張苡源，張 成，常培廷

（中國(guó)石化青島煉油化工有限責(zé)任公司，山東 青島 266500）

隨著世界能源需求日趨緊張和環(huán)境保護(hù)要求日益嚴(yán)格，降低煉油裝置能耗、實(shí)現(xiàn)綠色低碳生產(chǎn)已成為當(dāng)前煉油行業(yè)實(shí)現(xiàn)可持續(xù)發(fā)展及提高盈利能力亟待研究和解決的重要課題。催化裂化裝置承擔(dān)全廠約65%汽油和20%柴油的生產(chǎn)任務(wù)［1］，是煉油企業(yè)生產(chǎn)成品油及提高效益的核心裝置，國(guó)內(nèi)煉油企業(yè)催化裂化裝置能耗平均占煉油企業(yè)能耗的35%［2］，因此，降低催化裂化裝置能耗對(duì)于煉油企業(yè)實(shí)現(xiàn)綠色低碳生產(chǎn)、降低加工成本和提高經(jīng)濟(jì)效益具有非常重要的作用。

中國(guó)石化青島煉油化工有限責(zé)任公司（簡(jiǎn)稱青島煉化公司）2.9Mt／a催化裂化裝置是青島大煉油項(xiàng)目一期16套主要生產(chǎn)裝置之一，提升管反應(yīng)器采用中國(guó)石化石油化工科學(xué)研究院（簡(jiǎn)稱石科院）開發(fā)的MIP－CGP工藝，提升管出口設(shè)置帶預(yù)汽提密閉旋流式快速分離系統(tǒng)（VQS），再生部分采用兩器高低并列、前置燒焦罐高效完全再生工藝。該裝置由中國(guó)石化工程建設(shè)公司負(fù)責(zé)設(shè)計(jì)與總承包，設(shè)計(jì)以加氫預(yù)處理后的高硫直餾蠟油與焦化蠟油混合油為原料，主要產(chǎn)品包括干氣、液化氣、汽油、柴油，設(shè)計(jì)能耗1849.1MJ／t，低于國(guó)內(nèi)催化裂化裝置平均能耗水平（約2800～3500 MJ／t）［3］，處于國(guó)內(nèi)領(lǐng)先水平。

本課題在對(duì)青島煉化公司首次開工后裝置能耗與設(shè)計(jì)值的差距進(jìn)行分析的基礎(chǔ)上，挖掘裝置節(jié)能潛力，通過采取提高裝置運(yùn)行負(fù)荷、優(yōu)化裝置進(jìn)料結(jié)構(gòu)和操作條件、實(shí)施機(jī)泵葉輪切削和改造余熱鍋爐等措施，以降低裝置能耗。

1 裝置能耗分析

1.1 首次開工后裝置能耗與設(shè)計(jì)值差距分析

2.9Mt／a催化裂化裝置于2008年5月建成投產(chǎn)，首次開工當(dāng)年能耗（2008年，扣除首次開工因素）達(dá)到2069.1MJ／t，超過設(shè)計(jì)值11.90%，實(shí)際運(yùn)轉(zhuǎn)能耗較高。表1為2008年能耗與設(shè)計(jì)值的對(duì)比分析。從表1可以看出，裝置首次開工后，與設(shè)計(jì)能耗相比，主要存在以下幾個(gè)方面的問題：①電耗比設(shè)計(jì)值高19.05MJ／t，說(shuō)明裝置在節(jié)電方面存在較大差距；②從裝置熱進(jìn)／出料數(shù)據(jù)對(duì)比看，熱進(jìn)／出料折合外送能源比設(shè)計(jì)值低10.05MJ／t，說(shuō)明在裝置直供料及低溫?zé)崂梅矫嫒杂胁罹?；③由于該裝置蒸汽產(chǎn)出熱源來(lái)自于燒焦，而除氧水消耗主要用于發(fā)生蒸汽，因此可將燒焦、3.5 MPa蒸汽、1.0MPa蒸汽及除氧水消耗四項(xiàng)數(shù)據(jù)合并對(duì)比，該裝置四項(xiàng)能源介質(zhì)2008年消耗量比設(shè)計(jì)值高194.02MJ／t，說(shuō)明裝置在降低燒焦能耗、多產(chǎn)蒸汽等工作上仍有較大差距。

