王 偉，馮 霄

（中國石油大學化學工程學院，北京 102249）

當今社會正面臨著能源短缺的嚴峻考驗，如何降低工業(yè)中的能源消耗是目前迫切需要解決的問題[1]。統(tǒng)計研究表明，我國能源利用效率只有32%，比先進國家低十多個百分點[2]。能源利用效率的提高可以顯著增強企業(yè)競爭力和改善環(huán)境，因而節(jié)能降耗成為國家和企業(yè)實現(xiàn)可持續(xù)發(fā)展的重要手段。在眾多節(jié)能方法中，優(yōu)化換熱網絡既有利于裝置挖潛改造，消除“瓶頸”，也能指導優(yōu)化裝置操作，達到增產、節(jié)能降耗、降低成本的目的[3]。

與新設計相比，換熱網絡的優(yōu)化改造是一個十分復雜的問題，由于影響因素多、控制變量復雜，因此，需要在實際應用中考慮換熱網絡的各種約束條件，以提高改造的經濟性和可實施性。近些年，國內外研究者在換熱網絡優(yōu)化改造時主要考慮的實際工程因素有換熱器選優(yōu)、壓力降和工程量等，并取得了很好的研究成果。如，Nie和Zhu[4]指出網絡結構中面積的分配以及管、殼程的安排是影響壓降的兩個主要因素，應該充分考慮這兩個因素，以便把壓降減至最低。李國慶等[5]提出以最小投資和最小工程量完成現(xiàn)有換熱網絡的改造，特別針對被加熱物流在換熱過程中出現(xiàn)汽化，形成氣阻，壓力降增加的問題，提出了相應的解決方案。

然而，國內外尚未出現(xiàn)考慮壓力因素的研究。大家知道，高壓換熱器的成本遠高于常壓換熱器，同時高壓物流對管件的尺寸﹑壁厚及材料等技術條件有嚴格要求；裝置中其它零件，如法蘭﹑墊片和螺母等，也需要大大提高其技術條件?？梢?，高壓導致裝置的設備成本大大提高。除此之外，高壓也加大了裝置的操作難度和非穩(wěn)定性。這些都突顯了壓力因素在換熱網絡改造中的重要性。

本文以某煉廠柴油加氫改質裝置為例，利用夾點技術[6]對其換熱網絡進行熱集成分析，著重考慮了壓力因素對改造過程的影響，綜合地進行整個裝置換熱網絡中冷熱物流之間的合理匹配，通過多種方案的對比找出最優(yōu)節(jié)能方案。

1 柴油加氫改質裝置簡介

柴油加氫改質技術以改善劣質二次加工柴油質量為目標，一方面降低催化裂化柴油中的硫、氮等雜質含量，改善油品顏色，同時大幅度提高柴油十六烷值[7]。

隨著我國的可持續(xù)發(fā)展政策，人們的環(huán)保意識逐漸提高，國內清潔油品的需要日益增長。所以很多煉油廠都有較大的加氫改質車間以滿足市場需求，如荊門石化公司的500萬噸/年柴油加氫改質裝置，蘭州石化公司120萬噸/年柴油加氫改質裝置等。國內柴油加氫改質技術和催化劑已趨于成熟，以FRIPP的MCI和RIPP的RICH等為代表。在現(xiàn)行質量標準下，國內開發(fā)的柴油加氫催化劑及相關工藝技術，基本可滿足脫硫及多環(huán)芳烴飽和的需求[7]。

本文所研究的某煉廠柴油加氫改質裝置，其原料來源于催化柴油、焦化柴油、直餾柴油和部分抽出油，四種原料的混合比例為 28∶55∶14∶3，具有 120 萬噸/年的處理能力。裝置特點是采用中壓加氫改質-中間餾分油加氫補充精制組合工藝。

柴油加氫改質裝置的工藝過程可分為加氫改質、分餾、煤油加氫補充精制3道工序。簡易流程圖如圖1所示。

（1）加氫改質工序 原料油自裝置外來，先與產品柴油換熱至80～100 ℃，然后由反應進料泵抽出升壓后與混合氫混合（物流在泵前后壓力分別為0.5 MPa和13.5 MPa，見圖1反應進料泵兩側），先與加氫改質反應產物進行換熱，再經反應進料加熱爐加熱至反應溫度，自上而下流經加氫改質反應器。出來的反應產物進入熱高壓分離器進行氣液分離，熱高壓分離器出來的氣體冷卻后進入冷高壓分離器，進行氣、油、水三相分離。冷高壓分離器頂出來的氣體進入循環(huán)氫壓縮機，冷高壓分離器油相和水相分別送至冷低壓分離器再次進行氣液分離。

（2）分餾工序 低分油在脫硫化氫汽提塔中經過蒸汽汽提除去H2S。塔頂富含LPG的氣體和液體送至焦化裝置吸收穩(wěn)定部分回收液化氣和干氣。塔底油經分餾塔進料加熱爐加熱后進入產品分餾塔。分餾塔設兩個側線抽出和一個中段回流。側線抽出重石腦油產品和煤油，塔頂為輕石腦油，塔底為柴油。中段回流用于發(fā)生0.35 MPa蒸汽和預熱采暖水。本工序物流的壓力等級為0.1～2.2 MPa。

