加氫裂化裝置節(jié)能潛力分析與優(yōu)化

韋桃平，葉劍云

（1.中國(guó)石化揚(yáng)子石油化工有限公司芳烴廠，江蘇南京 210048； 2.中石化節(jié)能技術(shù)服務(wù)有限公司，北京 100013）

隨著經(jīng)濟(jì)發(fā)展對(duì)原油需求的增加，重質(zhì)原油加工占比越來越大，硫氮含量越來越高。同時(shí)，由于國(guó)Ⅵ標(biāo)準(zhǔn)的全面實(shí)施與汽車排放標(biāo)準(zhǔn)的日趨嚴(yán)格，市場(chǎng)對(duì)高品質(zhì)清潔燃料的需求加大[1]。加氫裂化裝置是煉化企業(yè)重要清潔燃料生產(chǎn)裝置之一，不但承擔(dān)著汽油、航煤、柴油、白油等油品的生產(chǎn)，還為重整裝置和乙烯裂解裝置提供重石和尾油原料[2-3]，是煉化企業(yè)重要的物料平衡中心，受到了用能優(yōu)化領(lǐng)域研究人員的普遍關(guān)注[4-6]。中國(guó)石化揚(yáng)子石油化工有限公司（以下簡(jiǎn)稱揚(yáng)子石化）1#加氫裂化裝置從投產(chǎn)到現(xiàn)在已經(jīng)運(yùn)行30余年，雖然經(jīng)過多次的升級(jí)改造，但裝置能耗仍然較高，在同類裝置中競(jìng)爭(zhēng)力不足，所以進(jìn)行能耗分析和優(yōu)化非常必要。

1 裝置現(xiàn)狀概述

揚(yáng)子石化1#加氫裂化裝置設(shè)計(jì)加工能力為200萬t/a，主要原料為常減壓裝置的減壓柴油（VGO），采用的是兩段一次通過工藝，但保留了原設(shè)計(jì)的兩段全循環(huán)工藝路線。主要產(chǎn)品為重石腦油和尾油，同時(shí)副產(chǎn)輕石腦油（汽油調(diào)和組分）、航煤和柴油。液化氣回收裝置和輕烴分離裝置主要分離脫硫后主汽提塔頂液化氣和2#加氫裂化裝置液化氣，產(chǎn)品為異丁烷、正丁烷、C2、C3和輕石腦油。

裝置目前綜合能耗達(dá)到41.86 kgEO/t，在國(guó)內(nèi)同類裝置中處于較落后水平，裝置能耗構(gòu)成見圖1。從圖1可以看出，裝置主要能耗為燃料、蒸汽的消耗。對(duì)裝置換熱網(wǎng)絡(luò)實(shí)施優(yōu)化改進(jìn)，增加裝置的熱回收率，是裝置節(jié)能的關(guān)鍵。

圖1 裝置能耗組成

2 裝置能效現(xiàn)狀分析

采用Aspen Plus軟件對(duì)裝置進(jìn)行建模，運(yùn)用生產(chǎn)過程實(shí)際數(shù)據(jù)，利用夾點(diǎn)分析工具對(duì)裝置換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行能效分析，查找裝置能效提升的潛力點(diǎn)。

2.1 流程建模

裝置的主要原料及產(chǎn)品參數(shù)如表1所示、主要塔設(shè)備運(yùn)行參數(shù)如表2所示。

表1 主要原料及產(chǎn)品數(shù)據(jù)

表2 分餾塔運(yùn)行參數(shù)

圖2是液相產(chǎn)品餾程化驗(yàn)及模擬數(shù)據(jù)對(duì)比，表3是分餾塔實(shí)際與模擬數(shù)據(jù)對(duì)比。通過圖2和表3數(shù)據(jù)的對(duì)比，模擬數(shù)據(jù)及主要產(chǎn)品餾程數(shù)據(jù)與實(shí)際運(yùn)行數(shù)據(jù)吻合度較好，模型準(zhǔn)度達(dá)到能效分析要求。

圖2 液相產(chǎn)品餾程對(duì)比

表3 分餾塔運(yùn)行與模擬數(shù)據(jù)對(duì)比

2.2 換熱夾點(diǎn)分析

提取裝置模型中換熱網(wǎng)絡(luò)的溫度、熱量數(shù)據(jù)，利用夾點(diǎn)分析技術(shù)和Aspen Energy Analyzer軟件進(jìn)行換熱網(wǎng)絡(luò)分析，得到換熱冷熱流股冷熱復(fù)合曲線和換熱網(wǎng)絡(luò)網(wǎng)格，如圖3和圖4所示。

