渣油加氫裝置換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化*

王晨升 馮霄 王彧斐（中國(guó)石油大學(xué)（北京）新能源研究院）

渣油加氫技術(shù)是實(shí)現(xiàn)渣油輕質(zhì)化的清潔燃料生產(chǎn)技術(shù)。其工藝原理[1]是在高溫、高壓和催化劑存在的條件下，渣油和氫氣進(jìn)行催化反應(yīng)，渣油中的硫、氮化合物分別與氫氣發(fā)生反應(yīng)，生成硫化氫、氨和烴類化合物，金屬有機(jī)化合物與氫、硫化氫發(fā)生反應(yīng)，生成金屬硫化物和烴類化合物。同時(shí)渣油中部分較大的分子裂解并加氫，轉(zhuǎn)化為分子較小的優(yōu)質(zhì)理想組分（石腦油和柴油）。渣油加氫技術(shù)能有效增加輕質(zhì)油收率，提高原油利用率，降低SOX、NOX和碳的排放。然而渣油加氫裝置反應(yīng)過程是高溫、高壓和臨氫操作，對(duì)進(jìn)料和氫氣有升溫、升壓的要求，消耗大量燃料和動(dòng)力，因此降低能耗是渣油加氫裝置主要的追求目標(biāo)之一[2]。

夾點(diǎn)技術(shù)是一種非常有效的換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化技術(shù)，應(yīng)用夾點(diǎn)技術(shù)進(jìn)行換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化可取得明顯的節(jié)能效果。然而將夾點(diǎn)技術(shù)應(yīng)用于渣油換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化的研究鮮有報(bào)道，馬書濤[2]、王國(guó)勝[3]、薛青成和葉向偉[4]對(duì)渣油加氫裝置的節(jié)能優(yōu)化主要集中在個(gè)別物流的熱量回收、加熱爐效率的提高以及變頻電動(dòng)機(jī)的使用等，沒有應(yīng)用夾點(diǎn)技術(shù)對(duì)渣油加氫整個(gè)換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行分析優(yōu)化。

采用夾點(diǎn)分析方法對(duì)某廠渣油加氫裝置換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行分析，基于現(xiàn)行換熱網(wǎng)絡(luò)結(jié)構(gòu)，對(duì)換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行優(yōu)化探索，以實(shí)現(xiàn)更好的節(jié)能效果和經(jīng)濟(jì)效益。

1 渣油加氫裝置流程與基礎(chǔ)物流數(shù)據(jù)提取

渣油加氫由加氫反應(yīng)過程和反應(yīng)產(chǎn)物分離過程兩部分組成。

加氫反應(yīng)過程：自罐區(qū)和VR1 上游直供的原料進(jìn)入原料緩沖罐，與分餾塔底油換熱，從139.4 ℃加熱至250 ℃進(jìn)入過濾器，過濾后進(jìn)入進(jìn)料緩沖罐；來(lái)自342-K-101/102 的混氫與熱高分氣換熱，從100.2 ℃加熱至250.2 ℃，并與原料混合形成反應(yīng)進(jìn)料；反應(yīng)進(jìn)料先后與熱高分氣、加氫反應(yīng)產(chǎn)物換熱，并經(jīng)加熱爐加熱至394 ℃進(jìn)入串聯(lián)加氫反應(yīng)器反應(yīng)。

反應(yīng)產(chǎn)物分離過程：從加氫反應(yīng)器得到的反應(yīng)產(chǎn)物與反應(yīng)進(jìn)料換熱，溫度從425 ℃降至350 ℃進(jìn)入熱高壓分離器；熱高壓分離器頂產(chǎn)物先后與反應(yīng)進(jìn)料和混氫換熱后，溫度從350 ℃降至180 ℃并與返回氫混合經(jīng)空冷器冷卻至50 ℃進(jìn)入冷高壓分離器；熱高壓分離器底部產(chǎn)物經(jīng)液力透平后進(jìn)入熱低壓分離器；熱低壓分離器頂部產(chǎn)物（熱低分氣）與冷低分油換熱后經(jīng)空冷器冷卻至50 ℃，與冷高壓分離器底產(chǎn)物一同進(jìn)入冷低壓分離器；熱低壓分離器底部產(chǎn)物（熱低分油）經(jīng)分餾塔進(jìn)料加熱爐加熱至385 ℃自分餾塔第10 塊板進(jìn)入分餾塔；冷低壓分離器產(chǎn)物（冷低分油）先后與熱低分氣、柴油、分餾塔底油換熱，加熱至320 ℃自分餾塔第6 塊板進(jìn)入分餾塔；分餾塔頂產(chǎn)物經(jīng)空冷、水冷進(jìn)入分餾塔頂回流罐；分餾塔底產(chǎn)物（加氫尾油）先后與冷低分油、柴油側(cè)線汽提塔再沸器、原料油、1.0 MPa蒸汽發(fā)生器換熱至200 ℃去FCC，10%的加氫尾油用空冷器冷卻至90 ℃進(jìn)罐區(qū)；柴油側(cè)線汽提塔產(chǎn)物柴油與冷低分油、熱水、空冷器換熱冷卻至50℃進(jìn)儲(chǔ)罐。