（3）煤油加氫補充精制工序 煤油側線塔底的煤油與一次通過的補充氫混合?；鞖溆瓦M入煤油加氫補充精制反應器，反應產物冷卻后進入反應產物分離罐，分離出的富氫氣體經氫氣增壓機增壓后并入加氫改質部分新氫壓縮機入口循環(huán)使用，分離出的液相進入航煤分餾塔，通過塔底重沸器加熱，在塔頂分出少量的溶解氫及輕組分氣體，塔底航煤產品經換熱、冷卻后送出裝置。本工序物流的壓力等級為0.2～2.0 MPa。

2 現(xiàn)行換熱網絡分析

2.1 物流數(shù)據(jù)提取

根據(jù)夾點技術，對某煉廠柴油加氫改質裝置的換熱網絡進行分析，提取出20股熱物流，12股冷物流，將這些物流數(shù)據(jù)列表如表1所示。表1中冷流C1、C2和C3即為反應進料泵兩側物流，原料油C1與產品柴油換熱至 100 ℃，然后進入濾后原料緩沖罐，由反應進料泵抽出升壓后與混合氫混合至121 ℃形成 C2，先與加氫改質反應產物進行換熱至330 ℃，然后C3再經反應進料加熱爐加熱至366 ℃。

2.2 夾點計算

原始數(shù)據(jù)中最小傳熱溫差為 12 ℃，考慮熱回收能量、換熱面積、換熱網絡改造費用和工況穩(wěn)定操作等因素，本文的分析中取夾點溫差為10 ℃[3]，經過計算可以得到：平均夾點溫度為215 ℃，即夾點處熱流溫度為220 ℃，冷流溫度為210 ℃。換熱網絡所需的最小加熱公用工程為9318.14 kW ，最小冷卻公用工程為28149 kW。而現(xiàn)行換熱網絡的加熱公用工程為27905.2 kW，冷卻公用工程為46736.2 kW。故節(jié)能潛力約為18587.2 kW，約占現(xiàn)行加熱公用工程的66.6%。相關復合曲線如圖2所示。

2.3 不合理換熱分析

現(xiàn)行換熱網絡如圖3所示。根據(jù)夾點技術三原則（夾點之上不能有冷卻公用工程；夾點之下不能有加熱公用工程；不能有跨越夾點的傳熱[3]）分析該換熱網絡。不合理的換熱環(huán)節(jié)如表2所示。

表1 冷熱物流數(shù)據(jù)匯總表

3 換熱網絡優(yōu)化

3.1 對壓力因素的考慮

該裝置中主要的高壓物流是加氫改質工序中反應進料泵后的原料油和反應產物。因此，在反應進料泵低壓側，應盡量讓低壓物流與原料油換熱，提高泵的進料溫度，以便減少高壓側高壓換熱器。同時，應讓高壓側原料油盡量與高壓反應產物換熱，而盡量不考慮高壓物流與低壓物流換熱，以減少高壓換熱器的個數(shù)。但考慮現(xiàn)有網絡結構的限制，如若需要提高反應進料泵的進料溫度，必須得重新更換一臺新泵，才能獲得更好的低壓換熱條件。

因此，本文對柴油加氫改質裝置的換熱網絡提出了3個改造方案。

方案 1，不考慮壓力因素，僅考慮溫度要求，按照夾點設計法則提出的最大熱回收方案。

方案 2，完全考慮壓力因素，重新?lián)Q一臺反應進料泵，最大化提高其低壓側的進料溫度。

方案3，部分考慮壓力因素，不更換反應進料泵，其進料溫度不變，只是在匹配冷熱物流時考慮壓力因素，盡量保證高壓物流與高壓物流之間換熱。

表2 不合理換熱環(huán)節(jié)

3.2 換熱網絡優(yōu)化方案

3.2.1 方案1

為達到最大節(jié)能效果，根據(jù)夾點技術物流匹配準則對柴油加氫改質裝置換熱網絡進行重新匹配，匹配時優(yōu)先考慮熱負荷大的冷卻器。具體改造步驟如下，改造后的換熱網絡Ⅰ如圖4所示。

（1）消除物流 H1的跨夾點傳熱，用熱物流H1直接將冷物流C2加熱到366 ℃，可除去加熱爐F1，剩余的熱通過新增換熱器E1#與冷物流 C6換熱，夾點之下的冷物流C2由夾點之下的熱物流來加熱；消除物流H2、H10和H17的跨夾點傳熱，將熱物流H2、H10和H17通過新增換熱器E2#、E3#和E4#與夾點之上的冷物流進行換熱，夾點之下的冷物流C4、C7和C10由夾點之下的熱物流來加熱。

（2）去掉物流H5夾點之上的冷卻器A2，代之以新增換熱器 E11#與夾點之上的冷物流 C12進行換熱，物流H10的冷卻器E15用換熱器E5#代替，來與冷物流C2換熱。