表1 2008年能耗與設(shè)計(jì)值的對(duì)比分析

1.2 節(jié)能潛力分析

從表1能耗介質(zhì)的分布數(shù)據(jù)對(duì)比看，燒焦能耗占裝置能耗的118.23%，說(shuō)明降低燒焦能耗是節(jié)能工作的重點(diǎn)，降低燒焦能耗應(yīng)該從改善產(chǎn)品分布入手，包括優(yōu)化裝置原料、優(yōu)化裝置操作條件和選擇合適的催化劑等。

裝置外送蒸汽對(duì)裝置能耗是負(fù)貢獻(xiàn)，多產(chǎn)蒸汽可有效降低能耗。催化裂化裝置共有外取熱器汽包、油漿汽包和余熱鍋爐汽包等6個(gè)生產(chǎn)中壓蒸汽的汽包，裝置自產(chǎn)中壓蒸汽部分經(jīng)過氣壓機(jī)蒸汽透平后轉(zhuǎn)化為低壓蒸汽，部分送出裝置；裝置氣壓機(jī)透平產(chǎn)生的低壓蒸汽一部分在裝置內(nèi)使用，另一部分外送至公司低壓蒸汽管網(wǎng)。從表1可以看出，裝置外供3.5MPa中壓蒸汽量與設(shè)計(jì)值差距較大，也是裝置節(jié)能工作的重點(diǎn)。

從表1的電耗數(shù)據(jù)對(duì)比看，2008年裝置電耗比設(shè)計(jì)值高19.05MJ／t，說(shuō)明實(shí)際電耗與設(shè)計(jì)值仍然有差距，且2008年實(shí)際電耗占裝置總能耗的14.10%，也是裝置節(jié)能的重點(diǎn)之一。另外，熱進(jìn)／出料、除氧水能耗總和占裝置總能耗的9.89%，也是催化裂化裝置節(jié)能工作的重點(diǎn)。

2 節(jié)能措施及其應(yīng)用情況

2.1 提高裝置運(yùn)行負(fù)荷，降低能源介質(zhì)單耗

提高加工量可最大限度地利用存量資產(chǎn)，發(fā)揮裝置規(guī)模效益優(yōu)勢(shì)，同時(shí)由于裝置的能源介質(zhì)消耗并不隨著運(yùn)行負(fù)荷增加而線性提高，在裝置操作彈性允許的范圍內(nèi)，提高裝置運(yùn)行負(fù)荷可有效降低裝置能耗。

由于催化裂化裝置是煉油企業(yè)生產(chǎn)汽油及高附加值烯烴的主要裝置，提高催化裂化裝置的負(fù)荷具有較好的效益［4］。圖1為該裝置2008年首次開工以來(lái)的加工負(fù)荷情況。從圖1可以看出，青島煉化公司通過拓寬催化裂化原料來(lái)源、摸索操作條件、優(yōu)化操作方法、實(shí)施消除操作瓶頸等措施，不斷提高裝置的運(yùn)行負(fù)荷。2011年和2012年催化裂化裝置運(yùn)行負(fù)荷已經(jīng)達(dá)到設(shè)計(jì)負(fù)荷的120%左右，裝置加工量的增加有效地分?jǐn)偭搜b置能耗，為降低能耗創(chuàng)造了有利的條件。

