有效利用热（精选7篇）
有效利用热 篇1
1 引言
温室气体排放会引起全球气候变暖, 而加强节能减排正是应对全球气候变化的首要工作[1,2]。合理用电, 节约用电, 以及将一些废弃能源转化为电能成为节能减排工作中的重中之重[3]。我国有着最大的煤焦化产业, 有着在数量和产量上都占世界前列的冶金钢铁行业, 水泥行业。这些行业在生产过程中所产生的大量的余热, 烟气, 尾气, 排放到空气中不但是对能源的重大浪费也是对环境的重大污染, 合理采集利用将其转化为电能既可以减少环境污染也可获得大量的电能促进能源的再利用。目前国内一些专业的节能服务公司如山东耀节能, 北京中科宇杰等, 中节能等在节电与余热发电领域都做了大量的工作[4,6]。
目前, 伴随着城市建设的高速发展, 空调已广泛普及, 空调外机向大气排放的热量十分巨大, 是引起气候变暖的又一主要因素。基于目前的状况, 如何收集并合理地利用空调热是我们目前急待解决的问题。本文试图研发一款空调热排放利用系统, 该系统装置不仅可以合理地收集空调热, 并可以将空调热转化为电能。这不仅可以大大降低空调热向空气的排放量, 还可以利用空调热发电, 同时高温循环水还可以供我们日常生活利用。
2 空调热利用系统设计
2.1 温差发电装置
本文设计了一款由5块液冷板和12片温差发电片构成的发电装置。该装置的平面设计图如图1所示。相邻的两个液冷板之间分别嵌入3片4cm×4cm规格的温差发电片, 相邻的液冷板交替通入自来水 (简称冷水) 和“气一水”换热器流出来的热水 (简称热水) 。通入热水的液冷板称之为热源, 通入冷水的液冷板称之为冷源。温差发电片正是利用与热源接触的一面热激发作用较强, 空穴和电子浓度高, 在这种载流子浓度梯度的驱动下, 空穴和电子向与冷源接触的一面扩散, 在低温开路端形成电势差, 并在器件内变成电能, 输出直流电压和电流。为了增加发电片与热源和冷源的接触面积及时间, 液冷板内管设计成为螺旋状[7]。液冷板内管的内部构造示意图如图2所示。
2.2 蓄电装置
由于热源和冷源的温度差不稳定, 因此, 发电装置产生的电量难以储存[8~10]。为解决这一问题, 本文设计了一种新的蓄电电路。该蓄电电路如图3所示。首先将发电装置产生的直流电经电源稳压模块稳压, 输出5V稳压电源给充电电路及系统工作, 目的是调整由于温差不稳定造成的波动状态的电流和电压, 将电压和电流的输出值与蓄电池的充电电压值保持一致, 从而更好的储存电量。本系统用的是锂电池蓄电, 由于锂电池的易损坏, 所以我们采用MAXl898充电芯片为锂电池进行智能充电, 该芯片的内部集成了输入电流调节器、电压检测器、充电电流检测器、定时器、温度检测器等。利用MAXl898充电芯片与STC12C5A60S2单片机结合, 组成一个智能的充电系统, 提供精确的恒流、恒压充电, 并且检测锂电池的输入输出电压, 自动切断充电及放电, 充分保护电池, 提高了电池性能并延长了电池使用寿命。在锂电池的电能输出利用方面, 使用了高效的开关型升压芯片LM2577为外界提供可变电压的输出电源。
3 结果和讨论
表1给出了热水温度不变时发电装置的输出功率, 电压和电流随热水与冷水温差 (简称温差) 的变化。表中资料清晰显示:输出的功率、电压和电流均随温差的减小而下降, 输出的电压和功率随温差的减小而下降的速率大于输出电流随温差的减小而下降的速率。这是由于热水温度不变, 随着冷水温度的升高, 即温差变小, 温差片与热源接触的一面所激发的空穴和电子浓度不变, 而与冷源接触的一面所激发的空穴和电子浓度增大。那么, 温差片的两个面的空穴和电子浓度梯度下降, 这必将会导致空穴和电子的扩散速率变慢, 因此, 输出的功率、电压和电流下降。当温差为85℃时, 输出功率、电压和电流分别达到18.39W、25.87V和0.71A。可见, 空调排气热经发电装置所输出的功率可以支持2个9W的LED灯照明, 也可适用于手机充电。
表2给出了温差分别为40℃和45℃时, 发电装置的输出功率、电压和电流随热水和冷水温度的变化。表中资料清晰显示:当温差一定时, 随着热水和冷水温度的升高, 输出的功率、电压和电流逐渐增大。这是由于温差一定, 随着热水和冷水温度的升高, 温差片与热源接触的一面和与冷源接触的一面都会因热激发而使得空穴和电子的浓度增大, 而与热源接触的一面其热激发的强度大于与冷源接触的一面, 因此, 与热源接触的一面其空穴和电子增加的速率大于与冷源接触的一面, 所以, 温差片的两个面的空穴和电子的浓度梯度增大, 这会使得空穴和电子扩散速率变快。因此, 输出的功率, 电压和电流增加。
