宮 靜,何 勇,王如強,于型偉
(1.中國石油大慶煉化公司研究院,黑龍江 大慶 163411;2.中國石油大慶煉化公司檢維修中心,黑龍江 大慶 163411;3.中國石油規(guī)劃總院,北京 100083)
隨著人民群眾生活質(zhì)量的提高,環(huán)保意識的增強,油品的質(zhì)量不斷升級,2019年1月1日起中國實施國ⅥA車用汽油標準[1]。為滿足出廠汽油全部達到國ⅥA階段標準烯烴含量(≯19%)要求,2019年某廠對現(xiàn)有150×104t/a催化汽油加氫裝置進行改造,采用福州大學、中國石油大學(北京)和中國石油蘭州化工研究中心合作開發(fā)的GARDES-II技術,改造后該廠汽油池滿足國ⅥA階段標準。
近年來各煉化企業(yè)對生產(chǎn)裝置節(jié)能降耗的要求越來越高,加氫裝置中燃料氣和電能消耗占比最大,可超過80%[2]。而目前對于汽油加氫裝置如何節(jié)能降耗的研究報道較少。Petro-SIM是KBC公司開發(fā)的圖解式全流程穩(wěn)態(tài)模擬系統(tǒng),利用該軟件可進行裝置的設計、核算和生產(chǎn)方案研究[3,4]。此工作以150×104t/a改造后的汽油加氫裝置為研究對象,利用Petro-SIM流程模擬軟件對該裝置進行模擬核算,尋找能耗優(yōu)化機會,提出優(yōu)化方案,從而節(jié)約成本。
催化汽油加氫裝置設計規(guī)模為150×104t/a,年開工時數(shù)8 400 h,工藝流程為全餾分催化汽油首先經(jīng)過加氫預處理,脫除硫醇和雙烯烴,并實現(xiàn)輕的硫化物向重硫化物的轉(zhuǎn)移,然后在分餾塔內(nèi)進行輕、重汽油分離。重汽油送至加氫脫硫及辛烷值恢復部分,進行深度脫硫和辛烷值恢復。
2020年,汽油加氫裝置綜合能耗607.39 MJ/t時的各項能耗統(tǒng)計數(shù)據(jù)見表1。
表1 汽油加氫裝置2020年能耗
從表1可以看出,裝置主要消耗的能源實物為燃料氣、3.5 MPa蒸汽和電等,因此裝置節(jié)能降耗方向應主要放在節(jié)約電能、減少燃料氣消耗等[5]。
利用KBC Petro-SIM軟件建立包含全餾份汽油分餾、重汽油加氫、重汽油穩(wěn)定和換熱網(wǎng)絡的裝置全流程離線模型。模型計算結果與裝置現(xiàn)場標定結果對比見表2。
表2 汽油加氫裝置模型部分關鍵參數(shù)值與現(xiàn)場數(shù)據(jù)比較
由表2可以看出,模型計算值與現(xiàn)場值吻合較好,準確度達95.75%,可用于下一步優(yōu)化分析。
3.1.1 主要換熱流程混氫原料油經(jīng)過E-102(混氫原料油/加氫脫硫反應產(chǎn)物)、E-103(混氫原料油/預加氫反應產(chǎn)物)加熱后進入預加氫反應器。預加氫反應產(chǎn)物經(jīng)E-103、E-110(分餾塔進料/分餾塔底油換熱器)換熱后進入分餾塔進行輕、重汽油分離。分餾塔上部抽出的輕汽油產(chǎn)品經(jīng)輕汽油產(chǎn)品冷卻后可直接送出裝置。重汽油經(jīng)E-110換熱后與循環(huán)氫混合,混氫油經(jīng)E-201(加氫脫硫進料/反應產(chǎn)物換熱器)換熱后進入加氫脫硫反應器。
裝置現(xiàn)場DCS畫面顯示,原料先在E102中由加氫脫硫反應產(chǎn)物加熱至143.3℃,再通過E103與預加氫反應產(chǎn)物換熱至127.6℃進預加氫反應器,再與分餾塔底油換熱至130.1℃后進入分餾塔進行輕、重汽油的分離。裝置進料和分餾塔底油存在先被加熱后又再被冷卻的情況,熱量使用不合理;且加氫反應產(chǎn)物進空冷A201的溫度為130℃,有進一步利用空間,造成了熱量的浪費?,F(xiàn)有相關換熱流程見圖1。
圖1 現(xiàn)有相關換熱流程
