出无形中对相关人员的工作是一种质疑，企业执行层的领导对这些措施有一定看法，主观上积极性不够等主观原因限制了技术服务措施的落实。6、 缺乏总工程师层面的综合技术管理，达标节能管理缺乏硬性措施，大幅度降低炼油综合能耗有难度。从企业对接可以看出，优化运行还有一定潜力，但是余地不大，由于这些措施还要克服观念上的差别，实施起来困难不小。实现5年降低4个单位的能耗目标，需有硬性措施才能保证。这些措施单纯依靠企业自己有难度，因为不少的企业没有专职的总工程师来抓技术管理和优化运行工作；即使设置总工程师的企业，近几年的质量升级使得总工程师的主要精力在于发展规划和做大规模，还没有与生产运行的管理很好地结合，节能措施提不出来，炼油能耗降不下去，指标完成有难度。二、 2006年工作目标06年能耗目标是68.2KgEO/t。三、 2006年重点工作（炼油事业部技术处要抓的具体工作、企业应抓好的几项工作、指导企业抓的具体工作、国外公司合作项目）1、开展多种形式的节能降耗工作，确保全年能耗指标。一是组织炼油系统的蒸汽专题调研，为企业制定炼油系统公用工程的节能技术改造方案。蒸汽系统调研的主要方向是：温降损失大，降阶使用比例高，水汽比不合理，管网瓶颈和蒸汽管网设置不合理等。组织系统内设计、操作和现场管理的专家对股份公司所属企业的炼油系统的蒸汽状况进行调研，针对每一家企业存在的问题，督促经济技术研究院和相关的设计院等单位，为企业制定节能咨询报告，作为企业节能技术改造项目的依据之一。考虑到调研时间比较长，为了不影响其它工作，调研分华北、沿江和沿海三次进行。 计划在2006年上半年，在广州、九江新装置开工前，开展全厂用能调研，提前消化增能因素，并使装置能耗水平向同类装置结构的企业靠拢；同时对能耗达标压力较大的企业（燕山、荆门、茂名、齐鲁、石家庄等）强化措施落实，实施节能优化。2006年下半年则重点组织实施广州、九江新装置建设后的用能优化，积极消化新装置投产后对能耗的影响。二是组织经济技术研究院，针对企业节能状况，选择相应的企业开展节能技术服务。继给荆门、石家庄、济南和齐鲁进行节能技术服务，制定节能方案之后，2005年组织经济技术研究院对茂名实施了节能技术专题服务，制定了相应的技术方案。借鉴济南、齐鲁的节能改造的成功经验，吸取荆门节能改造方案存在的不足，计划在2006年上半年，组织实施长岭的节能改造技术服务，下半年重点组织实施广州、九江新装置建设后的用能优化。三是对达标困难的重点企业开展帮促服务。从今年对接指标的难度看，荆门分公司的达标指标虽然对接了，由于企业没有切实可行的措施，估计达标指标难以完成。为了帮助荆门分公司降低加工损失、降低炼油能耗和提高综合商品率，初步考虑在春节过后就组织比较强大的技术服务队伍赴荆门进行达标节能的专题服务，如果上半年达标指标依然完成不理想，将在七月份对荆门实施第二次的技术服务，确保明年达标指标的完成。四是组织编制、审查、应用基础能耗计算软件，强化基础能耗在节能工作中的作用。在今年工作的基础上，编制出相应的基础能耗计算软件，组织专家对软件进行审查，完成后开始在系统内推广应用并作为“十一五”期间装置达标考核指标，使得基础能耗的计算简便易行，以基础能耗为标尺衡量装置的实际运行能耗水平。组织节能中心等单位，联系各炼油企业开展未来三年节能规划工作。由于系统内普遍推行“三年一修”，因而部分企业受检修时机等因素的影响，难以落实节能措施，不便于持续降低能耗。