“多余”的空调排放热经空调热利用系统, 不仅大大降低了“多余”的空调热向大气的排放, 同时这种“多余”的空调热还可以转化为电能。本文发电装置采用12片4cm×4cm的温差发电片进行的实验, 发电装置的最大输出功率可以达到18.39W, 足够供我们日常生活LED照明和手机充电。如果将发电装置系统做的更大一些, 如将发电装置的面积做到0.5m2, 即相当于液冷板之间嵌入312片4cm×4cm的温差发电片, 这样, 发电装置输出的功率足够供电脑工作。本文研制的空调热利用系统可以有效地利用空调热这种“多余”的能源, 符合我国绿色能源发展方向, 这对抑制气候变暖和获取电能具有现实意义。
4 结语
本文研制的一款由“气一水”转换、温差发电和蓄电三部分构成的空调热利用系统。该系统可以将空调热这种“废热”合理地转化为电能, 是一种绝对环保的发电方式。本文采用12片4cm×4cm的温差发电片进行的实验, 该实验表明:当高温热源温度为90℃, 低温热源温度为5℃, 即温差为85℃时, 输出功率、电压和电流分别可以达到18.39W、25.87V和0.71A。那么, 输出的功率足够供我们日常生活LED照明和手机充电。本文研发的空调热利用系统结构简单, 成本低, 占地面积小, 且对空调排放热的利用效率高。该系统装置具有普及和广泛应用的前景。
摘要：基于对空调外机排放热的有效利用, 研制了一款空调热利用系统。该系统由“气一水”转换、温差发电和蓄电三部分构成。空调热首先进入“气一水”转换装置, 接着冷水和从转换装置流出来的热水交替通入温差发电装置的液冷板, 温差发电片利用邻近液冷板的温差进行发电, 最后产生的电能储存至蓄电池。该系统的温差发电装置采用12片4cm×4cm的温差发电片进行的实验, 实验表明:温差发电装置的输出功率、电压和电流不仅与热水和冷水的温度差有关, 还与热水和冷水本身的温度有关。当热水温度为90℃, 冷水温度为5℃, 即热水与冷水温差为85℃时, 输出的功率、电压和电流分别可以达到18.39W、25.87V和0.71A, 该输出的功率可以供日常生活LED照明和手机充电。研发的空调热利用系统对空调热的排放起到了节能减排的作用, 实现了“废热—能源”的绿色转换。
关键词：空调热利用系统,温差发电,节能减排
参考文献
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催化低温热全厂综合利用 篇2
解决炼油装置低温热利用的最有效方法是建立低温热大系统。以除盐水为媒体,按照“温度对口,梯级利用”的原则,把分散在各个装置的热源集中起来,供给分散在各处的不同温位的热阱,实现低温热最充分、最合理的利用[1]。某公司催化裂化和催化裂解装置未利用低温热量较大,温位平均在80℃。如何找到低温用户,最大限度的回收低温热是公司一直做的工作。我们对全厂的低温热系统进行了调查,找到以下可以优化的空间:
(1)低温热高用,替代蒸汽
分馏塔顶循环回流温位为140℃,直接给脱丙烷塔、脱乙烷塔作再沸器的热源,再与热水换热。
(2)建立分级利用系统,达到高温高用、低温低用。
以丙烯塔再沸器作热源的热水温度为58℃,先后与厂区采暖水和家属区采暖水—与脱盐水—与新鲜水换热后最终返回热水罐,从而使热量得到充分的利用。
一、DCC催化裂解装置低温热系统简介
某公司催化裂解联合装置由500kt/a重油催化裂解装置、210kt/a气体分馏装置和80kt/a MTBE合成装置组成。
气分装置现运行脱丙烷塔(塔釜温度95℃)、脱乙烷塔(塔釜温度60℃)和丙烯塔(塔釜温度63℃)三个工段。丙烯塔塔底有两台再沸器,一台用催化低温热水作为热源,另一台用0.4MPag蒸汽作为热源,用量约为0.9t/h。脱丙烷塔,脱乙烷塔分别需3t/h,2t/h的0.40MPag蒸汽作热源。
DCC换热水680t/h自DCC换热水罐D210 抽出后分两路,一路400t/h送至DCC分馏塔顶油气- 换热水换热器E203,与塔顶油气换热,取出12155k W的低温热;另一路280t/h送至FCC装置换热,取出12123k W的低温热。送至FCC装置的换热水一路经稳定汽油- 低温热水换热器L304 和顶循- 低温热水换热器E2201;另一路与柴油- 低温热水换热器E2202 合并后再经一中- 低温热水换热器E2203,后与DCC低温热水汇合,汇合后70t/h送至气分脱丙烷塔进料加热器E101,剩余610t/h低温热水送至气分丙烯塔底重沸器,取热后再送至双脱碱液加热器MTBE进料加热器后经换热水冷却器E200 冷却后返回D210 罐。
二、存在问题及节能潜力分析
(1)DCC分馏塔无顶循,分馏塔上半部分的热量全由塔顶油气带出。而塔顶油气的温位较低,且介质为汽相,目前由低温热水取出,因此取出的热量品位不高。若DCC增上顶循,则可以取出塔中较高品位的热量;若将DCC顶循与气分脱丙烷塔、脱乙烷塔热联合,则可以最大程度地替代脱丙烷、脱乙烷塔底蒸汽,具有一定的经济效益。
