利用夾點(diǎn)技術(shù)優(yōu)化催化裂化裝置的換熱網(wǎng)絡(luò)

尚建龍，王 婷，沈 琳，2，孫蘭義

(1.中國(guó)石油大學(xué)重質(zhì)油國(guó)家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，山東 青島 266580；2.中國(guó)石油西南油氣田分公司天然氣研究院)

利用夾點(diǎn)技術(shù)優(yōu)化催化裂化裝置的換熱網(wǎng)絡(luò)

尚建龍1，王 婷1，沈 琳1，2，孫蘭義1

(1.中國(guó)石油大學(xué)重質(zhì)油國(guó)家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，山東 青島 266580；2.中國(guó)石油西南油氣田分公司天然氣研究院)

某石化企業(yè)年處理量為1.40 Mt的催化裂化裝置存在較大的節(jié)能潛力，應(yīng)用夾點(diǎn)技術(shù)對(duì)其能量利用狀況進(jìn)行分析與優(yōu)化。研究結(jié)果表明：通過(guò)優(yōu)化并改造換熱網(wǎng)絡(luò)，可使催化裂化裝置節(jié)省1.0 MPa蒸汽7.88 t/h，節(jié)省循環(huán)水3.77 t/h，節(jié)省電耗16 kW；改造后催化裂化裝置節(jié)能約109.19 MJ/t，年經(jīng)濟(jì)效益增加1 221.3萬(wàn)元。

催化裂化 能量系統(tǒng)優(yōu)化 換熱網(wǎng)絡(luò) 夾點(diǎn)技術(shù)

節(jié)能已成為當(dāng)今世界主要的技術(shù)和社會(huì)問題，與能源供應(yīng)密切相關(guān)的措施都具有非常重要的戰(zhàn)略意義[1]。迄今為止，石油化工行業(yè)依舊是世界上最大的能源消耗產(chǎn)業(yè)，占世界工業(yè)總能源消耗的30%。然而，基于化工行業(yè)的用能復(fù)雜性，其節(jié)能潛力的評(píng)估依舊是個(gè)難題[2]。在我國(guó)，石化行業(yè)是國(guó)民經(jīng)濟(jì)的支柱產(chǎn)業(yè)，但其也是能耗大戶，每年能源消費(fèi)量為全國(guó)能源總消費(fèi)量的10%～12%。同時(shí)，能源消耗占化工產(chǎn)品成本的20%～30%，高耗能產(chǎn)品達(dá)到60%～70%。石化行業(yè)節(jié)能降耗面臨巨大的壓力[3]。

目前，我國(guó)催化裂化裝置總加工能力已將近150 Mt/a，其總進(jìn)料的近40%為渣油，生產(chǎn)的汽油組分占汽油產(chǎn)品總量的70%，柴油組分占柴油產(chǎn)品總量的30%，丙烯產(chǎn)量占丙烯總量的40%[4]。然而，我國(guó)催化裂化裝置能量的消耗普遍較高，與世界先進(jìn)水平相比還有較大差距。法國(guó)某先進(jìn)煉油廠催化裂化裝置的能耗為1.63 GJ/t，而我國(guó)催化裂化裝置能耗一般為2.3～3.34 GJ/t，約為前者的2倍[5]。這樣的高能耗導(dǎo)致我國(guó)催化裂化裝置加工成本乃至整個(gè)原油加工行業(yè)成本普遍較高。因此，降低催化裂化裝置的能耗是我國(guó)石油煉制行業(yè)的重要任務(wù)。

