尚建龍，王 婷，沈 琳，2，孫蘭義

(1.中國石油大學重質(zhì)油國家重點實驗室，山東 青島 266580；2.中國石油西南油氣田分公司天然氣研究院)

利用夾點技術(shù)優(yōu)化催化裂化裝置的換熱網(wǎng)絡(luò)

尚建龍1，王 婷1，沈 琳1，2，孫蘭義1

(1.中國石油大學重質(zhì)油國家重點實驗室，山東 青島 266580；2.中國石油西南油氣田分公司天然氣研究院)

某石化企業(yè)年處理量為1.40 Mt的催化裂化裝置存在較大的節(jié)能潛力，應用夾點技術(shù)對其能量利用狀況進行分析與優(yōu)化。研究結(jié)果表明：通過優(yōu)化并改造換熱網(wǎng)絡(luò)，可使催化裂化裝置節(jié)省1.0 MPa蒸汽7.88 t/h，節(jié)省循環(huán)水3.77 t/h，節(jié)省電耗16 kW；改造后催化裂化裝置節(jié)能約109.19 MJ/t，年經(jīng)濟效益增加1 221.3萬元。

催化裂化 能量系統(tǒng)優(yōu)化 換熱網(wǎng)絡(luò) 夾點技術(shù)

節(jié)能已成為當今世界主要的技術(shù)和社會問題，與能源供應密切相關(guān)的措施都具有非常重要的戰(zhàn)略意義[1]。迄今為止，石油化工行業(yè)依舊是世界上最大的能源消耗產(chǎn)業(yè)，占世界工業(yè)總能源消耗的30%。然而，基于化工行業(yè)的用能復雜性，其節(jié)能潛力的評估依舊是個難題[2]。在我國，石化行業(yè)是國民經(jīng)濟的支柱產(chǎn)業(yè)，但其也是能耗大戶，每年能源消費量為全國能源總消費量的10%～12%。同時，能源消耗占化工產(chǎn)品成本的20%～30%，高耗能產(chǎn)品達到60%～70%。石化行業(yè)節(jié)能降耗面臨巨大的壓力[3]。

目前，我國催化裂化裝置總加工能力已將近150 Mt/a，其總進料的近40%為渣油，生產(chǎn)的汽油組分占汽油產(chǎn)品總量的70%，柴油組分占柴油產(chǎn)品總量的30%，丙烯產(chǎn)量占丙烯總量的40%[4]。然而，我國催化裂化裝置能量的消耗普遍較高，與世界先進水平相比還有較大差距。法國某先進煉油廠催化裂化裝置的能耗為1.63 GJ/t，而我國催化裂化裝置能耗一般為2.3～3.34 GJ/t，約為前者的2倍[5]。這樣的高能耗導致我國催化裂化裝置加工成本乃至整個原油加工行業(yè)成本普遍較高。因此，降低催化裂化裝置的能耗是我國石油煉制行業(yè)的重要任務(wù)。

Linnhoff等[6]提出了過程能量綜合方法——夾點技術(shù)(Pinch Technology)。20世紀70年代末，Linnhoff參與新廠設(shè)計和老廠改造項目時發(fā)現(xiàn)夾點技術(shù)的應用可促使裝置平均節(jié)能30%；1982年，在試算了9個工程案例后，Linnhoff發(fā)現(xiàn)使用夾點方法可促進裝置平均節(jié)能50%[7]。夾點技術(shù)在新建煉油廠的設(shè)計和舊煉油廠的改造方面前景廣闊。一般認為，催化裂化裝置的換熱網(wǎng)絡(luò)較為簡單，所以夾點技術(shù)在國內(nèi)催化裂化裝置中應用較少，導致了許多不合理用能。本課題以某石化企業(yè)1.40 Mt/a催化裂化裝置為例，應用夾點技術(shù)分析與診斷當前換熱網(wǎng)絡(luò)，對換熱網(wǎng)絡(luò)進行優(yōu)化并提出改進方案。

1 催化裂化裝置基礎(chǔ)數(shù)據(jù)