为此，考虑在系统内开展节能规划工作，为企业确定2007年、2008年、2009年的能耗目标，做到一次规划、分步实施。初步考虑06年5月企业完成本单位节能规划，8月左右确定企业“十一五”末的能耗目标。五是适时推出节能指导意见，指导生产运行。初步考虑常减压、催化裂化和公用工程的节能操作和设计的指导意见，报送部领导和有关专家审查后，适时征求企业意见，择机推广，作为企业生产运行的参考与指导。六是合理利用国际环保政策，尝试CDM合作节能新模式。根据京都议定书公约，目前发展中国家CO2的排放指标比较宽松，欧洲的企业排放指标则比较紧张，2012年之后发展中国家的指标将重新修订更为严格的指标。利用CO2排放指标的差别实施炼油节能，是目前的新型模式之一。尝试通过所罗门公司介绍，选定系统内的个别企业（初步考虑荆门）由国外公司负责对其投资降低炼油能耗，用CO2排放指标换取炼油能耗的降低，缓解投资不足的矛盾。七是积极参与新建项目的审查，督促优化工艺流程，跟踪落实节能效果。建议基础设计书中增设新建项目的节能章节，督促设计单位考虑节能问题，从总部管理角度提出节能降耗的严格要求；参与新建装置的设计审查，要求新装置必须与现有装置联合优化，不能孤立地建设装置；督促新建炼厂的总流程优化，例如再次关注青岛项目的用能是否优化，根据情况督促企业组织节能降耗的设计修改，做到新装置、新水平。从中石化的管理模式上，应该考虑在发展计划部的项目审批中增加节能的权重，从项目初期、可研、基础设计到试车方案整个体系抓节能降耗。2、优化生产方案，作好氢气平衡、瓦斯平衡、优化制氢原料，降低高耗能装置的运行负荷。首先优化制氢原料，降低氢气生产成本。扬子、上海石化、茂名、齐鲁、高桥、金陵等企业制氢用石脑油比较仍较大，制氢成本较高，可优化潜力较大。明年通过进一步优化生产方案，并结合适当的改造，提高制氢原料气体化比例，在积极争取天然气的同时，要用好用足本企业的优质原料如焦化干气、加氢干气、甲烷氢等，对全厂瓦斯平衡困难的企业，可以采用部分燃料油顶燃料气的办法，保证制氢用干气，通过以油顶气、以气顶油(轻油)降低生产成本。其次优化加氢生产方案。为配合质量升级，近两年新上的扩建加氢装置较多，明年还将有齐鲁、茂名、金陵、九江、上海石化、广州(航煤加氢)等企业新的柴油加氢投产，另外还有燕山等企业柴油加氢扩能，大幅度缓解了目前柴油质量卡边的状况，但同时也将带来生产成本的上升。一方面有关企业要通过优化原油结构、降低原油采购成本，另一方面要根据全厂硫平衡情况优化加氢方案，选择合适的加氢深度，减少质量过剩和氢气消耗，要力争在原料性质变化不大的情况下，控制全厂氢耗量的大幅度增加。3、制定相应的生产管理过程指标，督促、引导企业抓生产运行的优化，促进技经指标的提升。初步考虑推行循环水温升不小于10，严格循环水场扩能项目的审批，充分发挥现有循环水场的作用；低压瓦斯排放率3 Nm3/h·t加工原油，在投资项目审批时，严格控制气柜压缩机的审批，要求企业从管理上降低低压瓦斯的生成；氢气利用率（燃料气中氢含量）35%（V）；蒸汽损失率（蒸汽损失减温减压蒸汽量）：40g/h·t加工原油等指标，增上蒸汽监测管理系统，优化蒸汽系统的设置等，督促企业在公用工程管理上下功夫，有利于促进达标指标的完成，提升企业管理水平。4、深入分析燃动结构，优化运行，降低燃动费用。