（3）去掉物流 C12夾點之下的加熱器 E23，增加換熱器E12#，與夾點之下的熱物流H6換熱。

改造后，新增換熱器總數(shù)為 14個，其中高壓換熱器8個。節(jié)約加熱公用工程18523.44 kW，實現(xiàn)了最大節(jié)能目標。

3.2.2 方案2

更換反應進料泵后，保證高壓冷熱物流H1和C2內部換熱完全，不與其它低壓流股換熱，除去冷物流C3中加熱爐F1，直接用熱物流H1把冷物流C2加熱到 366 ℃，反算出反應進料泵的進料溫度為182.7 ℃。具體改造步驟如下，改造后的換熱網絡Ⅱ如圖5所示。

（1）去掉熱物流H10中換熱器E15和E16，通過增加換熱器E1#與升壓前C2換熱，C2溫度由121 ℃上升為153.1 ℃；去掉熱物流H12中冷卻器E10，通過增加換熱器E2#繼續(xù)與升壓前C2換熱，C2溫度由 153.1 ℃上升為 169.7 ℃；去掉熱物流H13中冷卻器E12，通過增加換熱器E3#繼續(xù)與升壓前C2換熱，C2溫度由169.7 ℃上升為177.7 ℃；增加換熱器E4#，使熱物流H14繼續(xù)與升壓前C2換熱，C2溫度由177.7 ℃上升為182.7 ℃；去掉冷物流C3中加熱爐F1，使H1繼續(xù)與C2完全換熱，C2最終溫度達到366 ℃。

（2）增加換熱器E5#，使熱物流H3與冷物流C1換熱；增加換熱器E6#，使熱物流H6與冷物流C12換熱；去掉熱物流H5中空冷器A2，再增加換熱器E7#，使熱物流H5繼續(xù)與冷物流C12換熱。

（3）增加換熱器 E8#，使熱物流 H15和冷物流C9換熱；增加換熱器E9#，使熱物流H17和冷物流C8換熱；再增加換熱器E10#，使熱物流H20與冷物流C10換熱。

改造后，新增換熱器總數(shù)為 10個，其中高壓換熱器0個。節(jié)約加熱公用工程11038.5 kW，占現(xiàn)有加熱公用工程的 39.6%，是節(jié)能潛力的 59.4%。

3.2.3 方案3

考慮現(xiàn)行換熱網絡已有結構的限制，不更換反應進料泵，進料溫度不變，在匹配冷熱物流時盡量減少高壓物流與低壓物流之間的換熱，具體改造步驟與方案2相同，此時需要注意壓力的影響。

表3 3個改造方案的比較

改造后，新增換熱器總數(shù)為 10個，其中高壓換熱器4個。節(jié)約加熱公用工程也是11038.5 kW。

3.3 3個方案的比較

據(jù)上節(jié)，3個方案的各項參數(shù)如表3所示。

由表3分析可得。

（1）方案1與方案2相比，方案1能更多地回收余熱，但對原有換熱網絡結構改動較大，設備投資也大大提高。不僅新增換熱器數(shù)目多了4臺，甚至于高壓換熱器數(shù)目多達8臺?？梢姡瑝毫τ趽Q熱網絡的改造具有較大影響，在今后的研究中需要給予更多的關注。

（2）方案2與方案3相比，余熱回收值相同，主要不同點在于反應進料泵的改動，一個是更換了反應進料泵，以提高其進料溫度；另一個是增加了 4臺高壓換熱器，而不改變泵的進料溫度。因此，方案2在新設計中更優(yōu)，而方案3在改造時更易實施。

4 結 語

通過在用夾點法進行換熱網絡改造的同時，考慮了壓力因素，在盡量多地回收余熱時，可有效降低設備投資成本，提高經濟效益。并以某煉廠柴油加氫改質裝置為例，說明了壓力因素對換熱網絡改造的影響不可忽視。

[1]Milos Bogataj, Miguel J Bagajewicz.Synthesis of non-isothermal heat integrated water networks in chemical processes [J].Computers and Chemical Engineering，2008，32（12）：3130-3142.

[2]張雷.中國能源供應戰(zhàn)略的調整[J].中國建設動態(tài)陽光能源，2002，24（12）：7-9.

[3]馮霄.化工節(jié)能原理與技術[M].北京：化學工業(yè)出版社，2004：145-284.

[4]Zhu X X, Nie X R.Pressure drop considerations for heat exchanger network grassroots design[J].Computers and Chemical Engineering，2002，26（12）：1661-1676.

[5]顏如眾，李國慶，李亞軍，等.基于最小工程量和壓力降考慮的換熱網絡改造[J].煉油技術與工程，2005，35（2）：53-56.

[6]Linnhoff B, Hindmarsh E.The pinch design method for heat exchanger networks [J].Chemical Engineering Science，1983，38（5）：745-763.

[7]張坤，李付興，牛紅林.國內柴油加氫改質技術與催化劑研究與應用現(xiàn)狀[J].中國石油和化工標準與質量，2011，11（5）：27.