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

    2015-09-03 10:56:29尚建龍孫蘭義
    石油煉制與化工 2015年7期
    關(guān)鍵詞:夾點(diǎn)原料油催化裂化

    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。

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