圖1 渣油加氫裝置工藝流程

渣油加氫裝置工藝流程如圖1 所示。經(jīng)過對(duì)渣油加氫裝置操作參數(shù)和過程工藝流程的分析，提取到9 股熱流、6 股冷流，如表1 所示。

表1 渣油加氫裝置冷熱物流數(shù)據(jù)

2 現(xiàn)行換熱網(wǎng)絡(luò)的分析

對(duì)渣油加氫裝置現(xiàn)行換熱網(wǎng)絡(luò)分析可知：最小傳熱溫差出現(xiàn)在熱低分氣空冷器A2，為15.6 ℃，采用該溫差為最小傳熱溫差。

將表1 中的物流數(shù)據(jù)輸入Aspen energy analyzer軟件，計(jì)算得到如下結(jié)果：裝置的夾點(diǎn)平均溫度為116.5 ℃，即夾點(diǎn)處熱物流溫度為124.3 ℃，冷物流溫度為108.7 ℃。系統(tǒng)所需的最小冷卻公用工程13 140 kW，最小加熱公用工程負(fù)荷11 460 kW。而現(xiàn)行換熱網(wǎng)絡(luò)的總冷卻公用工程負(fù)荷為15 827 kW，總加熱公用工程負(fù)荷為17 687 kW（兩個(gè)加熱爐的燃料消耗），夾點(diǎn)之上產(chǎn)蒸汽3 541.8 kW。由此可算得理論上該裝置的節(jié)能潛力為2 685.2 kW，占現(xiàn)行加熱公用工程量的15.2%。

圖2 為現(xiàn)行換熱網(wǎng)絡(luò)，具體而清楚地反映了現(xiàn)行換熱網(wǎng)絡(luò)中換熱器的分布。根據(jù)夾點(diǎn)技術(shù)三原則（夾點(diǎn)之上不能有冷卻公用工程；夾點(diǎn)之下不能有加熱公用工程；不能有跨越夾點(diǎn)的傳熱）分析實(shí)際工況，發(fā)現(xiàn)以下幾處換熱器配置不合理，其不合理的換熱量見表2。

表2 渣油加氫裝置不合理?yè)Q熱量

3 換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化

從以上的分析可知，渣油加氫現(xiàn)行網(wǎng)絡(luò)用能存在不合理的部分，系統(tǒng)的節(jié)能潛力約為15.2%。考慮到夾點(diǎn)之上產(chǎn)蒸汽3 541.8 kW （1.0 MPa，180 ℃），比起分餾塔進(jìn)料加熱爐（加熱冷流353.4～385 ℃）的溫位，所產(chǎn)蒸汽溫位和等級(jí)均較低，即以能量品質(zhì)高的加熱爐燃料消耗為代價(jià)副產(chǎn)能量品質(zhì)較低的蒸汽，在能量的利用上是不合理的。因此在優(yōu)化時(shí)考慮去掉夾點(diǎn)之上產(chǎn)蒸汽部分，最大限度利用夾點(diǎn)之上熱物流的熱量，從而減少燃料的消耗。

圖2 渣油加氫裝置現(xiàn)行換熱網(wǎng)絡(luò)

通過對(duì)原始網(wǎng)絡(luò)的分析可知，熱流H2（分餾塔底產(chǎn)物→FCC）在229.4～200 ℃溫度區(qū)間的熱量用來(lái)產(chǎn)生蒸汽，而使用加熱爐的兩股冷流C1（反應(yīng)進(jìn)料與混氫混合物→加氫反應(yīng)器）和C2（熱低分油→分餾塔）溫位均高于該溫度區(qū)間。因此去掉蒸汽發(fā)生器后，熱流H2 的這部分熱量不能直接用以加熱冷流C1 和C2，需通過熱負(fù)荷轉(zhuǎn)移的方法將該部分熱量先用以加熱溫位較低的冷流，再用之前與這些冷流換熱的較高溫位的熱流加熱冷流C1 和C2，從而節(jié)約加熱爐的燃料。因此，優(yōu)化方案分以下四個(gè)步驟進(jìn)行。