配合设备处抓好烟机的运行管理，提高烟机运行的同步率和负荷率；指导企业切削机泵叶轮，避免扬程大幅度过剩，减少电力外购。优化蒸汽管网的运行，选择试行蒸汽监测管理软件，减少蒸汽降阶使用，减少关联交易的外购蒸汽。5、积极推广节能降耗的新技术，依靠科技进步降低炼油能耗。在原油性质相对稳定的企业推广窄点理论，优化常减压换热网络；用热媒水技术提高催化裂化余热锅炉除氧水温度；改善蒸汽保温质量，减少无功减压的蒸汽量；用蒸汽监测管理软件分析蒸汽运行状态，提高全厂蒸汽管理水平；用加热炉核算管理软件，分析加热炉瓶颈，适当改造提高加热炉效率。6、采取一定的奖励机制。对节能工作开展较好的企业，给与奖励。一是精神奖励，每年对节能降耗进行评比，对做得好的企业给予通报表扬、发证书等措施进行奖励。二是物质奖励。可以考虑以下政策：（1）将节能效果与投资建设按一定比例挂钩，将改扩建项目设定节能指标，保证完成；对能耗不达标的企业，可以推迟或暂停部分投资项目。（2）设立一定的节能奖励基金（如总额100万元），用以奖励节能效果突出的企业。四、附件附件1：常减压蒸馏装置节能指导意见（初稿）电脱盐1、 脱盐选型时，选择电耗较低的交直流电脱盐，不推荐较早型号的直流或交流电脱盐。2、 极板的设计尽量选用电场面积较大的结构，例如圆形电场、矩形电场等，提高原油在电场内的有效时间。3、 混合方式选择静态混合器、压差混合器联合方式，提高混合效果，在压差混合器的选择上选择鼠笼式等压降较小的混合器。4、 采用污水汽提的净化水作为电脱盐的注水，不采用除盐水作为注水水质，根据脱盐质量控制注水比例，当脱盐质量不足、净化水富裕时，可采取两级脱盐同时注净化水。5、 优化污水汽提流程，提高注水温度。在安排污水汽提流程时，电脱盐注水尽量不冷却或增设跨线少冷却，提高注水温度不小于70。6、 优化破乳剂注入方式，提高脱盐效果。综合考虑电脱盐的工艺，采取原油罐区、电脱盐装置等位置分段注水、“少量多次”的原则注入破乳剂，提高脱盐效果。7、 “量体裁衣”筛选破乳剂。针对具体的原油品种筛选合适的破乳剂。对于原油变化较小的企业，可以严格筛选后相对固定品种；对于原油品种变化较大的企业，应根据原油品质的分类，筛选出几类破乳剂，不同的原油品种选用不同的破乳剂。8、 加强界位操作，控制含盐污水的含油量在150ppm以下。加热炉9、 采取烟气空气预热器的流程，提高空气预热温度。10、 采取热管式余热回收装置，回收烟气余热，控制排烟温度不大于160（第一年）、180（连续第二年）、190（连续第三年）。11、 增上氧化锆设施，监测控制加热炉烟气氧含量不大于3%(v)。12、 采用钉头管传热技术，提高传热效果。13、 采用部分低压火嘴混烧方式，回收减顶瓦斯。在火嘴前增设阻火器，防止回火。常减压蒸馏14、 原油选择时应考虑API°和馏份切割相近的原油品种，确保换热流程的优化运行。15、 严格计算工艺流程的压降，选择合适的机泵扬程。已经建成的装置，检查原油泵、初底泵和减底泵流程的手阀、控制阀开度，避免用阀门节流的方式控制压力，必要时核算切削叶轮直径。16、 用窄点技术核算工艺换热网络，控制原油换热终温在295以上，连续运行三年的装置换热终温不低于280。必要时可以采用在线清洗技术，针对具体的换热器在线除垢，提高换热效果。17、 不推荐在常减压装置直接回炼没有处理的重污油、焦化蜡油，减少换热器堵塞、避免循环物料增加能耗。