Linnhoff等[6]提出了過(guò)程能量綜合方法——夾點(diǎn)技術(shù)(Pinch Technology)。20世紀(jì)70年代末，Linnhoff參與新廠設(shè)計(jì)和老廠改造項(xiàng)目時(shí)發(fā)現(xiàn)夾點(diǎn)技術(shù)的應(yīng)用可促使裝置平均節(jié)能30%；1982年，在試算了9個(gè)工程案例后，Linnhoff發(fā)現(xiàn)使用夾點(diǎn)方法可促進(jìn)裝置平均節(jié)能50%[7]。夾點(diǎn)技術(shù)在新建煉油廠的設(shè)計(jì)和舊煉油廠的改造方面前景廣闊。一般認(rèn)為，催化裂化裝置的換熱網(wǎng)絡(luò)較為簡(jiǎn)單，所以?shī)A點(diǎn)技術(shù)在國(guó)內(nèi)催化裂化裝置中應(yīng)用較少，導(dǎo)致了許多不合理用能。本課題以某石化企業(yè)1.40 Mt/a催化裂化裝置為例，應(yīng)用夾點(diǎn)技術(shù)分析與診斷當(dāng)前換熱網(wǎng)絡(luò)，對(duì)換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行優(yōu)化并提出改進(jìn)方案。

1 催化裂化裝置基礎(chǔ)數(shù)據(jù)

某石化企業(yè)1.40 Mt/a催化裂化裝置，原料油殘?zhí)繛?%，回?zé)挶葹?.1，反應(yīng)器出口溫度為505 ℃，主風(fēng)機(jī)出口壓力為0.42 MPa，富氣壓縮機(jī)出口壓力為1.6 MPa。裝置的設(shè)計(jì)通過(guò)聯(lián)合裝置內(nèi)各單元內(nèi)部用能的優(yōu)化配置和節(jié)能降耗措施降低各單元的能耗，裝置設(shè)計(jì)能耗為2 020.46 MJ/t。裝置的物料平衡見表1，換熱物流數(shù)據(jù)見表2(其中熱物流的熱量已考慮熱損失)，公用工程參數(shù)見表3。

表1 裝置的物料平衡

表2 工藝換熱物流

表3 公用工程參數(shù)

2 換熱網(wǎng)絡(luò)的夾點(diǎn)分析

催化裂化裝置能量系統(tǒng)分析需要先確定最小傳熱溫差(ΔTmin)，ΔTmin確定后便能計(jì)算出能量系統(tǒng)的最小能耗目標(biāo)。

2.1 確定最小傳熱溫差

ΔTmin是指任何冷換設(shè)備中冷、熱物流在逆流的條件下冷端和熱端之間的最小溫度差值，反映了設(shè)備投資與能耗之間的權(quán)衡關(guān)系。ΔTmin越小，熱回收量越多，則能量的費(fèi)用越少。但此時(shí)整個(gè)換熱網(wǎng)絡(luò)各處的傳熱溫差均相應(yīng)減小，換熱面積增大，設(shè)備投資費(fèi)用增大。

在不斷的實(shí)踐與研究中，各種不同系統(tǒng)的ΔTmin也有經(jīng)驗(yàn)取值范圍。對(duì)于許多煉油裝置，如催化裂化裝置、延遲焦化裝置、原油預(yù)熱系統(tǒng)、加氫裝置及重整裝置，適用的ΔTmin范圍見表4[8]。從表4可以看出：對(duì)于催化裂化裝置，工藝物流與工藝物流之間的換熱ΔTmin可取20 ℃，而工藝物流和公用工程之間的換熱則大為不同，所以需要針對(duì)不同種類的公用工程來(lái)分別定義ΔTmin；工藝物流和冷卻水之間的ΔTmin僅設(shè)為10 ℃，這是因?yàn)槔鋮s水是溫度最低的可用公用工程，所以必須降低ΔTmin，從而使冷卻水達(dá)到裝置的冷卻要求；工藝物流和空氣之間的ΔTmin設(shè)為15 ℃，為滿足裝置中現(xiàn)有空氣冷卻器的ΔTmin而設(shè)定。

表4 煉油裝置最小傳熱溫差經(jīng)驗(yàn)值和所選值

2.2 換熱網(wǎng)絡(luò)夾點(diǎn)分析及用能診斷

利用Aspen Plus對(duì)流程進(jìn)行模擬，將數(shù)據(jù)導(dǎo)入到Aspen Energy Analyzer中進(jìn)行能量利用分析與診斷。由上述分析，可以確定在ΔTmin為20 ℃的情況下，平均夾點(diǎn)溫度為341 ℃，即熱流溫度為351 ℃，冷流溫度為331 ℃，最小加熱公用工程量為0，最小冷卻公用工程用量為41 795.19 kW，如圖1所示。