(2)装置乏汽与采暖站内加热汽“顶牛”采暖换热器回收了从制加氢和非临氢等装置来的余热蒸汽给采暖水供热,该管线与0.8MPag管线并在一起,可以替代一部分0.8MPag的蒸汽,但运行过程中经常出现当余热蒸汽压力高时,该余热蒸汽与0.8MPag蒸汽“顶牛”,导致采暖水的取热量不足。此外,使用0.8MPag蒸汽来加热厂内采暖水,采暖水的供水温度要求一般为50-70℃,温位不高,两者温差约120℃,㶲损较大,因而给采暖水供热的0.8MPag蒸汽具有采用低温热替代的潜力。
(3)水处理站目前使用0.8MPag蒸汽加热新鲜水。由于新鲜水的供水温度要求一般为27℃,温位不高,采用0.8 MPag蒸汽加热,㶲损较大,具有采用低温位热量替代蒸汽的潜力。
FCC和DCC装置换热水供完气分装置后温度为60℃,回DCC装置后还需使用循环水冷却,存在热量浪费现象。冬季时,若能将该低温热用于加热采暖水及新鲜水,则可以节约大量的0.8MPag蒸汽,具有一定的经济效益。
3、低温热系统优化方案
DCC分馏塔设置顶循流程( 见图1),取出分馏塔顶过剩热量,DCC顶循自塔顶抽出(140℃,120t/h),经脱丙烷塔,脱乙烷塔及换热水换热后返塔(90-110℃)。顶循热量替代脱丙烷塔,脱乙烷塔底蒸汽热源。
将原有DCC换热水流程改为三路,一路取DCC顶循的热量;第二路取DCC稳定汽油及柴油热量;第三路取FCC分馏塔顶循的热量。最终三路热水混合,以74℃送出DCC,再与FCC换热后的低温热水混合。混合后的低温热水按照原流程进行换热,其中约530t/h低温热水送至换热站,给厂内和家属区采暖水加热,与采暖水换热后,再与水处理新鲜水换热,替代0.8MPag低压蒸汽( 见图2)。除盐水站用新鲜水约300t/h,其中约100t/h除盐水经空分和常压换热后,水温升至10-17℃,再与低温热水换热至25-27℃后进反渗透。
4、节能效果评价
从表1 可以看出,低温热系统优化后,装置间热联合增强,分馏塔增加了顶循系统,分馏塔塔顶冷回流量由之前的80t/h减少至15t/h,通过调节顶循油量,保证气分脱丙烷塔、脱乙烷塔热量需求,完全替代0.40MPag蒸汽热源,可节约蒸汽5t/h,综合能耗降低2.8kg Eo/t。DCC低温热水新增换热流程后,取热量明显增加,换热温度由66℃提高到74℃,将与丙烯塔换完热后80% 的低温热水引至换热站,使采暖水提高5—8℃,节约蒸汽14t/h;低温热水与采暖水换热后,再与水处理新鲜水换的变,节约蒸汽3t/h,全厂综合能耗下降4.8kg Eo/t。
结语
充分运用低温热能量优化综合利用原理,根据低温热分级利用原理,达到高温高用、低温低用,对DCC低温热水进行重新取热和热量分配,优化装置换热流程实现热量优化利用,降低低压蒸汽的消耗,全厂能耗下降7.6kg Eo/t,年效益约1700 万元,节能效果明显。
参考文献
加氢裂化反应热的合理利用 篇3
一、四川石化加氢裂化装置反应换热过程
四川石化加氢裂化装置反应换热过程如图一所示。
本装置原料油与热高分气经过热高分气/冷原料油换热器E2009、热高分气/热原料油换热器E2006换热升温至188-196℃, 与反应产物经过反应流出物/冷原料油换热器E2004、反应流出物/热原料油换热器E2002换热升温至351-376℃, 然后与加热炉F2001出口氢气混合, 进入反应器。反应产物经反应流出物/热循环氢换热器E2001、反应流出物/热原料油换热器E2002、反应流出物/冷循环氢换热器E2003、反应流出物/冷原料油换热器E2004、反应流出物/分馏硫化氢汽提塔油换热E2005换热到274℃后, 进入热高压分离器V2002进行气、油两相分离。热高分气经过热高分气/热原料油换热器E2006、热高分气/热循环氢换热器E2007、热高分气/分馏硫化氢汽提塔热进料E2008、热高分气/冷原料油换热器E2009、热高分气/冷循环氢换热器E2010、热高分气/汽提塔冷进料换热器E2011换热后, 进入热高分气空冷器EA2002。
通过温控阀TIC21703来控制原料油与热高分气换热后温度T1;通过温控阀TIC21701来控制冷低分油换热后温度;通过温控阀TIC21302来控制原料油与反应流出物换热后温度;通过温控阀TIC21401来控制反应流出物进入热高分器的温度;通过手操器HC21301控制循环氢与反应流出物换热后温度。
二、换热回收利用热量
当装置在设计负荷下运行, 各项生产指标满足工艺要求时, 其中各换热器负荷见表一。
反应系统:原料油和循环氢通过换热器获取热量总和为70.52MV。而反应加热炉F2001的总负荷为7.14MV, 仅为换热取热总和的10%。
分馏系统:分馏进料通过换热获取热量总和为26.31MV, 相当于分馏加热炉F3001总负荷 (42.66MV) 的一半多。
由此可见, 换热器所提供热量在装置所需反应热量中占较高比例, 合理利用换热器取热显得尤为重要。当原料油和循环氢取走的热量减少时, 势必增加加热炉的负荷来达到反应温度的工艺指标。因此, 需要在生产过程中加强对换热流程的调整, 使得换热器发挥最大的换热效果, 以减低加热炉的负荷, 实现节能的目的。