3.1 第一步優(yōu)化

在原始網(wǎng)絡(luò)中熱流H3（熱低壓分離器頂產(chǎn)物→冷低壓分離器）352～177 ℃區(qū)間的熱量通過換熱器E5 將冷流C3（冷低分油→分餾塔）從50.9℃加熱至123.1 ℃，177～50 ℃區(qū)間的熱量通過空冷器A2冷卻。換熱器E5 發(fā)生了跨夾點(diǎn)的傳熱，空冷器A2為夾點(diǎn)之上的冷卻器?，F(xiàn)改為熱流H3 夾點(diǎn)之上（352～124.3 ℃）的熱量繼續(xù)通過換熱器E5 加熱冷流C3 夾點(diǎn)之上的部分（108.7～165.9 ℃）；熱流H7（分餾塔頂產(chǎn)物-分餾塔頂回流罐）為夾點(diǎn)之下的熱物流，原來(lái)全部用公用工程冷卻，現(xiàn)降低空冷器A3 熱負(fù)荷，并將熱流H7 在區(qū)間（124.3～106 ℃）等分為兩股，其中一股通過新增換熱器E-01 用來(lái)加熱C3 夾點(diǎn)以下的部分（50.9～108.7 ℃）。通過該步優(yōu)化，分別消除了換熱器E5 和空冷器A2 的不合理熱負(fù)荷554.4 kW 和187.2 kW，減少冷卻公用工程負(fù)荷1219.2 kW。第一步優(yōu)化后局部網(wǎng)絡(luò)如圖3所示。

圖3 第一步優(yōu)化后局部網(wǎng)絡(luò)

3.2 第二步優(yōu)化

原始網(wǎng)絡(luò)中熱流H4（熱高壓分離器頂產(chǎn)物-返回氫混合點(diǎn)）280～180 ℃區(qū)間的熱量通過換熱器E3將冷流C6（混氫→反應(yīng)進(jìn)料混合點(diǎn)）從100.2 ℃加熱至目標(biāo)溫度252 ℃，換熱器E3 發(fā)生了跨夾點(diǎn)的傳熱。現(xiàn)改為冷流C6 夾點(diǎn)之下的部分（100.2～108.7 ℃）通過新增換熱器E-02 與第一步優(yōu)化中熱流H7（分餾塔頂產(chǎn)物→分餾塔頂回流罐）分出的另一股熱流換熱。熱流H6（分餾塔底產(chǎn)物→加氫尾油罐）200～90 ℃全部用空冷器A5 冷卻，導(dǎo)致夾點(diǎn)之上設(shè)置冷卻器，現(xiàn)改為熱流H6 夾點(diǎn)之上（200～124.3 ℃）的熱量通過新增換熱器E-03 加熱冷流C6（混氫→反應(yīng)進(jìn)料混合點(diǎn)）夾點(diǎn)之上的部分（108.7～123.1 ℃），熱流H6 夾點(diǎn)之下（124.3～90 ℃）的部分繼續(xù)通過原空冷器A5 冷卻。通過該步優(yōu)化消除了空冷器A5 的不合理熱負(fù)荷810.5 kW，減少冷卻公用工程810.5 kW。第二步優(yōu)化后局部網(wǎng)絡(luò)如圖4 所示。

圖4 第二步優(yōu)化后局部網(wǎng)絡(luò)

3.3 第三步優(yōu)化

原網(wǎng)絡(luò)中熱流H5（柴油側(cè)線汽提塔底產(chǎn)物-柴油儲(chǔ)罐）175～120 ℃區(qū)間的740 kW 熱量通過熱水回收（65～100 ℃），熱流和熱水的換熱溫差較大，現(xiàn)將其改為熱流150～85 ℃區(qū)間的熱量用熱水回收（65～100 ℃），剩 余 較 高 溫 位 的 熱 量（198.5～150 ℃）通過新增換熱器E-04 加熱冷流C6（混氫→反應(yīng)進(jìn)料混合點(diǎn)）夾點(diǎn)之上的部分（123.1～137.5 ℃），冷流C6 夾點(diǎn)之上剩余部分（137.5～252 ℃）所需熱量繼續(xù)通過原網(wǎng)絡(luò)中的換熱器E3 由熱流H4 （熱高壓分離器頂產(chǎn)物-返回氫混合點(diǎn)）（255.4～180 ℃）溫度區(qū)間提供。通過該步優(yōu)化，消除化熱器E12不合理熱負(fù)荷321.1 kW，減少冷卻公用工程負(fù)荷361.6 kW。第三步優(yōu)化后局部網(wǎng)絡(luò)如圖5所示。

圖5 第三步優(yōu)化后局部網(wǎng)絡(luò)

