酸性水單塔加壓側(cè)線抽出汽提工藝的節(jié)能優(yōu)化

涂 聯(lián)

(1.中安聯(lián)合煤化有限責(zé)任公司，安徽 淮南 232000 ; 2.中原油田油氣加工技術(shù)服務(wù)中心，河南 濮陽 457621)

0 前言

酸性水汽提裝置是煉油廠的重要環(huán)保設(shè)施，它可以減少污染物排放，合理高效地利用水資源并回收化工資源。目前應(yīng)用較多的酸性水汽提裝置工藝流程主要有三種：?jiǎn)嗡蛪浩峁に?、雙塔加壓汽提工藝、單塔加壓側(cè)線抽出汽提工藝。本文對(duì)單塔加壓側(cè)線抽出汽提工藝進(jìn)行了節(jié)能優(yōu)化分析。

1 現(xiàn)狀概況

某煉油廠單塔加壓側(cè)線抽出汽提工藝流程圖見圖1。

圖1 酸性水熱進(jìn)料流程圖

裝置的原料來自常壓裝置、催化裝置和加氫裝置的酸性水，采用單塔加壓汽提、側(cè)線抽氨工藝，主要有酸性水預(yù)處理系統(tǒng)、酸性水汽提塔、三級(jí)分凝系統(tǒng)和軟化水吸收氨氣制氨水四部分組成，塔底用0.8 MPa的蒸汽加熱，合格的凈化水去常壓裝置、催化裝置和污水處理廠，塔頂酸性氣至火炬，氨氣一路用于制氨水，氨水至常壓裝置和催化裝置注氨。

物料原始數(shù)據(jù)如表1、表2所示。

表1 物料平衡表

表2 原料及產(chǎn)品性質(zhì) %

主要操作條件如下：塔頂溫度46 ℃，第40層溫度134 ℃，第35層溫度158 ℃，塔底溫度165 ℃，冷進(jìn)料溫度27 ℃，熱進(jìn)料溫度153 ℃，冷進(jìn)料流量2.5 t/h，熱進(jìn)料流量12.5 t/h，側(cè)線氣流量2 900 Nm3/h，塔頂壓力0.52 MPa，塔底壓力0.55 MPa。D605溫度138 ℃，D605壓力0.36 MPa；D606溫度90 ℃，D606壓力0.16 MPa；D607溫度35 ℃，D607壓力0.1 MPa。

2 能量回收存在的問題

2.1 熱量未充分回收

①汽提塔塔底凈化水和酸性水二次換熱后的溫度95 ℃，直接進(jìn)入冷卻器，造成能量浪費(fèi)。②一級(jí)分凝器的塔頂氣溫度138 ℃，直接用循環(huán)水冷卻，這部分能量未回收，同時(shí)循環(huán)水冷卻帶來的換熱器結(jié)垢使換熱效果不理想。③一級(jí)分凝液(138 ℃，1.187 t/h)和二級(jí)分凝液(90 ℃，0.245 t/h)混合后用循環(huán)水冷卻，這部分能量未回收，同時(shí)循環(huán)水冷卻因換熱器結(jié)垢導(dǎo)致?lián)Q熱效果不理想。

2.2 換熱器傳熱溫差過大，火用損大

①酸性水和凈化水一級(jí)換熱，換熱器的平均傳熱溫差達(dá)到68.7 ℃，火用損較大。②酸性水和側(cè)線氣換熱，換熱器的平均傳熱溫差55.7 ℃，火用損較大。③循環(huán)水和一級(jí)閃蒸氣換熱，換熱器的平均傳熱溫差達(dá)到82.8 ℃，火用損較大。

傳熱溫差大的換熱器匯總表見表3。

表3 傳熱溫差大的換熱器匯總表

3 優(yōu)化方案

3.1 酸性水進(jìn)料流程優(yōu)化

3.1.1方案

冷進(jìn)料：一股酸性水(2.5 t/h，35 ℃)直接進(jìn)酸性水汽提塔C601，若酸性水溫度>35 ℃，則先經(jīng)冷進(jìn)料冷卻器E601和循環(huán)水換熱，酸性水換至35 ℃后，再進(jìn)酸性水汽提塔C601。

熱進(jìn)料：另一股酸性水(12.5 t/h，35 ℃)經(jīng)新增一、二級(jí)分凝液-酸性水換熱器E608B和一、二級(jí)分凝液(1.433 t/h，115.5 ℃)換熱，酸性水換后溫度42.1℃。酸性水(12.5 t/h，42.1 ℃)經(jīng)酸性水-凈化水一級(jí)換熱器E604和凈化水(13.456 t/h，95 ℃)換熱，酸性水換后溫度61.7 ℃。酸性水(12.5t/h，61.7 ℃)經(jīng)一級(jí)冷凝冷卻器E603和側(cè)線氣(1.5 t/h，158 ℃)換熱，酸性水換后溫度122 ℃。酸性水(12.5 t/h，122 ℃)經(jīng)酸性水-凈化水二級(jí)換熱器E602A～F和凈化水(13.456 t/h，162.1 ℃)換熱，酸性水換后溫度155 ℃。