圖1 2008—2012年催化裂化裝置月均負(fù)荷率

2.2 優(yōu)化反應(yīng)進(jìn)料結(jié)構(gòu)，降低焦炭產(chǎn)率

該催化裂化裝置采用石科院開發(fā)的MIP－CGP工藝，裝置提升管采用兩段反應(yīng)器串聯(lián)工藝，優(yōu)化了催化裂化的一次反應(yīng)和二次反應(yīng)。其中第一反應(yīng)區(qū)（一反）提升管反應(yīng)器長(zhǎng)13m，擴(kuò)頸后進(jìn)入長(zhǎng)10m的第二反應(yīng)區(qū)（二反）快速床反應(yīng)器，二反出口的物流進(jìn)入長(zhǎng)度27m的VQS直聯(lián)升氣管，提升管反應(yīng)器總長(zhǎng)度達(dá)50m。催化劑與油氣接觸時(shí)間較長(zhǎng)，油氣在提升管中存在過度裂化傾向，干氣收率約為3.2%、焦炭收率約為5.6%，低附加值產(chǎn)品收率較高。

為減小油氣在提升管中的過度裂化傾向，降低干氣、焦炭等低附加值產(chǎn)品產(chǎn)率，將常一線油作為急冷油注入一反出口來(lái)抑制后續(xù)的二次反應(yīng)。表2為2010—2012年常一線油的平均餾程。從表2可以看出，常一線油中約有65%的餾分屬于常規(guī)汽油餾程范圍，注入反應(yīng)器后經(jīng)反應(yīng)轉(zhuǎn)化成汽油。

表2 常一線油餾程 ℃

2012年2月，將常一線油以急冷油的形式注入催化裂化裝置。為研究注入常一線油對(duì)催化裂化裝置生產(chǎn)的影響，對(duì)常一線油回?zé)掃M(jìn)行了0，5，15，20t／h四種流量工況的標(biāo)定，結(jié)果見圖2、圖3。從圖2、圖3可以看出：常一線油作為急冷油注入催化裂化提升管后，對(duì)產(chǎn)品分布產(chǎn)生了較大影響；汽油收率明顯增加，20t／h工況下的汽油收率較空白工況上升1.78百分點(diǎn)；干氣及液化氣收率略有下降；柴油收率稍有上升；燒焦能耗下降，20t／h工況下的焦炭產(chǎn)率較空白工況下降了0.61百分點(diǎn)，相應(yīng)燒焦能耗降低38.2MJ／t。從圖3還可以看出，常一線油注入量20t／h標(biāo)定工況下的能耗為1658.0MJ／t，較常一線不進(jìn)催化裂化提升管反應(yīng)工況降低37.7MJ／t，降低幅度達(dá)2.22%。因此，常一線油進(jìn)催化裂化提升管一反出口后，不僅自身經(jīng)催化裂化并分餾后產(chǎn)生高附加值的汽油，而且抑制了提升管中物料的二次反應(yīng)，改善了產(chǎn)品分布，降低了裝置能耗。

圖2 常一線油進(jìn)料流量對(duì)液化氣、汽油及柴油產(chǎn)率的影響

圖3 常一線油進(jìn)料流量對(duì)干氣、焦炭產(chǎn)率及能耗的影響

2.3 優(yōu)化操作條件，降低蒸汽單耗

催化裂化裝置通過反應(yīng)－再生余熱產(chǎn)生蒸汽，從表1可以看出，按照設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)，外送蒸汽占催化裂化裝置能耗的－76.43%，按照2008年累計(jì)數(shù)據(jù)，外送蒸汽占催化裂化裝置能耗的－39.24%，可見裝置產(chǎn)汽是催化裂化裝置能源消耗的重要組成部分。降低裝置蒸汽單耗，提高產(chǎn)汽量，可以有效降低裝置能耗。本裝置的節(jié)汽工作主要從減少氣壓機(jī)蒸汽透平耗汽和減少反應(yīng)－再生系統(tǒng)工藝耗汽入手。