圖3 換熱網(wǎng)絡(luò)冷熱流股復(fù)合曲線

主要能耗數(shù)據(jù)如表4所示，裝置目前的總冷卻負(fù)荷86.67 MW，其中水冷20.89 MW，空冷65.78 MW；總加熱負(fù)荷59.02 MW，其中蒸汽17.15 MW，加熱爐負(fù)荷41.86 MW。通過公用工程消耗數(shù)據(jù)和設(shè)計(jì)能耗數(shù)據(jù)估算可得，裝置總冷卻負(fù)荷為82.10 MW，總加熱負(fù)荷55.28 MW，與模擬數(shù)據(jù)基本一致。當(dāng)調(diào)整夾點(diǎn)差至15℃時(shí)，裝置的換熱夾點(diǎn)為128℃和113℃，裝置理論最小冷卻負(fù)荷為54.30 MW，加熱負(fù)荷為24.76 MW，理論上換熱網(wǎng)絡(luò)的優(yōu)化可減少冷卻負(fù)荷32.37 MW，加熱負(fù)荷34.26 MW。

表4 裝置主要能耗數(shù)據(jù)

利用夾點(diǎn)技術(shù)分析的三原則，結(jié)合換熱網(wǎng)絡(luò)網(wǎng)格圖4進(jìn)行進(jìn)一步分析，可以得出裝置能耗過高的具體原因。

圖4 優(yōu)化前換熱網(wǎng)絡(luò)

1）循環(huán)氫進(jìn)加熱爐溫度較低。一、二段循環(huán)氫經(jīng)過換熱后進(jìn)加熱爐溫度分別為263℃和234℃，遠(yuǎn)低于同類裝置循環(huán)氫進(jìn)爐的溫度，且存在穿越夾點(diǎn)的換熱。

2）夾點(diǎn)之上設(shè)置了重石腦油、分餾塔中段回流空冷EC105和EC106，兩者進(jìn)空冷前的溫度為156℃和166℃，航煤換熱后進(jìn)EC110前溫度為170℃，均高于熱端夾點(diǎn)溫度，較多的熱量直接通過空冷冷卻，造成了能量的浪費(fèi)。

3）夾點(diǎn)之下設(shè)置了加熱器。脫丁烷塔進(jìn)料換熱后經(jīng)過低壓蒸汽加熱到87℃后再進(jìn)入脫丁烷塔。同時(shí)，脫丙烷塔和C4分離塔的塔底溫度分別為114℃和72℃，但均用中壓蒸汽加熱，熱源選取不合理。

4）裝置流程設(shè)計(jì)不合理。裝置采用冷高分流程，增加了裝置的冷卻負(fù)荷，能量利用效率較低。同時(shí)，分餾部分現(xiàn)有再沸爐3臺(tái)，增加了裝置的基礎(chǔ)能耗，也增加了裝置熱集成的難度。

3 優(yōu)化建議及效果預(yù)測(cè)

針對(duì)裝置用能方面存在的問題，在不進(jìn)行分餾流程改動(dòng)和盡量保留現(xiàn)有換熱流程的前提下，結(jié)合裝置的實(shí)際情況對(duì)換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行分析，并將優(yōu)化建議分為易實(shí)施（方案一）和難實(shí)施（方案二）兩部分，兩個(gè)方案相對(duì)獨(dú)立，可以分步實(shí)施。

3.1 方案一

此方案主要涉及裝置分餾和輕烴分離等低壓部分，投資較少、現(xiàn)場(chǎng)實(shí)施難度相對(duì)小。

3.1.1 優(yōu)化措施

1）新增換熱器NEA920，用進(jìn)空冷前的重石腦油將脫丙烷塔進(jìn)料溫度由79℃提高至97℃，減少夾點(diǎn)之上重石腦油空冷冷卻負(fù)荷的同時(shí)降低EA913中壓蒸汽的用量。

2）在措施1）的基礎(chǔ)上，新增航煤換熱器 NEA913B和NEA905，分別用于脫丙烷塔塔底再沸和脫丁烷塔進(jìn)料加熱，并將脫丁烷塔進(jìn)料溫度由87.2℃提高至100.0℃，調(diào)整后可以消除夾點(diǎn)之上的航煤空冷和夾點(diǎn)之下的加熱器EA902，同時(shí)取消中壓蒸汽再沸器EA913，降低空冷負(fù)荷和蒸汽用量。

3）提高C4分離塔再沸器EA915B尾油換熱量，并將EA915A蒸汽由中壓蒸汽改為低壓蒸汽，進(jìn)一步減少夾點(diǎn)之下加熱器EA915A的蒸汽消耗。

4）調(diào)節(jié)低分油和反應(yīng)產(chǎn)物換熱器的旁路，將脫戊烷塔進(jìn)料溫度由162℃提高至172℃，降低脫戊烷塔再沸爐負(fù)荷。