圖1 總組合曲線

對(duì)裝置實(shí)際用能狀況進(jìn)行分析可知，當(dāng)前加熱公用工程量為2.46 MW(較Aspen Energy Analyzer計(jì)算所得的最小加熱公用工程量多2.46 MW)，冷卻公用工程量為44.06 MW(最小冷卻公用工程用量的1.054倍)。由此可見，當(dāng)前換熱網(wǎng)絡(luò)能量利用不太合理，節(jié)能潛力較大。

工藝物流的夾點(diǎn)溫度較高，而且經(jīng)分析可知系統(tǒng)中的工藝物流與工藝物流之間無(wú)跨夾點(diǎn)的換熱，但是由于公用工程夾點(diǎn)的存在，一些工藝物流和公用工程的換熱過(guò)程會(huì)跨越夾點(diǎn)，造成公用工程使用的浪費(fèi)，其中解吸塔塔底循環(huán)油與1.0 MPa蒸汽的換熱為跨公用工程夾點(diǎn)的換熱，與最小熱公用工程用量為0相比，造成了較大的能量耗損。

3 改進(jìn)方案

以整個(gè)換熱網(wǎng)絡(luò)的最小公用工程用量為研究重點(diǎn)，以最小能量目標(biāo)為基礎(chǔ)，提出催化裂化裝置內(nèi)部換熱網(wǎng)絡(luò)的有效配置和優(yōu)化改造建議，提高工藝物流之間的換熱，消除跨越公用工程夾點(diǎn)的換熱，降低公用工程的使用，從而達(dá)到最大限度節(jié)能降耗目的。

3.1 穩(wěn)定汽油換熱流程改進(jìn)

穩(wěn)定汽油換熱及出裝置優(yōu)化前后流程示意見圖2和圖3(橢圓內(nèi)的數(shù)字代表?yè)Q熱器熱負(fù)荷，kW，下同)。從圖2可以看出：初始溫度為156 ℃的穩(wěn)定汽油出穩(wěn)定塔進(jìn)料換熱器(E1305)后溫度為140 ℃，經(jīng)過(guò)穩(wěn)定汽油-凝縮油換熱器(E1306)后溫度為105 ℃，依次經(jīng)過(guò)穩(wěn)定汽油-熱水換熱器(E1315)、穩(wěn)定汽油-除鹽水換熱器(E1307)，換熱后溫度為70 ℃，進(jìn)穩(wěn)定汽油干式空冷器(E1308)、穩(wěn)定汽油冷卻器(E1309)冷卻后溫度為37 ℃，分成兩路，一路去汽油加氫精制裝置，另一路經(jīng)補(bǔ)充吸收劑冷卻器(E1314)冷卻至30 ℃；優(yōu)化前穩(wěn)定汽油(105 ℃)先與熱水進(jìn)行換熱，換熱后溫度為92 ℃，再與除鹽水進(jìn)行換熱，換熱后溫度為70 ℃，換熱流程不合理，因?yàn)槌}水需要升溫至90 ℃左右后送至除氧器，除氧器熱源來(lái)自于1.0 MPa蒸汽，升高除鹽水終溫會(huì)有效減少蒸汽的使用量。再者，汽油加氫脫硫單元的工藝要求穩(wěn)定汽油溫度在50 ℃左右，目前穩(wěn)定汽油經(jīng)空冷水冷卻至37 ℃后去加氫精制裝置，溫度偏低，且增加空冷電耗及循環(huán)水用量。從圖3可以看出，優(yōu)化方案中穩(wěn)定汽油出穩(wěn)定汽油-凝縮油換熱器(E1306)后，首先與除鹽水進(jìn)行換熱，與除鹽水換熱后的穩(wěn)定汽油溫度為80 ℃，然后與熱水進(jìn)行換熱，而后直接抽出一股與去加氫精制單元的穩(wěn)定汽油進(jìn)行混合，控制混合后溫度在50 ℃左右，這樣在滿足汽油加氫脫硫單元工藝要求的基礎(chǔ)上，降低了穩(wěn)定汽油干式空冷器(E1308)的電耗，節(jié)約了穩(wěn)定汽油冷卻器(E1309)循環(huán)用水量。