2.3.1 降低氣壓機(jī)耗汽量，提高中壓蒸汽產(chǎn)出量

降低氣壓機(jī)轉(zhuǎn)速和出口背壓可以有效降低中壓蒸汽消耗量。催化裂化裝置氣壓機(jī)的設(shè)計(jì)可調(diào)轉(zhuǎn)速范圍為5046～6921r／min，由于設(shè)計(jì)選型偏大，在最高負(fù)荷生產(chǎn)時(shí)，氣壓機(jī)轉(zhuǎn)速仍保持在低限5046r／min，通過重新核算汽輪機(jī)臨界轉(zhuǎn)速，并通過實(shí)際操作條件摸索，不斷降低氣壓機(jī)最低臨界轉(zhuǎn)速控制值，將轉(zhuǎn)速調(diào)節(jié)范圍修改為4100～6921r／min，機(jī)組的實(shí)際轉(zhuǎn)速由5046r／min下降至4520 r／min，氣壓機(jī)一級(jí)反飛動(dòng)閥位開度也由26%降至15%左右。表3為2008—2012年氣壓機(jī)壓縮富氣量與中壓蒸汽消耗情況。從表3可以看出，2008—2012年裝置氣壓機(jī)入口平均富氣壓縮量不斷增加，但氣壓機(jī)平均耗汽量卻持續(xù)下降，2012年中壓蒸汽平均消耗量比2008年降低6.07t／h，折合降低能源介質(zhì)消耗7.6MJ／t，如果考慮到實(shí)際壓縮富氣量的增加，降低中壓蒸汽消耗的效果則更為明顯。

裝置氣壓機(jī)蒸汽出口背壓設(shè)計(jì)值為1.0MPa，在保證反應(yīng)－再生系統(tǒng)催化劑正常流化的前提下，不斷降低氣壓機(jī)背壓蒸汽壓力，從而提高汽輪機(jī)效率，降低中壓蒸汽消耗量。圖4為氣壓機(jī)耗汽量與背壓蒸汽壓力的關(guān)系。從圖4可以看出，在氣壓機(jī)轉(zhuǎn)速、壓縮富氣量不變的前提下，氣壓機(jī)耗汽量隨著背壓蒸汽壓力的降低而降低，在背壓蒸汽壓力降低0.1 MPa時(shí)，中壓蒸汽消耗量約減少2t／h。表4為2008—2012年催化裂化裝置氣壓機(jī)出口背壓變化情況。從表4可以看出，2012年氣壓機(jī)背壓蒸汽的平均壓力為0.748MPa，比2008年降低0.169MPa，平均節(jié)約中壓蒸汽3.1t／h，折合降低能源介質(zhì)消耗3.7MJ／t。

表3 2008—2012年氣壓機(jī)壓縮富氣量與中壓蒸汽消耗情況

圖4 氣壓機(jī)耗汽量與背壓蒸汽壓力的關(guān)系

表4 2008—2012年催化裂化裝置氣壓機(jī)出口背壓蒸汽壓力變化情況

2.3.2 降低提升管和分餾塔用低壓蒸汽量，提高低壓蒸汽產(chǎn)出量 降低催化裂化裝置的反應(yīng)－再生系統(tǒng)及分餾系統(tǒng)低壓蒸汽消耗量可以提高裝置低壓蒸汽外送量，有效降低裝置能耗。首先，將反應(yīng)預(yù)提升蒸汽改為預(yù)提升干氣，預(yù)提升蒸汽流量由原來(lái)的7.5t／h降至0.5t／h，低壓蒸汽消耗量降低7.0t／h，雖然氣壓機(jī)的中壓蒸汽流量也上升了約7t／h（蒸汽透平為低壓蒸汽），但裝置實(shí)際能耗下降46.9MJ／t。其次，將原料噴嘴霧化蒸汽與原料油的質(zhì)量比由5%逐漸下調(diào)至3%，原料霧化蒸汽消耗量下降4t／h；將油漿噴嘴霧化蒸汽量由2 t／h優(yōu)化至1.5t／h，外補(bǔ)蒸汽量由4t／h優(yōu)化至1.6 t／h。通過不斷優(yōu)化反應(yīng)器蒸汽用量，反應(yīng)工藝的低壓蒸汽消耗量由26t／h降至17t／h，節(jié)約低壓蒸汽9t／h，降低裝置能耗68.5MJ／t。