三、合理利用换热
在实际生产过程中, 换热器的最大换热效果和最佳生产状态有时候并不能达到高度的统一。比如:如果过度加大反应产物与原料油和氢气的换热, 会使得反应产物进入热高压分离器的温度过低, 从而导致反应部分的热油进入汽提塔的温度就会降低。这样不仅不能把高热油的能量直接送到分馏系统, 导致分馏炉热负荷增加, 还会降低汽提塔的分离效果。这样做虽然降低了反应炉的负荷, 却导致分馏炉负荷增加, 如果汽提塔要达到相同的分离效果, 还需要加大气提蒸汽量, 这样看装置整体耗能也不能因此降低。
另外, 如果过度加大热高分气换热器的换热, 会使热高分气在高压空冷前温度过低。由于NH4Cl结晶温度是180-200℃, NH4HS结晶温度150℃, 过低的温度会导致在注水点之前胺盐就已经结晶析出, 阻塞前部高换管路, 对生产运行带来严重隐患。因此, 在调整反应换热流程的同时, 必须考虑热高分温度和注水点位置的影响。
在正常生产过程中, 以下两个方面应该作为换热取热的重要参考指标:
1. 反应流出物进入热高分温度 (T5) 应控制在270℃左右。
反应流出物进入热高分器的温度通过温控阀TIC21401来控制。控制原料油与反应产物换热后温度 (T2) 在一定范围内稳定, 通过TIC21401改变E2005的负荷来控制反应流出物进入热高分温度 (T5) 。操作中应避免E2005负荷过大或者过小而失去调节反应流出物进入热高分温度 (T5) 的能力。适当的控制原料油与反应产物换热后温度 (T2) 和循环氢与反应产物换热后的温度 (T3) , 使E2005的负荷有一定的操作弹性。
2. 高压空冷入口温度应在150-160℃。
高压空冷入口温度可通过调节原料油与热高分气换热后温度和冷低分油与热高分气换热后温度来控制。提高原料油与热高分气换热后温度 (T1和冷低分油与热高分气换热后温度可以降低高压空冷入口温度。相反, 降低原料油与热高分气换热后温度和冷低分油与热高分气换热后温度可以提高高压空冷入口温度。
在装置开工过程中, 合理调整换热流程也有着极为重要的意义。如下为加氢裂化装置开工过程中反应系统引低氮柴油硫化前升温升压阶段:
工艺状态:反应系统压力3.0MPa氢气循环, 反应器入口温度控制在110℃, 待热高压分离器器壁温度大于93℃后, 进行系统升压。分馏系统热油循环, 尾油循环温度120℃。
瓶颈分析:由于反应器入口温度控制较低, 反应产物经换热进入热高分V2002温度很难到达90℃以上, 因此热高压分离器器壁温度不能大于93℃。 (反应系统工艺介质仅为氢气, 不考虑高分温度和注水点温度。)
解决方案:E2005, 反应产物和汽提塔底油换热。正常生产时, 由汽提塔底油取走反应产物热量, 控制进入热高压分离器介质温度。开工阶段, 可以利用E2005给进入热高压分离器的循环氢加热, 使得热高分气温度上升。这样, 分馏部分的热量可以通过E2005被带至热高压分离器, 提升了热高压分离器器壁温度, 使得反应系统升压工作得以继续进行。
结束语
加氢裂化装置热量的合理利用是节能生产的重要途径。装置在生产过程中利用多台换热器有效地回收利用了反应产物的热量, 降低了装置能耗。同时, 过度换热并不是装置最优运转状态。从各个方面综合考虑换热, 对热量的合理和有效回收利用, 是装置生产运行在最佳状态的前提和保障。
摘要：现代化工装置的节能要求越来越高, 加氢裂化装置存在大量换热, 本文通过对四川石化加氢裂化装置反应系统换热过程的分析, 提出了加氢裂化装置换热回收利用热量的问题, 并阐述了合理利用换热的方法。
关键词：加氢裂化,反应,热负荷,换热
参考文献
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催化装置低温热的回收利用 篇4
炼油厂低温余热热量都来自于炼油厂所烧的燃料,其能量是燃料热能的转化形式,而回收利用的低温热量又用于燃料的热量转换环节和工艺利用环节,既可以节省燃料的消耗,又减少冷却负荷,因此减少了冷却器的投资和运行所需要的电能消耗[2]。
目前,降低催化裂化能耗主要有以下几方面:降低总输入能、提高转化率和利用低温热[3]。本文主要介绍通过低温热的回收来降低能耗。
1 改造前状况及分析
中原油田石油化工总厂属燃料-化工型炼油厂,年设计加工原油能力120万t,催化裂化装置年设计处理量为50万t。2006年总厂利用装置大检修的机会对催化裂化装置进行了MIP改造,同时也成功将催化裂化装置分馏、稳定系统的低温热加以回收利用,一部分低温热利用除氧水作为热媒为气分装置脱乙烷塔、丙烯塔提供热源,另一部分低温热用于加热进锅炉除氧器前软化水,有效回收了大量低温热能,同时减少了蒸汽消耗,降低了燃料油的消耗,使全厂能耗有了较大下降[4]。
催化裂化装置在反应过程产生大量的热,分馏塔塔顶油气、顶循、中段回流、柴油等都需要用空气冷却器或循环水来冷却降温。如果能充分利用这部分热源,既可以节约大量的蒸汽消耗,又可以减少催化装置冷却用循环水的使用量,有效降低催化裂化装置能耗。