3.1.2 優(yōu)化方案及效果經(jīng)過分析認為,可考慮將換熱器E201出口的加氫脫硫油氣產(chǎn)物分2路,1路進E102,保證原料進預加氫反應器達到換熱溫度要求的情況下,另1路進E110,再串聯(lián)進E-103換熱,從而提高分餾塔進料溫度,降低加氫反應產(chǎn)物進空冷溫度,節(jié)約分餾塔底再沸爐燃料氣消耗。利用Petro-SIM 5.0模擬軟件對優(yōu)化后流程進行了模擬,優(yōu)化后流程示意圖和主要模擬結果見圖2。
圖2 優(yōu)化后相關流程
優(yōu)化改造后,通過調(diào)整加氫脫硫反應產(chǎn)物進E102換熱器的流量,保證原料進預加氫反應器達到換熱溫度要求,大部分物流進E110換熱。分餾塔進料溫度由128.2℃升至134.3℃。分餾塔塔底重沸爐熱負荷由600.27 MJ/h降為576.83 MJ/h,節(jié)約燃料氣89.56 Nm3/h,按照2 000元/t燃料氣計算,可節(jié)約燃料氣成本151×104元/a。
目前,分餾塔塔頂油氣經(jīng)熱媒水取熱、空冷冷卻后進入回流罐,回流罐頂氣經(jīng)循環(huán)水冷卻后,不凝氣排至催化裝置氣壓機入口,冷凝液進入回流罐,回流罐內(nèi)全部凝液回流至分餾塔內(nèi)。
如果將塔頂操作壓力降低,同時維持回流罐原操作溫度40℃不變,可達到降低塔底溫度,減少塔底重沸爐熱負荷,從而節(jié)約燃料氣消耗,有利于降低裝置能耗。
分餾塔目前主要操作參數(shù)見表3。
表3 分餾塔主要操作參數(shù)
利用Petro-SIM進行模擬,控制輕汽油ASTM D86 99%點(67℃)、重汽油ASTM D86 10%點(87.5℃)不變,保持全塔壓降(0.02 MPa)及其它操作參數(shù)不變,將分餾塔塔頂壓力降低0.05 MPa、0.08 MPa、0.1 MPa后,利用模型計算主要相關參數(shù)的變化,計算結果見表4。
表4 分餾塔塔頂壓力降低前后主要參數(shù)變化
由表4可以看到,塔頂壓力降低后,塔頂溫度、塔底溫度、輕汽油抽出溫度、塔底重沸爐熱負荷呈現(xiàn)逐漸降低趨勢;塔頂油氣總冷凝負荷、塔頂不凝氣C5含量呈現(xiàn)逐漸增加趨勢。
將分餾塔塔頂壓力降低0.2 MPa后,利用模型計算主要相關參數(shù)的變化,計算結果見表5。
表5 分餾塔塔頂壓力繼續(xù)降低后主要參數(shù)變化
由表5可以看到,繼續(xù)降低塔頂壓力后,塔頂溫度、塔底溫度、塔底重沸爐負荷降幅較大,而塔頂油氣總冷凝負荷、塔頂不凝氣C5含量增幅較大。
各塔板氣相負荷的變化情況見圖3。
圖3 分餾塔塔頂壓力繼續(xù)降低后各層塔板氣相負荷圖
可以看到,繼續(xù)降低壓力后,各層塔板氣相負荷增幅較大,可能會對塔的操作造成影響,建議分餾塔塔頂壓力降低0.1 MPa時為宜,即塔頂操作壓力為0.8 MPa。
對分餾塔塔頂壓力降低后對節(jié)約燃料氣量和液收的影響進行分析,結果見圖4。
圖4 分餾塔塔頂壓力降低對節(jié)約燃料氣量和液收的影響
可以看到,隨著塔頂壓力的降低,節(jié)約燃料氣量逐漸增加,同時液收呈現(xiàn)逐漸下降的趨勢。從節(jié)約的燃料氣量和液收綜合考慮,建議分餾塔塔頂壓力降低0.1 MPa時為宜,即塔頂操作壓力為0.8 MPa。
分餾塔塔頂壓力降低0.1 MPa時,分餾塔塔底重沸爐熱負荷降低了3 740 MJ/h,降幅達5.7%,以燃料氣價格為2 000元/t,根據(jù)計算節(jié)約燃料氣費用1 898.4萬元/a。
(1)利用Petro-SIM流程模擬軟件對汽油加氫裝置進行模擬和優(yōu)化,所建模型模擬值與實際生產(chǎn)操作情況基本吻合。
(2)通過對換熱網(wǎng)絡模型模擬優(yōu)化,分餾塔塔底重沸爐熱負荷由600.27 MJ/h降為576.83 MJ/h,降幅3.9%,經(jīng)計算可節(jié)約燃料氣成本151萬元/a。
(3)通過模擬計算,當分餾塔塔頂壓力降低0.1 MPa的時候,分餾塔塔底重沸爐的熱負荷降低3 740 MJ/h,降幅達5.7%,每年可節(jié)約燃料氣費用1 898.4萬元,避免了熱量的浪費。