2.4 實(shí)施葉輪切削，降低裝置電耗

對(duì)催化裂化裝置機(jī)泵運(yùn)行情況進(jìn)行了跟蹤，發(fā)現(xiàn)部分機(jī)泵存在設(shè)計(jì)選型偏大的問題，實(shí)際運(yùn)行偏離了設(shè)計(jì)工況。這些問題既降低了機(jī)泵效率，又容易造成機(jī)泵密封或軸承故障。根據(jù)機(jī)泵特性曲線及管道特性曲線對(duì)比，對(duì)部分裕量較大的機(jī)泵進(jìn)行了葉輪切削。切削后的機(jī)泵電流和出口壓力均明顯下降，控制閥開度適當(dāng)加大，大幅降低了機(jī)泵電耗。機(jī)泵進(jìn)行葉輪切削前，部分機(jī)泵的工作電流在高限附近，葉輪切削后，機(jī)泵工作電流變化范圍變寬，消除了高負(fù)荷運(yùn)行隱患，同時(shí)有效降低了裝置耗電量。表5為葉輪切削前后機(jī)泵運(yùn)行情況對(duì)比。從表5可以看出，機(jī)泵葉輪切削可節(jié)電約442.13×104kWh／a，折合降低能耗13.75 MJ／t（按機(jī)泵功率因數(shù)0.85計(jì)算）。

表5 葉輪切削前后機(jī)泵運(yùn)行情況對(duì)比

2.5 改造余熱鍋爐，最大限度回收低溫?zé)崮?/h3>

催化裂化裝置的余熱鍋爐由四川鍋爐有限公司制造，設(shè)計(jì)排煙溫度為190℃。余熱鍋爐改造前，實(shí)際排煙溫度約在191℃左右，處于國(guó)內(nèi)鍋爐的常規(guī)設(shè)計(jì)水平。為進(jìn)一步降低余熱鍋爐排煙溫度，最大限度回收煙氣余熱，在充分調(diào)研的基礎(chǔ)上，2011年利用大檢修的機(jī)會(huì)對(duì)余熱鍋爐進(jìn)行了改造。改造措施主要為：①改造省煤器，加大換熱面積。原設(shè)計(jì)余熱鍋爐省煤段為三組光管蛇形管，換熱面積約1157m2，在保持余熱鍋爐主體基礎(chǔ)及鋼結(jié)構(gòu)不變的情況下（最大限度減少投資），采用三組蛇形翅片管替代光管蛇形管，換熱面積可達(dá)5838m2，比原設(shè)計(jì)值約提高4倍。②采用組合式激波吹灰器系統(tǒng)，確保余熱鍋爐長(zhǎng)周期高效運(yùn)行。原設(shè)計(jì)采用光管蛇形管，排煙溫度控制在191℃，主要是考慮到省煤器管束積灰嚴(yán)重，易發(fā)生腐蝕穿孔泄漏事故。為保證改造后省煤段的換熱效果，新增24臺(tái)激波吹灰器，與原激波吹灰系統(tǒng)共同構(gòu)成組合式除灰系統(tǒng)，有效改善清灰效果，提高爐管換熱效率，同時(shí)降低煙氣流動(dòng)阻力和爐膛壓降，提高煙機(jī)效率。③采用特殊防腐涂層，有效避免露點(diǎn)腐蝕。原設(shè)計(jì)排煙溫度較高，主要擔(dān)心低溫下爐管露點(diǎn)腐蝕，為確保余熱鍋爐長(zhǎng)周期安全運(yùn)行，對(duì)改造后蛇形翅片爐管采用特殊防腐涂層，有效地避免省煤器低溫露點(diǎn)腐蝕，實(shí)現(xiàn)裝置的平穩(wěn)操作。