总厂气体分馏装置一直是以蒸汽为热源,将催化裂化所产液化气进行分离,生产产品主要是精丙烯和丙烷,每年加工液化气约8万t,每年消耗1.0 MPa的蒸汽8.5万t。自投产以来,气体分馏装置一直采用由动力车间锅炉房提供的过热蒸汽,温度约为230～250 ℃。而在实际生产操作中,气体分馏装置的脱乙烷塔的操作温度为65～70 ℃,丙烯塔的操作温度为60～63 ℃,如采用高温热水作为热源,完全可以满足生产工艺要求。
动力车间软化水在改造前一直是由电渗析制水后送往锅炉作为锅炉上水,温度一般在25 ℃左右,可以利用低温热源加热,以降低锅炉燃料消耗。
2 改造内容及工艺流程
2006年5～6月利用总厂装置大检修的机会,对催化装置部分冷却流程和气分装置加热流程进行了改造,利用催化分馏单元的顶循、中段、柴油对除氧水进行加热,加热后温度达到90 ℃左右。以这部分热水为气分装置脱乙烷塔和丙烯塔提供热源,实现了2套装置之间的热量联合。(改造部分流程图见图1)
另外通过将动力车间软化水与催化分馏塔顶油气、稳定汽油换热,软化水升温后返回作为锅炉上水,降低了燃料消耗。
催化装置低温热利用的工艺流程介绍如下:
(1)软化水换热流程:自动力车间来的45 t·h-1,25 ℃软化水在催化装置内分别与分馏塔顶油气,稳定汽油换热后升温至68 ℃返回动力车间。
(2)除氧水换热流程:自气分装置来的150 t·h-1、58 ℃除氧水在催化装置分别与分馏塔顶油气、顶循油、分馏中段油、轻柴油换热升温至90 ℃,到气分装置供热,形成闭式循环系统。
(3)由于低温热利用项目的改造,增加了软化水取热和除氧水取热的热量回收系统。另一方面也增加了2台循环水换热器。省去了空气冷却器,换热器从循环水改为除氧水。
(4)气分装置的液化气脱硫醇装置的碱液加热使用热水热源加热。
3 节能效果及经济效益分析
投资费用:装置改造总投资为543万元。改造后增加一台热源动力泵55 kW,停掉9台空冷风机和2台管道泵,增加了3组换热器和3组水冷器,更换了3组水冷器。改造前后能耗计算如下。
3.1 改造前各项消耗
(1)电耗空冷有2台22
kW和3台11 kW风机,空冷有4台22 kW风机和2台7.5 kW管道泵。22×2+11×3+22×4+7.5×2=180 kW,实际平均运行功率为126 kW。
折合标准油=126×0.26=32.76 kg标油
(2)软化水消耗:
空冷耗软化水3 t·h-1(软化水折标系数为0.25 kg标油·t-1),软化水为 3×0.25=0.75 kg标油,折合0.75 kg标准油。
(3)循环水消耗:
旧的消耗的循环水量为330 t·h-1、330 t·h-1、220 t·h-1,合计880 t,实际用量共680 t·h-1(循环水折标系数为0.1 kg标油·t-1,循环水为680×0.1=68 kg标油),折合68 kg标准油。
(4)改造前总能耗:
总能耗为32.76+0.75+68=101.51 kg标油
3.2 改造后
(1)软化水回收热量:
1×45000×(68-25)=1.935×106cal=190.35 kg标准油。
(2)除氧水回收热量:
1×150000×(90-58)=4.8×106 cal·t-1,折合480 kg标油。
(3)循环水消耗:
增加的3台冷却器消耗的循环水量均为200 t,实际运行共500 t,折合 50 kg标油。
(4)增加的1台机泵55
kW,连续运转耗电为45 kWh,折合11.7 kg标准油。
(5)改造后总能耗:
总能耗为(-190.35)+(-480)+50+11.7=-608.65 kg标油。
3.3 节约能耗量
催化低温热利用项目每h节约能耗=(-608.65)-101.51=710.16 kg标油。
2006年6月28日项目投用,至2008年4月底,累计连续运行673 d,合计16152 h,共计节约9830.91 t标准油。每t标准油按4000元计算,共计节约3932万元。
投资总费用543万元,成本投入当年即收回,经济效益明显。
摘要：介绍了中原油田石油化工总厂实施低温热回收利用改造情况,论述了具体措施和经济效益估算等方面内容。采用装置间的热联合,利用催化裂化反应产生的热量作为热源,有效地降低了催化裂化装置能耗,节能效果显著。
关键词：催化裂化,低温热,节能,回收
参考文献
[1]吕亮功.低温热利用节能改造[J].炼油技术与工程,2004,19(9):60-62.
[2]樊志明,等.炼油厂低温余热节能的优化[J].节能,2002,19:43-46.
[3]廖家祺,等.炼油厂低温热回收利用的途径及技术[J].炼油设计,2002,30(9):60-62.
[4]李永生,等.催化裂化装置低温热回收技术应用[J].河南化工,2007,24(9):38-40.
