300×104t/a催化裂化裝置分餾塔頂油氣冷卻系統(tǒng)的優(yōu)化

胡海蘭　趙捷（蘭州石化公司研究院）

300×104t/a催化裂化裝置分餾塔頂油氣冷卻系統(tǒng)的優(yōu)化

胡海蘭趙捷（蘭州石化公司研究院）

某石化公司重油催化裂化裝置對空冷進行更換，并結(jié)合低溫?fù)Q熱網(wǎng)絡(luò)現(xiàn)狀，在裝置大檢修期間，對分餾塔頂冷卻系統(tǒng)進行改造優(yōu)化，以解決分餾塔頂冷卻能力不足的問題，并改造調(diào)整裝置低溫?fù)Q熱網(wǎng)絡(luò)，降低裝置能耗，取得了較好的效果，可使裝置能耗顯著降低。年節(jié)約標(biāo)煤1.6377×104t，帶來效益1430萬元。

重油催化裂化裝置油氣冷卻分餾塔頂

某石化公司的300×104t/a重油催化裂化裝置由于富氣壓縮機入口溫度的瓶頸，操作上需盡可能降低換熱水返罐溫度，從而降低E202/1～6換熱水側(cè)溫度，提高分餾塔頂冷卻系統(tǒng)冷卻效果，同時造成催化裝置換熱水終溫下降，氣分裝置E513需要使用大量低壓蒸汽對換熱水進行加熱，能效利用非常低。為消除該生產(chǎn)瓶頸，對空冷A-201進行更換，并結(jié)合裝置低溫?fù)Q熱網(wǎng)絡(luò)現(xiàn)狀，由北京設(shè)計院重新設(shè)計核算，在2011年7至8月裝置大檢修期間，對分餾塔頂冷卻系統(tǒng)進行改造優(yōu)化，以解決分餾塔頂冷卻能力不足的問題，并改造調(diào)整裝置低溫?fù)Q熱網(wǎng)絡(luò)，降低裝置能耗。

1　優(yōu)化流程

300×104t/a重油催化裂化裝置分餾塔油氣自分餾塔頂流出后，先經(jīng)分餾塔頂油氣-換熱水換熱器E-202/1～6與換熱水換熱后，進入分餾塔頂油氣空冷器A-201/1～28，冷卻后進入分餾塔頂油氣分離器D-201進行氣液分離，氣體經(jīng)富氣壓縮機進行壓縮后進入吸收穩(wěn)定系統(tǒng)，液體粗汽油經(jīng)泵加壓后送往吸收穩(wěn)定系統(tǒng)進一步分離。

E-202/1～6取熱介質(zhì)為裝置換熱水，該系統(tǒng)主要由換熱水罐（D-208）、換熱水泵（P-212）、換熱器、蒸汽加熱器（E-513）、板框冷卻器（E-212）以及各種儀表構(gòu)成。換熱水從D-208由P-212加壓后，分別與分餾塔塔頂油氣（E-202）、輕柴油（E-204）、穩(wěn)定汽油（E-305）、分餾一中 （E-206）、頂循（E-203）以及油漿（E-207） 換熱后，為了保證氣分裝置用水條件，設(shè)置了蒸汽加熱器（E-513），用1.0MPa蒸汽加熱換熱水供水。經(jīng)氣分取熱后，如果換熱水回水溫度較高，可通過板框冷卻器（E-212/1～8）將回水冷卻，然后再送入換熱水罐（D-208）形成循環(huán)。

分餾塔頂油氣空冷器A-201/1～28為干濕聯(lián)合空冷，自2003年7月裝置首次開車投產(chǎn)后，隨著運行周期的不斷增加，實際生產(chǎn)中，管束外部翅片管結(jié)垢、管束翅片脫落嚴(yán)重、風(fēng)機運行效率下降且故障率高，同時空冷器之間間距小，存在互相搶風(fēng)現(xiàn)象，致使空冷冷卻能力嚴(yán)重不足，造成分餾塔頂冷后溫度持續(xù)超出工藝卡指標(biāo)上限（30～48℃），最高溫度達(dá)到55℃。雖然車間采取諸多調(diào)整措施：包括除鹽水代替軟化水作為空冷用水；制定空冷風(fēng)機檢查臺賬，及時聯(lián)系維修公司維護；降低換熱水溫度來降低空冷入口溫度；定期對空冷偏流進行調(diào)整；聯(lián)系施工單位用水沖洗管束外表面等措施來解決分餾塔頂冷后溫度高的問題，但效果有限，分餾塔頂冷后溫度依然維持在50～55℃之間，使得氣壓機入口溫度上升，富氣量增多，氣壓機負(fù)荷增大，嚴(yán)重影響氣壓機安全平穩(wěn)運行，已經(jīng)成為制約裝置滿負(fù)荷安全長周期平穩(wěn)運行的瓶頸。