圖5為2011年7月大檢修前后余熱鍋爐排煙溫度對(duì)比。從圖5可以看出，在余熱鍋爐改造項(xiàng)目實(shí)施后，余熱鍋爐排煙溫度從191℃降至136℃，可持續(xù)控制最低排煙溫度在130℃左右，為當(dāng)前中國(guó)石化同類生產(chǎn)裝置余熱鍋爐排煙溫度的最好水平，有效地回收了煙氣低溫?zé)崮堋?/p>

按照2012年運(yùn)行水平計(jì)算，兩臺(tái)余熱鍋爐可多回收煙氣余熱約20216.85×104MJ／a，折合降低能耗57.76MJ／t，改造后的節(jié)能效果明顯。

圖5 2011年7月大檢修前后余熱鍋爐排煙溫度對(duì)比

2.6 加大熱供料力度，最大限度利用低溫余熱

催化裂化裝置低溫?zé)岬木C合利用主要包括以下兩個(gè)方面：一是熱進(jìn)料和熱出料，加氫蠟油熱供料直供催化裂化裝置，催化裂化柴油和油漿熱出料分別直供柴油加氫和延遲焦化裝置；二是與氣體分餾裝置熱聯(lián)合，分餾塔塔頂循環(huán)和塔頂油氣低溫?zé)嶂惫怏w分餾裝置。

催化裂化裝置在熱進(jìn)料和熱出料方面的節(jié)能措施主要是最大限度加大直供料比例和提高直供料溫度。在熱進(jìn)料方面，青島煉化公司從全廠節(jié)能角度出發(fā)，優(yōu)化加氫處理裝置流程和罐區(qū)存儲(chǔ)方式，通過實(shí)施加氫處理裝置少發(fā)生低壓蒸汽和停用水冷卻器措施，將催化裂化熱進(jìn)料溫度由設(shè)計(jì)值的150℃提高到190℃，使催化裂化裝置多產(chǎn)中壓蒸汽。在熱出料方面，通過技改措施將油漿出裝置流量計(jì)更換為耐高溫流量計(jì)，停用水箱冷卻系統(tǒng)，將油漿直供焦化溫度由130℃提高至200℃左右。針對(duì)柴油直供柴油加氫溫度，催化裂化裝置通過優(yōu)化工藝流程和停用空氣冷卻器，將催化裂化柴油直供料溫度由60℃提高到100℃，有效提高了裝置的熱輸出能力。

3 節(jié)能措施的實(shí)施效果

通過提高催化裂化裝置運(yùn)行負(fù)荷、優(yōu)化反應(yīng)進(jìn)料結(jié)構(gòu)和操作條件、實(shí)施機(jī)泵葉輪切削和改造余熱鍋爐等措施，有效地降低了裝置能耗。圖6為2008—2012年催化裂化裝置能耗變化情況。2008—2012年該裝置能耗逐年下降，在中國(guó)石化同類裝置能耗指標(biāo)競(jìng)賽中連續(xù)三年位居第一名。催化裂化裝置2012年的能耗為1602.1MJ／t，比設(shè)計(jì)值低247.0MJ／t，按照裝置實(shí)際加工量3.50 Mt／a計(jì)算，加工成本可降低6738萬(wàn)元／a。

圖6 2008—2012年催化裂化裝置能耗情況

4 結(jié) 論

通過提高催化裂化裝置運(yùn)行負(fù)荷、優(yōu)化反應(yīng)進(jìn)料結(jié)構(gòu)和操作條件、實(shí)施機(jī)泵葉輪切削和改造余熱鍋爐等措施，有效地降低了裝置能耗。該裝置2012年的累計(jì)能耗為1602.1MJ／t，比設(shè)計(jì)值低247.0MJ／t，加工成本降低6738萬(wàn)元／a。

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