高炉渣显热综合利用浅谈 篇5
1 高炉熔渣化学处理工艺
熔渣显热利用是着眼于熔渣凝固过程中, 利用其潜在的显热将熔渣直接转化为有用的制品, 这样就能够节省炉渣二次熔融所消耗的能源, 在节能的同时也大大降低了制品的生产成本。
2 高炉渣干法处理新思路
高炉渣显热虽高, 导热系数较低 (在液相阶段导热系数λ=0.1~0.3W/m·K, 玻璃相阶段λ=1~2W/m·K) [3]、换热慢, 而且出渣不连续, 因此有效回收利用其热能有很大难度。设计时首先应考虑保证热源的稳定性, 使能量连续稳定地转换输出;再者选择合适的换热介质。开发一种全新的高炉渣干法粒化及其显热回收技术, 即粒化渣满足了做矿渣水泥的要求, 且可高效回收炉渣显热。具体工艺流程示意见图1。
总体思路是:利用干熄焦发电[4]与风淬法[5]相结合的方法进行高炉渣的干法粒化, 并进行显热回收。高炉熔渣经渣槽流入反应塔中始终维持一定的渣液面高度。反应塔下设滑动口, 将液渣定量的加入对辊粒化装置中进行粒化处理[7]。对辊内腔均强制水冷, 辊面温度低于350℃, 保证辊面的炉渣快速结壳。粒化器侧壁设环风管和高速喷嘴, 进一步冷却使粒化渣温度低于700℃, 防止其重新结块。
加热后的粒化风温度约为500℃, 由上部集气管收集后与下部循环热风混合后一起进入除尘器, 除去细颗粒渣。大颗粒的高温粒化渣与下部的循环风逆流换热, 循环风温度逐渐升高。最终炉渣在下部通过排渣装置排出;而循环风温度上升到约600~800℃由竖炉上部的集气管排出, 汇入主风出口管道。除尘后的气体进入余热锅炉, 产生高温高压蒸汽, 通过汽轮机发电。换热后锅炉排出的尾气温度低于150℃, 经二次除尘后通过循环风机鼓入反应塔中继续回收余热, 可减少热量耗散。锅炉下部排出的渣与除尘灰作为做水泥的部分替代产品。
2.1 可行性分析
某钢厂高炉平均每小时的排渣量为120t/h, 通过循环氮气将1450℃的高炉渣快速冷却至150℃, 而由此产生的高温烟气温度约600~800℃。Q=C mΔtη式中:Q为显热利用热量, k J/h;C为炉渣平均比热, 1.05 k J/kg·℃;Δt为冷热渣温差, 1300℃;η为热渣的综合利用热效率, 50%。通过计算可得利用的热量Q为81.9×106k J/h。Q=m 1Δhr式中:m 1为蒸汽流量, kg/h;Δhr为给水与过热蒸汽的焓差, k J/kg;锅炉给水温度105℃, 焓值为961.9k J/kg;过热蒸汽压力为2.5M Pa, 温度380℃的焓值为3193.6k J/kg。通过计算可得过热蒸汽流量为36.7×103kg/h。初步测算, 配套建设1座6M W的低温余热发电系统。工程内容主要包括:热力系统、供水系统、化水水处理系统、电气系统、自动化控制系统、排渣系统及相应配套的附属生产系统。
2.2 经济效益分析
机组运行指标
年运行时间:7200小时
年发电量:3.888×107k W.h/a (设计额定值的90%发电量)
年供电量:3.499×107k W.h/a
综合厂用电率:~10%
经测算本项目投资4000万元, 年折算收入1400万元 (电力价格按0.4元/k W h计) , 年均总成本费用500万元, 平均年利润总额900万元, 回收期约5.5年 (含建设期一年) 。以上表明:项目盈利能力比较好, 项目经济上可行。高炉渣干法粒化及其热能回收研究的关键技术在于:1) 合理的高炉渣冷却条件的控制, 以产生足够数量的玻璃体, 满足后续水泥生产的需求;2) 高炉渣显热回收机械装置要有耐高温、耐腐蚀能力, 保证运行安全稳定。
3 结语
炉渣显热回收工艺能够得到较高附加值的产品, 显热回收效率较低。随着能源问题的加剧和生产工艺技术的进步, 干法粒化热回收技术是今后的重点发展方向。
摘要：本文介绍了目前高炉渣处理、回收利用的现状, 提出了热量回收问题的新方法。高炉渣干法新技术有望解决其渣粒化及热量回收的问题, 是高炉渣处理利用的发展趋势。
关键词：高炉渣,热量回收,炉渣副产品
参考文献
[1]张卫东.中型高炉图拉法炉渣处理工艺的研究[D].西安建筑科技大学, 2006.
[2]张西鹏, 周守航.高炉渣显热回收前景分析[Z].北京, 2009.
[3]GOTOKS, GUDENAU H W, NAGATAK.Continuous Casting Powders in the Temperature Range 100 to 1550 deg C[J].Stahl Eisen, 1985.
[4]潘立慧, 魏松波等.干熄焦技术[M].北京:冶金工业出版社, 2005.