圖2 穩(wěn)定汽油換熱及出裝置優(yōu)化前流程示意

圖3 穩(wěn)定汽油換熱及出裝置優(yōu)化后流程示意

3.1.1 穩(wěn)定汽油干式空冷器電耗量 換熱流程優(yōu)化后，干式空冷器換熱負(fù)荷降低，空冷器風(fēng)機(jī)排風(fēng)量減少，電動(dòng)機(jī)轉(zhuǎn)速降低，電機(jī)功率減少，電耗降低?？绽淦鳠嶝?fù)荷降低量按下式計(jì)算：

ΔH1=H0-H1=3 253 kW-2 895 kW=358 kW

式中：H0為優(yōu)化前干式空冷器的熱負(fù)荷，kW；H1為優(yōu)化后干式空冷器的熱負(fù)荷，kW。利用換熱器設(shè)計(jì)軟件Aspen Exchanger Design and Rating對(duì)該空冷器進(jìn)行計(jì)算得出其優(yōu)化前后電機(jī)功率，從而得出其電耗節(jié)省量為16 kW。

3.1.2 穩(wěn)定汽油冷卻器循環(huán)水節(jié)省量 換熱流程優(yōu)化后，冷卻器熱負(fù)荷降低量為35 kW，公用工程循環(huán)冷水溫升為30～40 ℃(實(shí)際溫升在8～10 ℃)。在1 h內(nèi)，水冷器熱負(fù)荷減少量(ΔH2)按下式計(jì)算：

ΔH2=35 kJ/s×3 600 s=126 000 kJ

根據(jù)能量衡算，水冷器熱負(fù)荷減少量為相應(yīng)的循環(huán)水的換熱量：ΔH2=WH2OCPΔt，得WH2O=3.77 t/h，式中：WH2O為減少的循環(huán)水流量，kg/h；CP為循環(huán)水熱容，J/(kg·℃)；Δt為循環(huán)水溫度變化量，℃。

3.1.3 1.0 MPa蒸汽節(jié)省量 除鹽水需要升溫至90 ℃左右后送至除氧器，除氧器熱源來(lái)自于1.0 MPa蒸汽，升高除鹽水終溫會(huì)有效減少蒸汽的使用量。調(diào)整換熱順序后，穩(wěn)定汽油-除鹽水換熱器熱負(fù)荷與流程優(yōu)化前相比增加了473 kW。該部分熱量在數(shù)值上等于節(jié)省的1.0 MPa蒸汽加熱除鹽水釋放的熱量。蒸汽節(jié)省量(W蒸汽)可用下式計(jì)算：

ΔH3=473 kJ/s×3 600 s=1 702.8 MJ/h

ΔH3=W蒸汽ΔHH2O

式中：ΔH3為穩(wěn)定汽油-除鹽水換熱器熱負(fù)荷降低量，kW；W蒸汽為蒸汽節(jié)省量，kg/h；ΔHH2O為水的汽化潛熱，kJ/kg。

3.1.4 節(jié)能降耗效果 對(duì)當(dāng)前換熱流程改進(jìn)后，節(jié)能降耗效果見表5。將優(yōu)化方案與原流程進(jìn)行能量分析比較，可以計(jì)算得出優(yōu)化方案節(jié)能降耗6.53 MJ/t，根據(jù)公用工程價(jià)格表，計(jì)算出優(yōu)化改進(jìn)后流程的年收益增加78萬(wàn)元。