18、 根据常压渣油的350组份含量，控制常压塔底注汽量不大于5t/h，5mt/a以下加工能力的常减压塔底注汽不大于3.5t/h。19、 直馏柴油进加氢精制装置的常减压，停用柴油汽提塔汽提蒸汽，柴油闪点在加氢装置控制。20、 直馏蜡油与催化裂化装置、减压渣油与焦化装置、常压渣油与催化裂化装置（如果有常渣进催化流程）实现热联合供料，中间物料不再冷却。21、 综合考虑罐区储存温度指标，外甩进罐区的渣油温度控制在130150之间，减少罐区维温热源消耗。22、 破乳剂和缓蚀剂的稀释用水采用污水汽提装置的净化水替代目前的除盐水；三顶注水注净化水。23、 优化三顶瓦斯流向：轻质原油设置吸收稳定系统；增上压缩机瓦斯改进催化裂化或延迟焦化装置的气压机入口；提高初常顶操作压力，瓦斯直接进临近的催化装置的气压机入口。24、 重油机泵采用波纹管密封，设计新装置时不再增设常减压装置的封油系统。25、 减压塔注汽采用多点注汽，降低注汽量，提高炉出口温度。26、 采用减压深拔技术，提高减压拔出率，控制减压渣油500以前的组份含量在2.5%以下。27、 优化蒸汽的发生与消耗，做到常减压装置不再使用外供蒸汽，力争外送蒸汽。28、 优化发生蒸汽的汽包的定排、连排操作，根据水质变化调控连排流量，控制水汽比在1.05以下。29、 优化蒸汽伴热的使用，做到“三停一减”（春夏秋三季停用，冬季减量使用），减少伴热蒸汽的消耗。30、优化循环水的使用：控制循环水温升不小于8；减压抽空器的循环水做到二次使用再出装置。附件2：催化裂化装置节能指导意见（初稿）(一)、再生及烟气能量回收1、选型时，单段再生优于两段再生；在单段再生型式中，两器高低并列优于两器同轴，建议尽量选用两器高低并列、单段逆再生型式。由于两段再生形式烟气能量利用不理想，从能耗利用角度出发新装置设计时尽量少采用并列式两段再生工艺。对现有的两段再生装置中，一再不回收CO化学、二再烟气不进烟机的装置应适时予以改造，回收二再烟气的能量，做到烟气全部进烟机；2、对再生器压力低，同时一二再生器顶压差高的装置进行改造，以减少一二再顶压差，以提高烟气能量回收率。3、优化特殊工艺装置的操作，降低DCC工艺装置能耗。安庆DCC工艺裂化深度大，裂化反应热高达888.6kJ/kg，是装置能耗较高的原因之一。该 设计上也存在缺陷，由于在设计时没有考虑分馏塔顶循环回流，塔顶温度采用冷回流控制，增加了反应回路的压降；塔顶油气完全采用循环水冷却，相当于顶循和塔顶油气的低温余热都没有回收；烟气系统没有烟机，烟气能量没有充分回收，综合起来看，如果能量回收手段完善 ，DCC工艺本身的能耗不至于太高。4、优化再生操作，控制合理的耗风指标。对完全再生型式，以再生器为边界线，控制耗风指标不高于12.0Nm3/kg焦炭；对不完全再生装置，优化CO锅炉的焚烧配风比例，监测锅炉后烟气氧含量，控制补风比例不严重过剩；5、改善再生催化剂溢流口设计，控制循环催化剂烟气携带量。催化剂脱气不理想，将造成富气中的氮含量升高，增加气压机和吸收稳定的能耗，也是安全隐患。建议监测控制干气中的空气含量不高于20%（v），严重时必须改善脱气设计，提高脱气效果；6、在装置(改造)设计中，选择与主风机能力匹配的烟机，避免由于烟机选型过大，导致烟机常不能发电，或者选型过小，烟气部分排空；7、设计烟机时应充分考虑使烟机能力完全与装置能力匹配，在加工量低于设计工况时，采用改小叶片、减小围带面积等办法，增加烟机本体压力降，减小其入口蝶阀的压力降，提高能量回收率；在满负荷生产的工况时使用原设计的大叶片和围带，使烟机能保持在最佳工况点附近运行。