高校淋浴水热回收综合利用方案 篇6
关键词：燃气锅炉,水源热泵,热回收
现如今, 随着高校学生人数的不断增长, 校内基础设施的规模越来越大, 越来越完善, 对于能源的需求量也越来越多。尤其是高校洗浴设施, 具有耗水量大, 热能需求多, 污染轻, 水质稳定的特点。每天每所高校上百吨洗浴废水的直接排放, 不仅导致了水资源的浪费, 同时也浪费掉了大量的低品位热能, 结合能源日益紧张的现状, 如何回收洗浴废水中的热量以及如何将洗浴废水综合利用起来, 是值得我们思考的一个问题。热泵技术在余废热回收、低位能源的有效利用、环保与节能、运行经济性等方面具有非常明显的优势, 为能源的综合利用、社会的可持续发展做出了一定的贡献, 具有广阔的发展空间和市场前景。[1]
1 原方案现状概述
1) 锅炉供水概况。经实地调研, 某高校原方案是采用以燃烧化石燃料的天然气锅炉为热源, 将常温水加热到55℃, 通过供水管道将热水输送到洗浴中心, 再经过一定比例的冷热水配比后, 将水温调控在40℃左右, 再输送到淋浴器末端供洗浴者直接使用。
2) 现状分析。原方案所提供的热水经洗浴者使用后直接排入下水道流走, 浪费了洗浴水中的热量。同时洗浴废水属于品质较高的洁净杂排水, 其直接排放造成了水资源的浪费。另外燃烧以天然气为主的化石能源也会造成一定的环境污染, 且天然气价格相对较高, 造成运行成本也比较高。
2 新方案概述
1) 系统原理。新方案采用一台蒸汽压缩式热泵以提取洗浴废水 (洗浴废水水温在30℃左右) 中的热量, 用以加热常温水, 将常温水的水温提升至洗浴温度, 输送到洗浴系统中供以使用, 使得热量得以循环利用。另置一台空气源热泵作为辅助热源, 与蒸汽压缩式热泵同时向常温水供热, 确保洗浴水水温达到要求。洗浴废水经提取热量后, 收集起来加以简单的处理, 即可作为校园绿化用水, 校园道路洒水用水等, 以实现水资源的综合利用。
2) 新方案优点。以洗浴后的废水作为能源, 系统一年四季全天候运行性能稳定, 不受夜晚、阴天、下雨及下雪等恶劣天气的影响, 使用寿命长, 平时基本不需维护, 维护费用低。[2]另外与传统的燃煤、燃气锅炉相比, 清洁无污染, 没有任何燃烧废气及废渣, 能耗低且环保, 具有良好的社会效益。系统寿命长, 维护费用及运营成本低, 机组安装方便, 占地面积小。
3 效益分析
1) 经济效益。以某学校一澡堂每天的洗浴用水量为300t为例, 将这部分水由常温15℃加热到55℃所需的热量为Q:
式中c水———水的比热容, c水=4.2×103k J/ (Kg·℃) ;
当采用燃气锅炉蒸汽间接加热上述热水时, 耗燃气量为W
式中Q低———燃气的低热值, Q低=8600kcal/m3;η———锅炉与燃气热利用综合效率, η=0.91;
根据天然气2.9元/m3的价格计算, 此澡堂每天的燃料花费为M:
当采用新方案时, 水源热泵从废水 (30℃降温到15℃) 中可回收的热量为Q1:
选取制热量为1400k W的RSJ-380/S-820水源热泵机组, 其输出功率为125k W, 经计算, 此热泵回收Q1的热量需消耗1250k W·h的电量, 可产生2.34×107k J的热量用于加热洗浴水。
选取某品牌空气源热泵, 经计算, 此热泵提供剩余2.7×107k J的热量需消耗2143k W·h的电量。
新方案共消耗电量3393k W·h, 按每度电0.6元计算, 此方案的日花费为2036元。比原方案节省了3077元。节省率约为60%。
2) 环保效益。在当今社会, 不仅仅存在能源危机, 同时还存在着水资源的短缺与严重污染。所以节水与节能同等重要, 都应引起我们每个人的重视。在一个拥有数万人的高校里, 假使平均每人每次用水100升, 那么采用新方案后一天可以节约几百吨的水, 随着时间的积累, 其效益就会愈发的显著。新方案采用水源热泵回收利用洗浴排水中的热量, 利用空气源热泵提取利用空气中的热量, 并对洗浴排水进行二次使用。符合现代所倡导的绿色、环保、低碳的生活方式。避免了CO2和其它污染物的排放, 属于环境友好型产品。
4 结语
热泵浴室热回收系统具有较高的性能系数COP值, 较低的运行费用, 具有较大的运行经济优势。[4]浴室废水回收项目的落实与推广, 可大大减少洗浴用水对化石能源的依赖, 同时也降低了化石燃料的燃烧对环境的破坏, 体现了节能减排的理念, 有效地推动可持续发展战略。
参考文献
[1]王睿怀, 冯圣红.高校浴室废水热回收与节能减排的探讨, 2008, 5.
[2]顾小刚, 王玉军, 曹卫华.废水源热回收热泵使用前景分析, 制冷技术, 2005, 10.
[3]王增长, 高羽飞.建筑给排水工程, 2010, 8.