3.2 主分餾塔一中段循環(huán)油-解吸塔塔底重沸器熱聯(lián)合

解吸塔塔底重沸器熱量利用現(xiàn)狀見圖4。解吸塔只設(shè)一個(gè)再沸器(E1312)，由1.0 MPa蒸汽提供熱源，熱負(fù)荷2.469 MW，溫度300 ℃，用量7.3 t/h，蒸汽用量較大。另一方面，主分餾塔一中段循環(huán)油流量約150 t/h，自穩(wěn)定塔塔底重沸器換熱后，溫度為249 ℃，然后直接進(jìn)入分餾一中段油-熱水換熱器換熱至約202 ℃后進(jìn)入主分餾塔，熱量利用不合理。

表5 穩(wěn)定汽油換熱流程改進(jìn)效果預(yù)估

圖4 解吸塔塔底重沸器熱量利用優(yōu)化前流程示意

針對(duì)上述問題，提出優(yōu)化方案。使主分餾塔一中段循環(huán)油出穩(wěn)定塔塔底重沸器后，與解吸塔塔底需要加熱的循環(huán)油換熱，新增解吸塔塔底輔助重沸器(E1316)，從而替代7.3 t/h、1.0 MPa過(guò)熱蒸汽作為塔底再沸器的熱源，通過(guò)優(yōu)化并改造換熱網(wǎng)絡(luò)，可使催化裂化裝置節(jié)省1.0 MPa蒸汽7.88 t/h。蒸汽管路作為備用，當(dāng)主分餾塔一中段循環(huán)油無(wú)法正常產(chǎn)出時(shí)，可臨時(shí)使用來(lái)自管網(wǎng)的蒸汽作為解吸塔塔底再沸器(E1312B)的熱源。優(yōu)化后流程如圖5所示。

圖5 解吸塔塔底重沸器熱量利用優(yōu)化后流程示意

圖6 原料油預(yù)熱過(guò)程熱量利用優(yōu)化前流程示意

節(jié)能降耗與收益計(jì)算過(guò)程同3.1節(jié)。將優(yōu)化方案同原流程進(jìn)行能量分析比較，可以計(jì)算得出優(yōu)化方案節(jié)能降耗88.76 MJ/t，計(jì)算出優(yōu)化改進(jìn)后流程的年收益增加1 001.3萬(wàn)元。

3.3 原料油預(yù)熱過(guò)程改進(jìn)

原料油預(yù)熱過(guò)程的熱量利用現(xiàn)狀見圖6。對(duì)于原料油-產(chǎn)品油漿換熱器(E1216)，主分餾塔塔底油漿與原料油換熱至200 ℃后，需經(jīng)產(chǎn)品油漿冷卻水箱冷卻至160 ℃。根據(jù)夾點(diǎn)技術(shù)分析并利用Aspen Energy Analyzer對(duì)換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行分析并優(yōu)化，可得出主分餾塔塔底油漿可與原料油直接換熱至160 ℃，可知原流程增加了冷公用工程的能耗，用能不合理。

針對(duì)上述問題，提出優(yōu)化方案。由于主分餾塔塔底油漿的換熱終溫是160 ℃，可以直接經(jīng)原料油-產(chǎn)品油漿換熱器換熱到160 ℃，這個(gè)改動(dòng)減少了產(chǎn)品油漿冷卻水箱的熱負(fù)荷，從而可以減少冷卻水的使用量。同時(shí)，優(yōu)化之后，原料油經(jīng)E1216換熱后的出口溫度可提高至146 ℃，由于原料油換熱終溫保持不變，提高了其入口溫度后，原料油-循環(huán)油漿換熱器的熱負(fù)荷自然下降，剩余的熱量可以提供給循環(huán)油蒸汽發(fā)生器用來(lái)發(fā)生中壓蒸汽。優(yōu)化后的流程如圖7所示。