8、烟机在接近临界工况时，可以采取提高主风流量、提高主风压力，允许主风少量过剩的方式，实施烟机发电；9、设计或改造时，充分考虑两器与主风机组的相对位置，避免距离过大，减少压力能及热能损失；合理排布主风与烟气管线，减少弯头数量；10、设备管理与工艺管理相结合，对现有的烟机组织攻关，解决振动问题、临界工况下的齿轮箱位移漂移问题，实现烟机发电；11、提高烟机的同步率和负荷率，降低装置电耗。控制烟机同步率在95%以上；提高烟机负荷率（实际发电量/设计发电量），达到负荷率95%以上。避免牺牲负荷率保证同步率的操作模式。2003年股份公司平均电耗为29kwh/t原料，安庆的DCC由于没有烟机，电耗达到78kwh/t原料，足见烟机对能耗的影响；12、对于无烟机的装置，要控制耗风尽可能低，以降低装置能耗；对有烟机的装置，应在保证烟机回收效率高的前提下，核算确定最佳的耗风指标，从而使主风烟机机组的总能耗最低，以降低装置能耗。13、在主风管道的设计、改造中，应尽可能降低系统压降。减少主风管线的弯头数量；采用主风机烟机机组靠近再生器布置的方案；主风机出口单向阀采用强开强关型阀门；减少主风管线的文丘里管等测量仪表。14、设有主风入口过滤装置的机组，要及时更换过滤介质，尽量提高主风机入口压力，降低主风机压缩比；15、尽量降低再生回路的压力降，提高烟机入口压力，控制主风机出口至烟机入口压力降不高于90kPa，提高烟机做功，做到烟机发电。每10kPa的压降将造成180250kw的能量损失；16、装置(改造)设计时要统筹考虑余热锅炉及再生烟气管道的通流能力与加大烟气流通面积增加的投资之间的关系。设计管径相对较大的主风烟气管线，减少管路压力损失，提高入口(或降低出口)压力，提高烟机的膨胀比；17、在烟机型式上应采用2级烟机。18、对已有的两段再生装置，应对装置适当改造，把所有两段烟气都引入烟机，并在生产中减少烟机旁路流量，提高烟气能量回收率。19、主风机出口单向阀在设计选型时尽量选用压降较小的强开强关型；随开随关型的单向阀压降较大，其压降一般在10 KPa左右；随开强关型，压降为5KPa左右；强开强关型的压降最低，为1-2KPa左右。目前随开随关的较多，占50%左右，随开强关占 10%，强开强关的有40%。如能全部改为强开强关型式，对规模140万吨/年的催化裂化装置而言，如其主风机功率为10000kw，能回收的功率可240kw；20、主风机出口管线尽量避免主风流量调节阀节流，调节阀开度一般控制在50以上；21、控制合适的主风分布器的压降，一般控制在610kPa。对于压降较大的主风分布器，应及时调节开孔率，在不影响布风的条件下尽量减少分布器压降；22、在保证再生操作正常的状况下，控制较低的催化剂床层料位，减少床层压力损失；23、选用压降较小的再生器旋分器和三旋，适时调整三旋开孔率，控制较低的旋分压降，例如PV型的内旋和PDC系列的三旋等成熟的技术；24、取消再生器出口烟气管线上喷汽、喷水设施，减少再生烟气的温降损失。老烟机改造时选用新型材质，耐温应在706左右，提高烟气温位，消除烟机对烟气较低温度要求，同时可以减少膨胀节的露点腐蚀；25、选择尽可能小的临界流速喷嘴直径，减少烟气损失。