由于富氣壓縮機入口溫度的瓶頸，操作上需盡可能降低換熱水返罐溫度，從而降低E202/1～6換熱水側(cè)溫度，提高分餾塔頂冷卻系統(tǒng)冷卻效果，同時造成催化裝置換熱水終溫下降，氣分裝置E513需要使用大量低壓蒸汽對換熱水進行加熱，能效利用非常低。

2　優(yōu)化潛力

300×104t/a催化裂化裝置內(nèi)部分換熱網(wǎng)絡(luò)不合理，造成能量浪費，主要表現(xiàn)在：

1）300×104t/a催化裂化裝置分餾塔頂油氣-換熱水換熱器（E202/1～6），由于處理量和氣體產(chǎn)量的增加，油氣通過現(xiàn)有6臺冷凝器的壓降增大，壓降達(dá)到0.13kg/cm2。

2）300×104t/a催化裂化裝置貧吸收油的換熱流程是先經(jīng)過脫吸塔（C302）重沸器加熱塔底介質(zhì)，然后加熱富吸收油，再經(jīng)過空冷器冷卻，進空冷器前的溫度仍高達(dá)130℃左右，還有較大的低溫?zé)峄厥諠摿Α?/p>

空冷A201/1～28在長期運行過程中，設(shè)備嚴(yán)重老化，管束外表面結(jié)垢且大量翅片破損、脫落，加之空冷風(fēng)機運行效率下降，造成空冷抽風(fēng)冷卻效果下降，空冷冷卻效果極差，嚴(yán)重影響氣壓機組的平穩(wěn)運行，必須對空冷A201/1～28進行更換。

3　優(yōu)化方案

對空冷A-201進行更換，對分餾塔頂冷卻系統(tǒng)進行改造優(yōu)化，具體的優(yōu)化實施方案如下：

1）拆除分餾塔頂28臺干濕聯(lián)合空冷，更換為6臺濕式板式空冷器。

2）分餾塔頂油氣-換熱水換熱器E-202/1～6殼體利舊，管束更改為螺旋折流板換熱器，新增2臺同規(guī)格換熱器E-202/7～8，與E-202/1～6并聯(lián)操作，解決分餾塔頂冷卻系統(tǒng)冷卻能力不足的現(xiàn)狀，同時降低油氣側(cè)壓降。

3）對低溫?fù)Q熱網(wǎng)絡(luò)進行優(yōu)化，新增1臺貧吸收油-換熱水換熱器E-215，更多回收貧吸收油中熱量。

4　實施

該優(yōu)化方案由車間在2011年7至8月裝置大檢修期間組織施工單位施工，9月份裝置開工后投用實施。

4.1改造后分餾塔頂冷卻系統(tǒng)流程

為了充分回收分餾塔頂油氣的低溫?zé)?，新增兩臺分餾塔頂油氣-換熱水換熱器E-202/7～8與換熱水換熱后，由于換熱面積增大，有效降低了空冷器的熱負(fù)荷，故減少22組空冷器，僅保留6組空冷器（圖1）。

圖1　改造后分餾塔頂冷卻系統(tǒng)流程

4.2改造后低溫?zé)崴h(huán)系統(tǒng)流程

新增1臺貧吸收油換熱器，換熱水與輕柴油（E-204）換熱后先與貧吸收油（E-215）再與穩(wěn)定汽油（E-305）及原流程中的后續(xù)換熱器換熱，其它換熱流程不變（圖2。）

圖2　改造后低溫?zé)崴h(huán)系統(tǒng)流程

4.3空冷A201運行情況

7月底300×104t/a催化裂化裝置大檢修結(jié)束，8月3日反應(yīng)噴油成功，各崗位操作逐步調(diào)整到位，裝置恢復(fù)正常生產(chǎn)。9月2日2#主風(fēng)機切換至四機組運行，裝置提量滿負(fù)荷生產(chǎn)，新增的6臺濕式板式空冷器運行情況良好。圖3為裝置滿負(fù)荷生產(chǎn)下分餾塔頂冷后溫度變化。從圖3可以明顯看出，分餾塔頂冷后溫度完全控制在工藝卡范圍內(nèi)（30～48℃），滿足實際生產(chǎn)需要。