圖7 原料油預(yù)熱過(guò)程能量利用優(yōu)化后流程示意

將優(yōu)化方案與原流程進(jìn)行能量分析比較，可以計(jì)算得出優(yōu)化方案節(jié)能降耗13.69 MJ/t，優(yōu)化改進(jìn)流程后的年收益增加142萬(wàn)元。

3.4 經(jīng)濟(jì)性分析

改造前后裝置能耗對(duì)比見表6。從表6可以看出，對(duì)該催化裂化裝置同時(shí)使用上述3個(gè)改進(jìn)方案，可使裝置每年平均節(jié)能約109.19 MJ/t。

表6 改造前后催化裂化裝置能耗對(duì)比 MJ/t

改造方案主要增加了換熱器、部分管線及其它設(shè)備。其中新增解吸塔輔助重沸器，改造主分餾塔一中段循環(huán)油-熱水換熱器和原料油-產(chǎn)品油漿換熱器，其它換熱器均利舊即可，新增、改造和安裝費(fèi)用共計(jì)46.68萬(wàn)元。新增穩(wěn)定汽油分支管線和主分餾塔一中段循環(huán)油管線費(fèi)用為19.2萬(wàn)元。

本改造總投資65.88萬(wàn)元。裝置改造后降低能耗152 818.2 GJ/a，年經(jīng)濟(jì)效益增加1 221.3萬(wàn)元，投資回收期不到1個(gè)月，經(jīng)濟(jì)上是可行的。

4 結(jié) 論

(1) 通過(guò)工程經(jīng)驗(yàn)確定了工藝物流和公用工程之間的最小傳熱溫差，發(fā)現(xiàn)當(dāng)前換熱網(wǎng)絡(luò)公用工程用量與最小公用工程用量相差較大，并存在跨公用工程夾點(diǎn)的換熱。夾點(diǎn)技術(shù)為有效減少催化裂化裝置的能量消耗提供重要的技術(shù)支撐。

(2) 應(yīng)用夾點(diǎn)技術(shù)分析當(dāng)前換熱網(wǎng)絡(luò)，根據(jù)用能情況和工業(yè)實(shí)際提出3個(gè)節(jié)能降耗的改進(jìn)方案：由穩(wěn)定汽油先后與熱水、除鹽水換熱改造為先與除鹽水換熱，后與熱水換熱；新增解吸塔塔底輔助重沸器，替代1.0 MPa蒸汽；原油預(yù)熱過(guò)程改進(jìn)，主分餾塔塔底油漿換熱后的溫度由200 ℃改為160 ℃。

(3) 通過(guò)能耗分析和經(jīng)濟(jì)性分析可知，改造后催化裂化的總投資費(fèi)用為65.88萬(wàn)元，改造后裝置節(jié)能約109.19 MJ/t，年經(jīng)濟(jì)效益增加約1 221.3萬(wàn)元，投資回收期不到1個(gè)月。

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OPTIMIZATION OF HEAT EXCHANGER NETWORK OF FCCU WITH PINCH TECHNOLOGY

Shang Jianlong1， Wang Ting1， Shen Lin1，2， Sun Lanyi1

(1.StateKeyLaboratoryofHeavyOilProcessing，ChinaUniversityofPetroleum，Qingdao，Shandong266580；2.ResearchInstituteofNaturalGasTechnology，SouthwestOilandGasFieldCo.，PetroChina)

Pinch technology was applied to optimize the heat exchanger network (HEN) for a petrochemical enterprise with a capacity of 1.4 Mt/a FCCU. The results show that the energy consumption of the whole FCCU are decreased by 7.88 t/h of 1.0 MPa steam， 3.77 t/h of circulating water and 16 kW of electricity. And the comprehensive energy consumption of the optimized FCCU is decreased by 109.19 MJ/t， equivalent to the benefit of ￥12.213 million/a.

catalytic cracking； energy system optimization； heat exchanger network； pinch technology

2014-12-02； 修改稿收到日期： 2015-03-09。

尚建龍，碩士研究生，主要從事化工流程模擬與節(jié)能優(yōu)化研究工作。

孫蘭義，E-mail：sunlanyi@163.com。