某石化企業(yè)1.40 Mt/a催化裂化裝置，原料油殘?zhí)繛?%，回煉比為0.1，反應器出口溫度為505 ℃，主風機出口壓力為0.42 MPa，富氣壓縮機出口壓力為1.6 MPa。裝置的設(shè)計通過聯(lián)合裝置內(nèi)各單元內(nèi)部用能的優(yōu)化配置和節(jié)能降耗措施降低各單元的能耗，裝置設(shè)計能耗為2 020.46 MJ/t。裝置的物料平衡見表1，換熱物流數(shù)據(jù)見表2(其中熱物流的熱量已考慮熱損失)，公用工程參數(shù)見表3。

表1 裝置的物料平衡

表2 工藝換熱物流

表3 公用工程參數(shù)

2 換熱網(wǎng)絡(luò)的夾點分析

催化裂化裝置能量系統(tǒng)分析需要先確定最小傳熱溫差(ΔTmin)，ΔTmin確定后便能計算出能量系統(tǒng)的最小能耗目標。

2.1 確定最小傳熱溫差

ΔTmin是指任何冷換設(shè)備中冷、熱物流在逆流的條件下冷端和熱端之間的最小溫度差值，反映了設(shè)備投資與能耗之間的權(quán)衡關(guān)系。ΔTmin越小，熱回收量越多，則能量的費用越少。但此時整個換熱網(wǎng)絡(luò)各處的傳熱溫差均相應減小，換熱面積增大，設(shè)備投資費用增大。

在不斷的實踐與研究中，各種不同系統(tǒng)的ΔTmin也有經(jīng)驗取值范圍。對于許多煉油裝置，如催化裂化裝置、延遲焦化裝置、原油預熱系統(tǒng)、加氫裝置及重整裝置，適用的ΔTmin范圍見表4[8]。從表4可以看出：對于催化裂化裝置，工藝物流與工藝物流之間的換熱ΔTmin可取20 ℃，而工藝物流和公用工程之間的換熱則大為不同，所以需要針對不同種類的公用工程來分別定義ΔTmin；工藝物流和冷卻水之間的ΔTmin僅設(shè)為10 ℃，這是因為冷卻水是溫度最低的可用公用工程，所以必須降低ΔTmin，從而使冷卻水達到裝置的冷卻要求；工藝物流和空氣之間的ΔTmin設(shè)為15 ℃，為滿足裝置中現(xiàn)有空氣冷卻器的ΔTmin而設(shè)定。

表4 煉油裝置最小傳熱溫差經(jīng)驗值和所選值

2.2 換熱網(wǎng)絡(luò)夾點分析及用能診斷

利用Aspen Plus對流程進行模擬，將數(shù)據(jù)導入到Aspen Energy Analyzer中進行能量利用分析與診斷。由上述分析，可以確定在ΔTmin為20 ℃的情況下，平均夾點溫度為341 ℃，即熱流溫度為351 ℃，冷流溫度為331 ℃，最小加熱公用工程量為0，最小冷卻公用工程用量為41 795.19 kW，如圖1所示。

圖1 總組合曲線

對裝置實際用能狀況進行分析可知，當前加熱公用工程量為2.46 MW(較Aspen Energy Analyzer計算所得的最小加熱公用工程量多2.46 MW)，冷卻公用工程量為44.06 MW(最小冷卻公用工程用量的1.054倍)。由此可見，當前換熱網(wǎng)絡(luò)能量利用不太合理，節(jié)能潛力較大。

工藝物流的夾點溫度較高，而且經(jīng)分析可知系統(tǒng)中的工藝物流與工藝物流之間無跨夾點的換熱，但是由于公用工程夾點的存在，一些工藝物流和公用工程的換熱過程會跨越夾點，造成公用工程使用的浪費，其中解吸塔塔底循環(huán)油與1.0 MPa蒸汽的換熱為跨公用工程夾點的換熱，與最小熱公用工程用量為0相比，造成了較大的能量耗損。

3 改進方案

以整個換熱網(wǎng)絡(luò)的最小公用工程用量為研究重點，以最小能量目標為基礎(chǔ)，提出催化裂化裝置內(nèi)部換熱網(wǎng)絡(luò)的有效配置和優(yōu)化改造建議，提高工藝物流之間的換熱，消除跨越公用工程夾點的換熱，降低公用工程的使用，從而達到最大限度節(jié)能降耗目的。