酸性水熱進(jìn)料流程圖見圖2。

圖2 酸性水熱進(jìn)料流程圖

3.1.2改造內(nèi)容

①新增1臺(tái)一、二級(jí)分凝液冷卻器E608B。②新增酸性水至冷卻器E608B管線及閥門。

3.1.3改造效果及效益

年開工時(shí)間按8 400 h。①進(jìn)料溫度提高2 ℃，降低塔底重沸器蒸汽用量0.05 t/h，年經(jīng)濟(jì)效益7.05萬元。②降低E608循環(huán)水用量15 t/h，年經(jīng)濟(jì)效益6.3萬元。

3.2 凈化水出料流程優(yōu)化

3.2.1方案

凈化水(13.456 t/h，162.1 ℃)經(jīng)酸性水-凈化水二級(jí)換熱器E602A～F和酸性水(12.5 t/h，122 ℃)換熱，凈化水換后溫度為131.4 ℃。凈化水(13.456 t/h，131.4 ℃)經(jīng)新增的凈化水-熱媒水換熱器E604B(原凈化水冷卻器E609A)和熱媒水(17 t/h，60 ℃)換熱，凈化水換后溫度95 ℃，熱媒水換后溫度90 ℃(輸出低溫?zé)?。凈化水凈化水(13.456 t/h，95 ℃)經(jīng)酸性水-凈化水一級(jí)換熱器E604和酸性水(12.5 t/h，42.1℃)換熱，凈化水換后溫度77 ℃，換后凈化水直接去常壓裝置。將凈化水去常壓裝置管線改至凈化水冷卻器E609B前凈化水管線上，剩余的凈化水通過凈化水冷卻器E609B冷卻后去催化裝置，酸性水熱進(jìn)料流程圖如圖3所示。

圖3 酸性水熱進(jìn)料流程圖

3.2.2改造內(nèi)容

①將E609A/B拆分成E609A和E609B兩臺(tái)單獨(dú)換熱器，E609A更名為E604B，作為凈化水-熱媒水換熱器，E609B放在原位置。②新增低溫?zé)峁芫€及閥門至凈化水-熱媒水換熱器E604B處。③將凈化水去常壓裝置管線改至凈化水冷卻器E609B前凈化水管線上。

3.2.3改造效果及效益

年開工時(shí)間按8 400 h。①根據(jù)華賁教授的“經(jīng)濟(jì)學(xué)”理論，以0.3 MPa蒸汽的火用價(jià)為基準(zhǔn)來計(jì)算90 ℃熱水價(jià)格，90 ℃熱水價(jià)格為3.5元/t。輸出低溫?zé)?17 t/h，90 ℃)，年經(jīng)濟(jì)效益49.98萬元。②凈化水熱出料，節(jié)約凈化水冷卻器E609B循環(huán)水用量80 t/h，年經(jīng)濟(jì)效益33.6萬元。

3.3 低溫?zé)崴〈?jí)冷凝冷卻器E605循環(huán)水

3.3.1方案

一級(jí)分凝器D605塔頂氣溫度138 ℃，直接用循環(huán)水冷卻，這部分能量未回收，同時(shí)循環(huán)水冷卻帶來的換熱器結(jié)垢使換熱效果不理想。用低溫?zé)崴?5 t/h，60 ℃)替代循環(huán)水(20 t/h，28 ℃)，作為一級(jí)分凝器D605塔頂氣(0.313 t/h，138 ℃)冷凝介質(zhì)，降低二級(jí)冷凝冷卻器的平均傳熱溫差，減少火用損，同時(shí)解決換熱器結(jié)垢使換熱效果不理想的問題。

3.3.2改造內(nèi)容

新增低溫?zé)峁芫€及閥門至二級(jí)冷凝冷卻器E605處。

3.3.3改造效果及效益

年開工時(shí)間按8 400 h。根據(jù)華賁教授的“經(jīng)濟(jì)學(xué)”理論，以0.3 MPa蒸汽的火用價(jià)為基準(zhǔn)來計(jì)算90 ℃熱水價(jià)格，90 ℃熱水價(jià)格為3.5元/t。輸出低溫?zé)?5 t/h，90 ℃)，年經(jīng)濟(jì)效益14.7萬元。

4 節(jié)能效果及技術(shù)經(jīng)濟(jì)指標(biāo)

①換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化，提高進(jìn)料溫度，塔底重沸器節(jié)省0.05 t/h的0.8 MPa蒸汽，降低裝置能耗9.81 MJ/t。②新增1臺(tái)一、二級(jí)分凝液-酸性水換熱器E608B，可節(jié)約循環(huán)水15 t/h，降低裝置能耗3.87 MJ/t。③部分凈化水熱出料，可節(jié)約循環(huán)水80 t/h，降低裝置能耗20.65 MJ/t。④低溫?zé)崴娲鶨605循環(huán)水，可節(jié)約循環(huán)水20 t/h，降低裝置能耗5.225 MJ/t。輸出低溫?zé)?5 t/h，90 ℃)，降低裝置能耗19.35 MJ/t。⑤塔底輸出低溫?zé)?17 t/h，90 ℃)，降低裝置能耗65.79 MJ/t。共降低裝置能耗124.695 MJ/t。