后面造出来3种型号分别跟实践贴。
刚才搞半天被吞了，具体结论就是每克原油流量供电80/9瓦，需要搞3种型号，节能辅助型供电持续1万瓦，豪华奢侈型持续供电5万瓦，暴力输出型持续供电10万瓦，超过五万瓦需要输电技术，完了再上输电技术。
热换算:
原油比热容1690
石油比热容1760
高硫比热容1898
天然比热容2191
硫比热容700
以1kg a摄氏度原油计算，取整，小数点后两位不是现在关键问题，现在的预冷还没达到个位数，先不追求小数点。
固定热量，
高硫冷却到天然气:放热1336192
石油到高硫吸热:244640
a摄氏度原油到石油吸热:1690(403-a)
可调热量，
天然气预热到b摄氏度吸热:2*2191(b+162)/3
硫预热到c摄氏度吸热:700(c+162)/3
高硫预冷分3阶段:石油，原油，天然气，高硫比热容大于石油原油，小于天然气，体现在各阶段预冷的末端温差，和预冷区间多少有关，但有个极限温差，预冷区间再多也不能突破极限温差。
理想状态设a=b，硫不参加换热。解得a=-758摄氏度。小于绝对零度，相当于无解。硫不参加换热无法达到热平衡。
以需求状态设定参数，原油温度a=90摄氏度， 天然气温度b=0摄氏度，利用天然气和污水降温发电机，产生的二氧化碳温度也合适。解得:c=1235摄氏度。也就是说硫预热到1235摄氏度可以达到热平衡，显然不可能。
硫参加换热是否可以在某一状态下达到热平衡，硫的导热比较慢，假定把硫升温到520摄氏度，这个导热速度慢可以通过导热设计搞定，设a=b，解得a=-64摄氏度。已经相当接近于石油的凝固点。说明余热相当微弱，再让一部分热量由天然气带走就可以进液态石油。(贴先发出保存，楼下接着论证，防止又没了。)

那，隔热用的砖要不要考虑进去。

要调节入油和出气温度就需要液冷，就涉及到效率的问题，当然要追求极限效率，与需要转移的热量有关，以输入正常温度石油，输出合适温度天然气，硫为准，所有消耗都计算在内，由此可分几种方案
一，冷却出气
设a=100，c=20，解得b=205.6
得到0度天然气每千克原油流量耗电306.4瓦每秒。裂解内部无需液冷。
二，冷却入油
设b=0 c=20解得a=-76摄氏度，低于石油凝固点，无法单独冷却入油。
三，冷却入油出气，
设a=b，c=20，解得a=b=-572
无法实现，需要天然气吸走多余热量再冷却，做了多余功，不如直接冷却出气。
四，在原油高硫或石油高硫换热末端进行单独或者全部冷却。设a=100，b=0，c=20
余热=300154，每千克原油流量每秒耗电306瓦，与一方案相同，但实际操作更加复杂。

原油90°没问题，天然气0-120度都没问题。
油比热容1.69，天然气2.191产量是67%，近似于天然气0.67*2.191=1.46797比热容，完美平衡温度90度进90度出不可能。
算起来，酸气预冷到最低原油温度90度，酸气比热容1.898，超冷8.44，因此单个液冷机可以降温液化8.44/1.898*14=62.2开尔文*10公斤酸气，则10kg的90度酸气需要用天然气和硫预冷到-100度以下，产热190*1.898，会把6.7kg 的-163度天然气加热190开x 1.898比热容/0.67产量/2.191天然气比热容 190*1.898/0.67/2.191=245.7开尔文。

接上面，从需求逆向计算，预冷液化前最后一段酸气的天然气升温245k则正好接近90度，截止酸气冷却到90度是可以基本平衡的。
酸气需要被吸走1.898*（530度-90度）=835单位，原油可以吸走1.69*310度裂解=1.69*310=523.9单位，石油再吸走1.76*140=246.4单位，剩余835-523-246=66单位，天然气再升温66/2.19/0.67=44.980577度，刚到130度，用来发电正好。
结论，完美换热，90度石油进，130度天然气出，硫不参与。