3.4 第四步優(yōu)化

原網(wǎng)絡(luò)中熱流H2（分餾塔底產(chǎn)物-FCC）發(fā)生蒸汽3 541.8 kW （1.0 MPa，180 ℃）。去掉蒸汽發(fā)生器E9，熱流H2（315.3～200 ℃）溫度區(qū)間的熱負(fù)荷繼續(xù)通過原換熱器E8 將冷流C5（原料油升壓泵→反應(yīng)進(jìn)料泵）從139.4 ℃加熱至目標(biāo)溫度258.6 ℃，熱流H2 多余出的（342.4～315.3 ℃）溫度區(qū)間的熱量通過新增換熱器E-05 加熱冷流C1（反應(yīng)進(jìn)料與混氫混合物→加氫反應(yīng)器）（280.7～294.3 ℃），從而減少反應(yīng)進(jìn)料加熱爐F1負(fù)荷730 kW；原網(wǎng)絡(luò)中熱流H1 （反應(yīng)產(chǎn)物→熱高壓分離器）（425～350 ℃）加熱冷流C1（反應(yīng)進(jìn)料與混氫混合物→加氫反應(yīng)器）（273.2～358.7 ℃），現(xiàn)改為熱流H1 （反應(yīng)產(chǎn)物→熱高壓分離器）（425～408.8 ℃）溫度區(qū)間的熱負(fù)荷通過新增換熱器E-06 將冷流C2（熱低分油→分餾塔）從353.4 ℃加熱至目標(biāo)溫度385 ℃，從而省去加熱爐F2，減少加熱公用工程負(fù)荷5157 kW。通過該步優(yōu)化，減少加熱公用工程負(fù)荷5887 kW。第四步優(yōu)化后局部網(wǎng)絡(luò)如圖6所示。

優(yōu)化后總網(wǎng)絡(luò)如圖7 所示，優(yōu)化前后總公用工程用量對(duì)比如表3 所示。

圖6 第四步優(yōu)化后局部換熱網(wǎng)絡(luò)

表3 優(yōu)化前后公用工程量對(duì)比

從表3 可以看出，網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化前加熱公用工程負(fù)荷為17 687.2k W，冷卻公用工程負(fù)荷為15 827 kW，產(chǎn)低壓蒸汽3 541.8 kW；優(yōu)化后加熱公用工程負(fù)荷為11 800 kW，冷卻公用工程負(fù)荷為13 475.8 kW，不再產(chǎn)蒸汽。優(yōu)化后加熱公用工程負(fù)荷減少5887 kW，同時(shí)減產(chǎn)蒸汽3 541.8 kW，剩余沒有回收的少部分熱量是由于通過熱水回收熱量的換熱器E12 有部分跨夾點(diǎn)的換熱，回收這少部分熱量一方面會(huì)增加換熱器，進(jìn)而增加投資費(fèi)用和網(wǎng)絡(luò)的復(fù)雜度，另一方面滿足不了原設(shè)計(jì)的熱水回收要求，綜合上述因素，不予回收這部分熱量。

圖7 渣油加氫裝置優(yōu)化后網(wǎng)絡(luò)

裝置運(yùn)行時(shí)間按8000 h/a 計(jì)算，加熱公用工程使用燃料氣，熱值為39 775 MJ/t，加熱爐熱效率取80%[5]，燃料氣單價(jià)為2000 元/t，由此可計(jì)算優(yōu)化后每年節(jié)約燃料氣的費(fèi)用為1 065.6 萬(wàn)元，減產(chǎn)的1.0 MPa 蒸汽年費(fèi)用為384.7 萬(wàn)，因此優(yōu)化后年節(jié)約費(fèi)用680.9 萬(wàn)元。優(yōu)化后增加了E-01、E-02、E-03、E-04、E-05、E-06 六個(gè)換熱器，換熱器E1、E2、E3、E5、E8、E10、E12 面積相應(yīng)增加，凈增換熱器面積（A）9 149.7 m2，按公式C=a+bAc （式中a、b、c 為價(jià)格系數(shù)，安裝費(fèi)用a 取10000 元，每平米換熱面積b 取350 元，c 取1）[6]可計(jì)算得設(shè)備投資費(fèi)用（C）為321.2 萬(wàn)元，投資回收期為0.47年，即6 個(gè)月，經(jīng)濟(jì)效益明顯。

4 結(jié)論

1）利用夾點(diǎn)技術(shù)對(duì)某煉廠渣油加氫裝置換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行分析，發(fā)現(xiàn)該換熱網(wǎng)絡(luò)的節(jié)能潛力為2 685.2 kW，占現(xiàn)行加熱公用工程量的15.2%。

2）基于夾點(diǎn)分析結(jié)果，應(yīng)用夾點(diǎn)原則對(duì)換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行了優(yōu)化，優(yōu)化后停用了分餾塔進(jìn)料加熱爐，節(jié)約加熱公用工程負(fù)荷2 345.2 kW，年節(jié)省費(fèi)用680.9 萬(wàn)元，投資回收期為6 個(gè)月。

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