应控制临界流速喷嘴烟气泄放量在3%5%，采取耐磨层堆焊技术，减轻磨损程度；26、正常操作时烟气旁路蝶阀保持全关、烟机入口蝶阀、闸阀保持全开。避免蝶阀、闸阀节流的操作模式；27、加强烟道保温，保持再生器出口至烟机入口温降不大于30；28、控制适量的轮盘冷却蒸汽，原则上应控制不大于1.5t/h，避免过剩；29、使用中压过热蒸汽替代1.0MPa低压蒸汽作为烟机轮盘保护蒸汽，有利于延缓轮盘结垢，提高烟机运行周期；30、保持适当的再生器壁温，减少散热损失。加工含氮的焦化蜡油的催化裂化装置再生器壁温一般控制在 ？ ，加工含氮原油的装置再生器壁温一般控制在 ？ ，原料性质较好的装置再生器壁温控制在 140160。；31、再生器内、外取热器尽量发生中压或者高压蒸汽。避免中压蒸汽系统发生低压蒸汽，或者由于机组不匹配，中压蒸汽直接减温减压作为透平动力蒸汽；32、选择理想的锅炉吹灰设施，控制余热锅炉的排烟温度不高于180，三年以上的长周期运行装置应控制排烟温度不大于220；33、选择合适的余热锅炉取热面积，充分回收各温位烟气热量。保证足够的省煤段面积，控制排烟温度；保证合适的过热段面积，保证过热蒸汽的温度；34、充分回收烟气余热，锅炉旁路蝶阀开度控制为零，并增加水封设施；35、临界喷嘴的烟气直接排入烟囱，减少余热锅炉积灰。由于这部分的烟气含有大量的细粉催化剂，静电吸附能力强，容易造成余热锅炉的炉管积灰，导致旁路蝶阀打开，减少了烟气余热的回收比例，应把这一股烟气直接排入烟囱；36、增设四级旋风分离器，减少临界喷嘴的磨损。未设四旋的装置，由于烟气粉尘含量大，临界喷嘴磨损严重，随着开工周期的延长，临界喷嘴直径会逐步增大，增加了烟气跑损，减少了烟机回收烟气流量，应考虑增设四级旋分器；37、锅炉采用水热媒技术，为余热锅炉、内外取热器、油浆（回炼油）蒸汽发生器提供高温除氧水，减少露点腐蚀，进一步降低余热锅炉排烟温度；38、补充燃料的CO锅炉核算补风量，增加鼓风机出口流量变频控制系统，避免风量过剩，控制合理的耗风指标；39、减少烟气中的硫含量，以降低露点温度。可以考虑采用烟气硫转移剂来降低烟气硫含量，从而降低烟气露点；40、降低烟气中的水汽含量，降低露点温度。可以减少再生器注汽，如烟道注汽、主风事故蒸汽、烟机轮盘冷却蒸汽等蒸汽用量，减少水汽分压，降低露点温度；41、强化吹灰效果。对于已建成装置建议采用激波吹灰、强化蒸汽吹灰等方式来增强吹灰效果，提高传热效率；对于新建装置建议采用便于除尘的管束排列方式，以方便运行中吹灰除尘。42、对余热锅炉负荷不配套的装置、或不能发生中压蒸汽的装置进行改造，以提高锅炉发汽能力，降低装置能耗。（二）、反应分馏43、优化催化原料性质，降低原料残炭，降生焦率。按排烟温度180，耗风指标12.5 Nm3/kg计算，生焦率每上升0.1，则装置总能耗上升0.071 kgNO/t；44、控制原料油金属和盐的含量，盐含量应控制在3mg/L以下，金属含量应控制在Ni+V<15ppm，减轻对催化剂的污染，减缓分馏塔结盐速率，降低由于污油回炼造成的能耗；45、控制较高的原料油预热温度，应控制不低于195，改善雾化效果，降低生焦率。46、回炼比越大，能耗增加的可能性就越大；应尽量不回炼或少回炼油浆。