圖3　裝置滿負(fù)荷生產(chǎn)下分餾塔頂冷后溫度變化

4.4低溫?zé)崴h(huán)系統(tǒng)運行情況

分餾塔頂冷卻系統(tǒng)改造后，分餾塔頂冷后溫度完全受控，因此車間開始逐步對裝置低溫?zé)崴h(huán)系統(tǒng)取熱量進行調(diào)整優(yōu)化，以降低裝置能耗。9月2#主風(fēng)機切換至四機組運行、裝置滿負(fù)荷生產(chǎn)后，車間逐步停用3臺換熱水—循環(huán)水板框式換熱器E-212，將換熱水返換熱水罐D(zhuǎn)-208，溫度由檢修前的40～45℃提高到50～55℃，對低溫?zé)崴h(huán)系統(tǒng)運行開始進行調(diào)整優(yōu)化。圖4為催化裝置換熱水終溫及E513換熱器加熱蒸汽流量改造前后變化。從圖4可以看出，雖然換熱水總?cè)崃坑兴陆担捎趽Q熱水初始溫度升高，換熱水在催化裝置內(nèi)的換熱終溫得到大幅提高，由改造前的105～108℃上升到117～120℃，氣分裝置換熱水加熱器E513加熱蒸汽流量隨之明顯降低，在換熱水進氣分裝置溫度TIC511控制131.5℃的前提下，由改造前的36～40t/h降至18～22t/h，節(jié)約1.0MPa蒸汽約18t/h。同時由于停用3臺換熱水-循環(huán)水板框式換熱器，循環(huán)水用量下降，節(jié)約循環(huán)水約650t。

圖4　改造前后催化裝置換熱水終溫及E513換熱器加熱蒸汽流量變化

目前，低溫?zé)崴h(huán)系統(tǒng)相關(guān)操作條件控制較平穩(wěn)，車間逐步提高換熱水初始溫度至設(shè)計范圍58～65℃，觀察低溫?zé)崴h(huán)系統(tǒng)取熱量變化。

4.5分餾塔頂油氣-換熱水換熱器E-202/1～8運行情況

裝置開工后，新增的E-202/7～8運行情況良好。圖5為改造前后E202殼程（油側(cè)）出口溫度變化。從圖5可以看出，改造后在換熱水初始溫度提高的情況下，E202油氣出口溫度仍有明顯下降，由改造前的90℃下降到85℃。同時增加2臺換熱器后，E202油氣側(cè)壓降降低，氣壓機入口壓力上升，在維持同樣的沉降器壓力的情況下，氣壓機組汽輪機用氣量相應(yīng)下降，降低了裝置能耗。

4.6貧吸收系統(tǒng)運行情況

圖6為改造前后貧吸收進再吸收塔溫度變化。從圖6可以看出，貧吸收油-換熱水換熱器E215投用后，貧吸收油中低溫?zé)岬玫竭M一步回收，貧吸收進再吸收塔溫度明顯下降，有利于提高干氣質(zhì)量、減少干氣帶液。

圖5　改造前后E202殼程出口溫度變化

圖6　改造前后貧吸收油進再吸收塔溫度變化

分餾塔頂冷卻系統(tǒng)改造后，分餾塔頂冷卻系統(tǒng)冷卻能力不足情況得到解決，相應(yīng)粗汽油進吸收塔溫度較改造前的50～55℃大幅下降，極大提高了吸收塔的吸收效果，同時隨著貧吸收油進再吸收塔溫度降低，再吸收塔吸收效果得到改善，使得干氣質(zhì)量得到較大提升。圖7為改造前后干氣質(zhì)量變化。從圖7可以明顯看出，干氣純度明顯上升，由改造前的接近95%提高到96%以上。

圖7　改造前后干氣質(zhì)量變化

5　實施效果

項目實施后E513低壓蒸汽年用量減少18t/h，每年節(jié)能量（標(biāo)煤）1.5634×104t；E212循環(huán)水年用量減少52×104t/a，節(jié)能量（標(biāo)煤） 0.0743× 104t，兩項合計年節(jié)能（標(biāo)煤）1.64×104t；年節(jié)約蒸汽成本 1290.24萬元，年節(jié)約循環(huán)水成本140.4萬元，合計年經(jīng)濟效益為1430.64萬元。

6　結(jié)論

能量優(yōu)化方案實施后，達(dá)到了預(yù)期的目的：

1）分餾塔頂冷卻系統(tǒng)改造已徹底解決分餾塔頂冷卻系統(tǒng)冷卻能力不足情況，為裝置滿負(fù)荷安全長周期平穩(wěn)運行打下堅實的基礎(chǔ)。

2）以分餾塔頂冷卻系統(tǒng)改造為基礎(chǔ)的低溫?zé)峄厥論Q熱網(wǎng)絡(luò)改造調(diào)整已初見成效，但仍需要根據(jù)北京設(shè)計院設(shè)計核算數(shù)據(jù)持續(xù)進行調(diào)整優(yōu)化，同時通過近期300×104t/a催化裂化裝置全面標(biāo)定，全面掌握低溫?zé)峄厥論Q熱網(wǎng)絡(luò)運行狀況和裝置能耗變化。

3）吸收穩(wěn)定系統(tǒng)吸收劑溫度降低，吸收塔、再吸收塔吸收效果增強，干氣質(zhì)量得到明顯提升。

10.3969/j.issn.2095-1493.2015.003.009

2014-06-30）

胡海蘭，高級工程師，2010年畢業(yè)于華東理工大學(xué)，從事能量優(yōu)化技術(shù)研究工作，E-mail：cnhhl@163.com，地址：甘肅省蘭州市西固區(qū)清水街17號蘭州石化公司研究院，730060。