優(yōu)化后工藝流程如圖5所示。

圖5 方案一優(yōu)化后工藝流程

3.1.2 優(yōu)化結(jié)果

實(shí)施后，脫丙烷塔原塔底再沸器停用，但為防止航煤抽出量調(diào)整導(dǎo)致塔底再沸熱量不足，建議保留此蒸汽再沸器。C4分離塔底EA915A蒸汽根據(jù)二系列摻煉尾油量實(shí)時(shí)調(diào)整，正常情況下盡量增加與尾油的換熱量。節(jié)能效果如表5所示。由表5可知，方案實(shí)施后可減少裝置加熱負(fù)荷10.56 MW，其中蒸汽（包括中低壓蒸汽）加熱負(fù)荷9.04 MW，加熱爐負(fù)荷1.52 MW。共減少裝置空冷負(fù)荷10.56 MW，預(yù)計(jì)裝置綜合能耗可降低4.53 kgEO/t。

表5 方案一節(jié)能效果

續(xù)表

3.2 方案二

此方案主要涉及反應(yīng)部分高壓換熱器網(wǎng)絡(luò)的優(yōu)化，除裝置現(xiàn)場(chǎng)缺少空間增加換熱器外，高壓換熱器的投資也較大，所以實(shí)施起來難度較大。

3.2.1 優(yōu)化措施

1）新增NEA153換熱器，利用分餾塔中段回流將一段原料油由116℃預(yù)熱至131℃，同時(shí)，將EA114的原料油的出口溫度由146℃提高至169℃，而EA101一段原料油的出口溫度保持不變，此時(shí)可以將EA101一段裂化產(chǎn)物出口溫度由313℃提高至322℃， 為后續(xù)優(yōu)化提供條件，同時(shí)也消除夾點(diǎn)之上的分餾塔中段回流空冷。

2）一、二段裂化產(chǎn)物注水后進(jìn)入空冷的溫度分別為133℃和136℃，新增NEA151和NEA152換熱器將僅有63℃的一、二段循環(huán)氫進(jìn)入EA106和EA110前的溫度分別預(yù)熱至128℃和124℃，從而將循環(huán)氫進(jìn)入加熱爐的溫度分別提高至286℃和268℃。

3）在上述兩個(gè)措施的基礎(chǔ)上，保持一、二段原料油換熱后的溫度，提高EA103換熱器的負(fù)荷，將脫戊烷塔冷室回塔溫度由250℃提高至258℃，降低脫戊烷塔再沸爐負(fù)荷。

4）在低分油進(jìn)EA107前，新增換熱器NEA154，將溫度由40℃提高至90℃，進(jìn)而將低分油進(jìn)脫戊烷塔的溫度由172℃提高至176℃，進(jìn)一步降低BA103加熱爐負(fù)荷。

優(yōu)化后流程如圖6所示。

圖6 方案二優(yōu)化后工藝流程

3.2.2 優(yōu)化結(jié)果

實(shí)施后，消除了夾點(diǎn)之上的分餾塔中段回流空冷以及跨越夾點(diǎn)的反應(yīng)產(chǎn)物空冷，節(jié)能效果如表6所示。由表6可知，方案實(shí)施后可減少裝置加熱負(fù)荷5.65 MW，均為加熱爐負(fù)荷。共計(jì)減少裝置冷卻負(fù)荷4.88 MW，均為空冷負(fù)荷，預(yù)計(jì)裝置綜合能耗可降低2.54 kgEO/t。

表6 方案二節(jié)能效果

4 結(jié)論

優(yōu)化措施全部實(shí)施后裝置綜合能耗預(yù)計(jì)節(jié)約7.07 kgEO/t，能耗將有較大下降。但一次性全部實(shí)施難度較大，其中不僅涉及投資費(fèi)用、現(xiàn)場(chǎng)布置，還涉及施工工期長(zhǎng)等問題，利用檢修機(jī)會(huì)分步實(shí)施的可操作性更強(qiáng)。如要想進(jìn)一步提升裝置的能耗水平，建議將冷高分改為熱高分流程，優(yōu)化脫戊烷塔進(jìn)料位置，減少裝置低溫?zé)岬漠a(chǎn)生，再結(jié)合分餾流程優(yōu)化可以為裝置的熱集成提供更好的條件。機(jī)泵電機(jī)采用變頻調(diào)節(jié)技術(shù)可以降低裝置的電耗，更換適應(yīng)低氫油比的催化劑可以降低壓縮機(jī)的高壓蒸汽消耗，或者調(diào)整裝置產(chǎn)品結(jié)構(gòu)新增高附加值產(chǎn)品—白油，提高裝置效益。