47、优选催化剂，采用重油裂解能力强的催化剂和低回炼比操作，以提高目的产品的转化率和收率，减少生焦；48、选择先进的提升管出口快分结构型式，提高快分效率，后部设置一级旋分器，降低快分压降；49、选择先进的沉降器旋分器结构，提高效率的同时降低旋分器压降；旋分效率较好的只需要设置一级旋分器；50、谨慎使用终止技术。从能耗的角度出发，不推荐催化装置采用终止技术，对于采用终止技术的装置，应尽量少使用净化酸水尤其是软化水作为终止介质。51、加强大油气管线和分馏塔入口的保温设计与管理，在入口法兰处增加保温，设置防雨措施，减少由于结焦造成的压降；52、选择合适的分馏塔顶油气线管径，减少油气线压降。反再系统扩能改造后，应及时改造分馏塔顶油气管线，避免由此引起的压降损失；53、分馏塔顶油气后冷器尽量选用折流杆式、螺旋扁管式等高效、低压降的换热器，减少换热引起的压力损失；54、选用雾化效果较好的提升管进料喷嘴，如UOP的Optimax进料喷嘴，降低生焦率，降低干气产率；55、控制合适的雾化蒸汽比例，馏分油催化雾化蒸汽占总进料量的24%，重油催化约占57%，过大的蒸汽比例不仅增加装置能耗，还会导致喷嘴线速过高，剪切破碎催化剂；56、控制合适的汽提蒸汽的比例，控制汽提蒸汽用量为24kg蒸汽/t催化剂；可以通过再生温度的变化选择最佳比例的汽提蒸汽；从操作上改变汽提蒸汽越大汽提效果越好的观念，优化蒸汽用量；57、选用汽提效果较好的多段汽提结构。同样汽提效果下，多段汽提比单段汽提的耗汽量要小；58、采用提升管预提升段流化分布器，改善预提升段底部的流化状况，提高流化质量，降低预提升蒸汽消耗；59、在气压机能力允许的情况下，使用干气预提升、干气雾化技术，减少蒸汽消耗，减少低温余热的损失；60、停用长期闲置的喷嘴保护蒸汽、MIP开工保护蒸汽等；61、以满足喷嘴前压力为前提，选择合适的原料油泵出口压力，泵出口压力过高应及时切削叶轮，避免扬程过剩，节约电能；62、对照设计尺寸，严格检查反应器和沉降器的蒸汽锐孔板直径，避免过大，吹坏设备、增加能耗；63、充分利用分馏塔顶循环回流，减少或不用冷回流，减少由于冷回流造成的反应回路压力损失，同时顶循量增加以后可以提高顶循返塔温度，延缓分馏塔结盐；64、适当增加分馏塔中上部开孔率，在控制产品切割质量的同时降低分馏塔压降；65、在设计时，避免分馏塔顶油气管线爬坡；现有的不合理设计，要选择适当时机改造；66、油浆循环泵和油浆外甩泵分别设计。外甩油浆由于流程较长，需要的扬程较高，流量较小，可以设置1.0MPa左右的油浆泵；循环油浆由于流程较短，需要流量大扬程低的油浆泵。可以考虑分别设置油浆泵，最多只保留一台高扬程大流量的油浆泵，降低油浆泵的电耗；67、充分、合理地利用油浆的高温位热量。发生中压蒸汽，避免发生低压蒸汽或者中压减温减压到低压蒸汽使用；与常减压热联合，提高原油换热终温；避免高温位热量低能级使用，例如加热除氧水等；68、回收分馏塔中段循环回流的热量。一中作为稳定塔热源，二中发生中压蒸汽，解析塔底热源采用1.0MPa蒸汽；69、采取积极有效的措施在保证目的产物收率的同时降低干气产率，减少再生催化剂中烟气的携带量降低气压机能耗；70、减少气压机反飞动操作。设计时应考虑气压机合适的负荷；低处理量时可以采取干气预提升、干气雾化的操作方式，减少反飞动流量，正常操作时气压机入口反飞动流量为0Nm3/h；71、气压机机间凝液用泵打入气压机出口凝缩油罐，避免自压入气压机入口粗汽油罐，增加气压机负荷；72、改善粗汽油罐破沫网的设计，减少破沫网压降；73、合理调整分馏塔各中段取热比例，尽量多利用高温热，减少低温余热的损失；74、采取装置热联合回收顶循环回流、柴油和塔顶油气的低温余热。