还有一些折中方案，万变不离其宗，不如直接冷却出气，冷却出气也相当于控制发电区温度，实际上裂解不耗什么电，200度天然气也可以烧，污水变蒸汽，有泥土产生，327度才会变沙子，出现掩埋。
虽然1kg流量可以在管道中不怕相变，但是流量太低了，着实有点少，产电9000w左右，只能供给小型基地。
所以基本型定2kg每秒原油流量。
中等型5kg每秒原油流量。
暴力型10kg每秒原油流量，超过还得拉管道，就一根管道合适。气体流量已经突破管道上限，多拉一根入油管道也不成问题，完全兼容，各方面余量允许直接加到更大流量，电已经够多没必要再增加流量。

构型方面，流量均大于1kg每秒，不能规避相变爆管，均需加入石油和高硫两个相变点，冷却点选择还有原油与天然气预冷的结合处一个选项。
n节预冷预热梯度方面，无法使用管道解决，最低流量2kg每秒，也需要拆分4条管道，液体气体各两条，体积过大，需要开发换热速度更快的，多节小体积，相互绝热的换热单元，不排除需要复杂自动化

换热节构型选择:
包括两种换热场景，气气和气液换热。
气体自然飘动× 气体飘动过慢，不均匀，漏热。
气体进管道× 管道流量过低，管道多体积大，造成卡顿。
液体进管道(备选) 也可以考虑，但10kg每秒流量一格接触无法完全换热。造成体积扩大。
液体气体受控接触✓目前主要研发方向，主要问题缩小体积，巧和妙有待发挥。
气体受控，液体自然热平衡(待测试) 主要问题漏热，导致预冷预热无法达到极度接近换热介质。

关于蒸汽机吸热位置。
什么算过得到各种合适温度资源余热300154. 高硫与液体(石油和原油)的热差，大于100度的部分，温度区间100-403 403-542
原油占比0.685
石油占比0.315
1kg流量为准，液体吸热总量756726/kg。高硫放热总量838916/kg。热差82190/kg
要得到0度天然气下方需热162*2191*2/3=236628/kg
要完全不用液冷，就需要在大于125度取130度(加快导热速度)用蒸汽机控制高硫携带余热等于236628/kg，并且保证液体有足够热量相变。高硫最低只可以控制在100度左右，还是有余热262*1898-236628=260648/kg
用液冷强行控制耗电260648/1176000*1200=266w/kg
硫在100度位置换热到20度，
700*182/3=42466.66667
作用不大。
通过控制入油温度降低高硫温度到多少度才能达到热平衡
236628/1898-162=-37.3
也就是高硫进入与天然气换热阶段温度在-37.3的时候可以得到0度天然气。入油温度就要在-37.3，一部分降温可以通过硫进行，假定硫升温到50度，
137.3*1690-700*212/3=182570.3333/kg
这部分热量需要液冷吸走182570/1176000*1200=186w每千克
能耗降低，而高硫处于与液体换热阶段的余热可以用蒸汽机吸走。
提高天然气出口温度不在考虑范围，如果提高可以做到不用任何液冷，但是烧起来就难受了！
此方案在调节各种资源到完美温度的情况下做到了目前的最低功耗，非常不错，如果没有更好的就用这个流程。

终于有数学家入住了 之前还想让人去求个函数图

最后给出两种方案:
一号方案，不限制天然气出口温度，略微提高和降低高硫换热首尾温度，达到换热末端直接相变无需液冷的状态，余热由蒸汽机提前吸走，需要计算是否可行，并得出蒸汽机吸热的合适位置范围。
二号方案，就楼上方案，入油温度控制在-37.3摄氏度，需要得出蒸汽机吸热的合适位置范围，也略微提高和降低两端温度，稳定之后脱离液冷。