柴油加氢装置汽提塔顶低温热利用 篇7
1工艺原则流程图［1］
在装置脱硫化氢汽提塔( T2101) 塔顶增加汽提塔顶气/除氧水换热器( E2109AB) ,工艺原则流程图如图1。
2工程流程简述
除氧水经Ⅴ加氢装置给水泵P3120A/B提压送至汽提塔顶气/除氧水换热器E2109A/B,与汽提塔顶气进行换热后进入低压汽水分离器V2113,从V2113出来的1. 0 MPa( G) 饱和蒸汽分成两路,一路进入精制柴油/低压蒸汽换热器E2111,与分馏塔底油进行换热,产生的过热蒸汽用作T2101汽提蒸汽用,另外一路进入分馏塔底重沸炉F2102进行过热,然后并入Ⅴ加氢分馏塔进料加热炉F3102对流段蒸汽管线。
3换热器选型及换热计算［2］
脱硫化氢汽提塔顶气中H2S含量约为10mol% 左右,而且塔顶气中含有水分,构成了低温湿H2S腐蚀环境,同时塔顶气中含有少量氯离子。在此腐蚀环境下容易造成金属材料的非均匀腐蚀、氢鼓泡、氢脆及H2S应力腐蚀开裂,因此板式换热器板组材料选用SM0254双相钢,框架板选用碳钢衬SM0254双相钢［3］。
汽提塔顶气/除氧水换热器选用SPX APV Hybrid全焊接板式换热器,两侧均为非对称流道。除氧水在管侧多流程流动, 塔顶气由换热器顶部接口进入换热器板侧波纹流道,在流道内实现冷凝降温后,凝结液和不凝气一并由换热器底部出口流出。由于塔顶气在冷凝过程中,首先会有硫化氢、水分、含氯离子介质冷凝析出,为防止介质对换热器板片造成腐蚀,应控制换热器任意部位氯离子含量不超过300 μg/g。
汽提塔顶气及除氧水换热器管板两侧的工艺参数见表1, 根据板式换热器计算软件进行换热计算,计算结果见表2。
注: 由于板式换热器现场安装位置限制,换热器设计台数为2台。
该板式换热器为立式布置,冷凝侧为长直通流道,冷凝液有更多的流程长度,出口温度更低,可以尽可能多的回收塔顶气和冷凝液的热量,实现高效热回收。
由于从低压汽水分离器V2113顶部出来的为1. 0 MPa G的饱和蒸汽,现装置需要考虑增产1. 0 MPa G的过热蒸汽以作为脱硫化氢汽提塔( T2101) 汽提蒸汽用,拟在精制柴油泵出口增加精制柴油/低压蒸汽发生器,用精制柴油作为热源来加热低压蒸汽。 由于蒸汽及精制柴油都不是腐蚀性介质,换热器壳体材质选用Q345R材质,换热管采用10 #。运用换热器计算软件HTRI Xchanger Suite V6. 0,选用管壳式U型管换热器,设计压力2. 5 MPa G,换热面积115 m2,Ⅱ管程,换热管规格为 25 ×2. 5。
4板式换热器配管要求
板式换热器垂直安装在构架基础上,板式华人器塔顶气侧必须按照 “步步低”的原则进行配管。因选用两台立式换热器并联操作,换热器塔顶气侧配管必须对称布置,以减少装置运行时管线产生的震动。板式换热器管嘴不宜承受过多的管道应力,必须对热管道进行应力分析,以满足板式换热器管嘴受力要求。
5项目经济效益分析
5. 1项目投资及主要内容
项目总投资为346. 18万元,工程费用为318. 62万元。项目投资不大,主要管线、设备及阀门的工程内容见表3 ~ 表5。
另外,还有配套的自控、电气、结构专业的内容。新增板式换热器利用镇海炼化ⅣⅤ加氢2014年停工检修期间实施, 对ⅣⅤ加氢联合装置运行不产生影响。
5. 2项目效益
Ⅳ加氢脱硫化氢汽提塔塔顶气经板式换热器冷却后,不仅达到提取低温热的效果,还可以有效减轻塔顶管线的腐蚀,同时停用脱硫化氢汽提塔顶空冷器一台,并且另外一台带变频器的空冷器用电功率大幅度下降。除氧水经加热后,进入蒸汽发生器,装置可以多发1. 0 MPa G蒸汽约3 t/h,多发的1. 0 MPa G蒸汽可用作脱硫化氢汽提塔汽提蒸汽用。
5. 3项目节能分析［4］
从节能方面考虑,项目的节能效果也是十分理想。按照能量消耗( 标准: GB/T50441 -2007计) 算,总共节能-9186. 63 MJ/h。 具体见表6。
注: 负值为项目输出。
装置年运行时间为8400 h,工业用电为0. 65元/k W·h, 1. 0 MPa G饱和蒸汽约为140元/ t,根据节约能耗表可以算出该项目静态投资回收期为( 0. 65 × 33 × 8400 + 140 × 3 × 8400) ÷ 10000 ÷ 346. 18 = 1. 071,说明该项目静态投资期很短,该项目投入运行1年后就可以收回投资。
6项目实际运行情况分析
镇海炼化Ⅳ加氢装置经2014年大修后,柴油产品质量进行了升级,装置能够生产国Ⅴ标准的柴油。经过两年运行,操作指标与设计指标相符,换热器E2109AB后空冷器停用两台, 装置用1. 0 MPa G过热蒸汽能够满足自产自销的要求,节电、 节能效果明显。
7结论与建议
( 1) 脱硫化氢汽提塔顶气管线材质由碳钢升级至304 L, 相比之前塔顶气进入干式空冷器前温度下降70 ℃ ,有效减轻汽提塔顶管线硫化氢腐蚀以及空冷管束氯离子腐蚀。
( 2) 装置脱硫化氢汽提塔顶空冷器停用1台,多发3 t/h蒸汽用作塔底汽提蒸汽用,达到节电、节能双赢的目的。
( 3) 装置经柴油质量产品升级后,不仅脱硫化氢汽提塔塔顶气量增加,同时产品分馏塔塔顶气气量大幅度增加,可以考虑用塔顶低温热来加热装置用燃料气,以到节能取热的目的。
( 4) 在目前炼油厂汽柴油产品要求进行升级的环境下,塔顶低温热利用项目具有广阔的发展空间。
摘要：中国石化镇海炼化分公司300万吨/年柴油加氢装置设计生产硫含量小于0.05%的国Ⅳ车用柴油,后经更换第一反应器换催化剂、增加一台第二反应器及调整原料和操作条件,可用于生产国V柴油。由于装置生产方案的调整,装置能耗有所增加,同时脱硫化氢汽提塔塔顶气和产品分馏塔塔顶气量均大幅度增加,导致后路空冷器电耗加大,为达到节能减排的目标,在塔顶增加板式换热器,以达到减少空冷器耗电量和能量合理利用的目的。