分馏塔顶油气先与低温热水换热，再经循环水或其它介质冷却，回收塔顶油气的低温热；顶循环回流应加热除盐水或除氧水，也可以直接作为气分的热源，避免用循环水或空冷直接冷却；柴油应与原料油或低温热水换热后作为气分热源或替代蒸汽除氧；75、尽量发挥顶循环回流的作用，减少或不用冷回流操作，减少冷回流操作带来的气压机入口压力的下降。10kPa的压降大约有400kw的功耗增加；76、顶循与气分装置进行热联合，利用加热热水回收塔顶油气低温余热，没有塔顶油气低温热回收工艺的装置不推荐提升管中止介质使用水；77、催化裂化原料实施装置热联合供料。蜡油和渣油供催化裂化时都应该热供，减少输转热量损失，油浆只作为最后一级加热，多余热量发生蒸汽或与常减压热联合提高原油换热终温；（三）、气压机吸收稳定78、优化吸收操作，避免过度吸收。控制合适的吸收塔补充吸收剂流量，避免过度吸收；补充吸收剂和出装置的稳定汽油分开冷却，提供温度较低的补充吸收剂；根据室外温度变化，及时调整空冷风机等冷却器负荷，避免过低的吸收温度；79、以液化气C2含量为限制因素控制解析塔底温度，避免过度解析，因为过度解析则造成解析气流量过大，导致吸收系统冷却负荷上升；一般情况下应控制解析气的流量不能大于干气流量；80、气分装置的C2泄放气应到吸收稳定系统回收其中的丙烯。C2塔和原料气缓冲罐的泄放气中丙烯含量很高，丙烯含量一般在5080%之间，催化裂化车间应配合引进吸收稳定的凝缩油罐，回收其中的丙烯和液化气组份，不应排入低压瓦斯管网；81、气压机选型时应尽量选择效率较高的背压蒸汽透平形式；因为蒸汽平衡需要必须选择凝汽透平时，也要选择效率较高的透平机组；82、选择密封效果较好的放火炬控制阀，减少低压瓦斯泄漏。放火炬控制阀容易泄漏，富气排入低压瓦斯管网，不仅造成回收能耗，而且引起系统硫腐蚀；83、控制沉降器顶到气压机入口压降不大于80kPa，提高气压机入口压力，减少动力蒸汽消耗。一般情况下，对效率为50%的气压机而言，每10kPa的压降将会导致100kw的功耗上升；84、解析塔采用冷热分进料方式，改善解析效果，降低解析塔耗能。冷进料进解析塔上部，热进料在下部进料，可以改善解析塔工况，减少解析塔低热源需求，减少解析气流量；85、以干气中C3组份含量为限制因素，控制合适的气压机出口压力。太高增加了气压机的功耗，太低又不利于吸收塔操作；86、控制稳定塔顶回流比1.72.0，减少塔顶排弃能；87、以汽油蒸气压为限制因素，控制较低的稳定塔底温度，尤其是热源不足时，要减少稳定塔底热量需要；88、优化解析塔和稳定塔的压力，停用脱乙烷汽油泵。增设脱乙烷汽油直接进稳定塔的流程，控制解吸塔压力比稳定塔压力高0.2MPa以上，停用稳定塔进料泵；89、优化脱硫再生塔的操作，减少蒸汽消耗。部分催化裂化装置包括气体脱硫装置，根据再生塔热量平衡核算，目前大部分装置的再生塔底重沸器蒸汽严重过剩，一般情况下应控制在2t/h以下，降低蒸汽消耗；（四） 公用工程90、加强对循环水的管理，控制循环水温升不低于8。加强循环水质量的控制，防止循环水结垢或腐蚀；监测每一台循环水冷却器的回水温度，确保每台换热器循环水进出口温差在812，控制总的循环水温升在8以上，凝汽式透平也应以真空度满足要求为前提，控制适当高的循环水