一号方案，100度入油，1kg流量余热1898*442-303*1690-139*1760=82206/2/4179=9.83
10kg流量使2kg水上升98.3度。一个蒸汽机就够了。吸热完成之后完全换热首尾温度也不能保持相同，只能首尾温差相同，温差越小导热越慢，所以不可能完全温度相同，只能通过增加换热面积变相增加导热时间减小温差。
82206/1898=43.31
吸去这部分热量会使高硫温度下降43.31度，经过分析，如果导热是瞬时的，在任何位置吸热都没问题，但如果在最顶端或者最底端吸热显然会影响相变，因为比热容的关系，最终都会达到热平衡，将对入温和出温的影响降到最低。设换热节数为n，则每节换热(1898*442-82206)/n，剩余换热节的总换热量任务应大于82206，否则造成换热节效率下降，设在从低温开始计数，第m节吸热，得到不等式
m(1898*442-82206)/n≥82206
解得9.2m≥n
同样的如果在上端吸热，要留足够的热量供石油相变，同理设mn，具体不等式分多种情况，不进行计算，远大于蒸汽机工作温度。
方案一吸热位置遵循9.2m≥n尽量接近蒸汽机工作温度即可。
剩余热量硫升温到50度天然气温度
1898*262-700*212/3=447809.3333
447809.3333*3/2191/2-162=144.58
天然气出口温度144.58
考虑到高硫入口温度100摄氏度，有热量溢出，高硫在末端温度高于天然气，假设冷却到天然气最低温-183，
447809.3333*3/2191/2-183=123.5787312，仍然不可实现。所以高硫相变点需要一个液冷，功率至少为
262*1898-2*262*2191/3-700*212/3=65114.66667/1176000=0.05536961452*1200=66.44353742瓦每千克

一号方案吸热位置纠正分析，基础运算请参考楼上。
最关键的是吸热位置计算有误，图省事得出了错误结果，现进行重新计算。
引入变量每节换热效率μ，换热节n，节间温差dt，总温度变化量dT，
其中dt=dT/n
换热效率μ除去和材料接触面A有关，一旦固定就不变，因为换热过程稳定之后dt在对相对应的每个n都是常数，在热导方程Φ=-αAdt/dx中，求导得到导热速率μ是一个常数，也就是导热速率μ和换热节n成反比，与1/n和dt成正比。
接楼上，高硫需降温43.31k，引入在m节的积热ΔΦm，即高硫在m节多余的热量。相对于石油的热梯度，高硫每节升温
1898-1760=138
138/1898=0.073dt
对于原油高硫每节升温
1898-1690=208
208/1898=0.11dt
造成温差实际的温差dt＇大于dt导热速率μ增大。所以在实际换热过程中热梯度dt不是均匀分布的，呈现上小下大的趋势，导热速率μ越往低温部分越大。
楼下继续

先把这个换热模型彻底搞明白，热力学没学过现导吧！有助于以后的各项导热研究。
在这个模型中，导热速率μ是变化的，与导热持续时间Δt有关系，不仅传导热量使温差发生变化，因为比热容不同，两种导热主体的温度变化ΔT1和ΔT2也不同，这里最终要推导的是
每节总导量Φ=∫μdt
💊引入变量导热加速度g，和导热主体的比热容c，质量M，热功率p，导热材料导热率α有关。而热功率p又和温差ΔT导热时间Δt有关，看起来像个无限套娃，不好搞，可能中间会约去。
μ=μ0+∫gdt
由力学中的p=fv f=ma 可以得到 p=mav
体现在这里就是p=mgμ

因为导热率α，接触面A，导热距离x(此模型中A，x固定为1，1格接触面和距离，可以不出现在推导中)固定不变，所以导热速度μ和温差ΔT线性相关，暂不加入接触方式，不同接触导热率计算不同，以散热板为准，经过时间t后
石油温度变化ΔT1=αt/(1760m)
高硫温度变化ΔT2=αt/(1898m)
原油温度变化ΔT3=αt/(1690m)
天然气温度变化
ΔT4=3αt/(2*2191m)
导热加速度是由于温差发生变化而出现的
高硫石油换热阶段
g1=μ1-μ0=(ΔT1+ΔT2+T1-T2)α
高硫原油换热阶段
g2=μ1-μ0=(ΔT2+ΔT3+T3-T2)α
高硫天然气换热阶段
g3=μ1-μ0=(ΔT2+ΔT4+T4-T2)α