3.1 穩(wěn)定汽油換熱流程改進

穩(wěn)定汽油換熱及出裝置優(yōu)化前后流程示意見圖2和圖3(橢圓內(nèi)的數(shù)字代表換熱器熱負荷，kW，下同)。從圖2可以看出：初始溫度為156 ℃的穩(wěn)定汽油出穩(wěn)定塔進料換熱器(E1305)后溫度為140 ℃，經(jīng)過穩(wěn)定汽油-凝縮油換熱器(E1306)后溫度為105 ℃，依次經(jīng)過穩(wěn)定汽油-熱水換熱器(E1315)、穩(wěn)定汽油-除鹽水換熱器(E1307)，換熱后溫度為70 ℃，進穩(wěn)定汽油干式空冷器(E1308)、穩(wěn)定汽油冷卻器(E1309)冷卻后溫度為37 ℃，分成兩路，一路去汽油加氫精制裝置，另一路經(jīng)補充吸收劑冷卻器(E1314)冷卻至30 ℃；優(yōu)化前穩(wěn)定汽油(105 ℃)先與熱水進行換熱，換熱后溫度為92 ℃，再與除鹽水進行換熱，換熱后溫度為70 ℃，換熱流程不合理，因為除鹽水需要升溫至90 ℃左右后送至除氧器，除氧器熱源來自于1.0 MPa蒸汽，升高除鹽水終溫會有效減少蒸汽的使用量。再者，汽油加氫脫硫單元的工藝要求穩(wěn)定汽油溫度在50 ℃左右，目前穩(wěn)定汽油經(jīng)空冷水冷卻至37 ℃后去加氫精制裝置，溫度偏低，且增加空冷電耗及循環(huán)水用量。從圖3可以看出，優(yōu)化方案中穩(wěn)定汽油出穩(wěn)定汽油-凝縮油換熱器(E1306)后，首先與除鹽水進行換熱，與除鹽水換熱后的穩(wěn)定汽油溫度為80 ℃，然后與熱水進行換熱，而后直接抽出一股與去加氫精制單元的穩(wěn)定汽油進行混合，控制混合后溫度在50 ℃左右，這樣在滿足汽油加氫脫硫單元工藝要求的基礎(chǔ)上，降低了穩(wěn)定汽油干式空冷器(E1308)的電耗，節(jié)約了穩(wěn)定汽油冷卻器(E1309)循環(huán)用水量。

圖2 穩(wěn)定汽油換熱及出裝置優(yōu)化前流程示意

圖3 穩(wěn)定汽油換熱及出裝置優(yōu)化后流程示意

3.1.1 穩(wěn)定汽油干式空冷器電耗量 換熱流程優(yōu)化后，干式空冷器換熱負荷降低，空冷器風機排風量減少，電動機轉(zhuǎn)速降低，電機功率減少，電耗降低。空冷器熱負荷降低量按下式計算：

ΔH1=H0-H1=3 253 kW-2 895 kW=358 kW

式中：H0為優(yōu)化前干式空冷器的熱負荷，kW；H1為優(yōu)化后干式空冷器的熱負荷，kW。利用換熱器設(shè)計軟件Aspen Exchanger Design and Rating對該空冷器進行計算得出其優(yōu)化前后電機功率，從而得出其電耗節(jié)省量為16 kW。

3.1.2 穩(wěn)定汽油冷卻器循環(huán)水節(jié)省量 換熱流程優(yōu)化后，冷卻器熱負荷降低量為35 kW，公用工程循環(huán)冷水溫升為30～40 ℃(實際溫升在8～10 ℃)。在1 h內(nèi)，水冷器熱負荷減少量(ΔH2)按下式計算：

ΔH2=35 kJ/s×3 600 s=126 000 kJ

根據(jù)能量衡算，水冷器熱負荷減少量為相應的循環(huán)水的換熱量：ΔH2=WH2OCPΔt，得WH2O=3.77 t/h，式中：WH2O為減少的循環(huán)水流量，kg/h；CP為循環(huán)水熱容，J/(kg·℃)；Δt為循環(huán)水溫度變化量，℃。

3.1.3 1.0 MPa蒸汽節(jié)省量 除鹽水需要升溫至90 ℃左右后送至除氧器，除氧器熱源來自于1.0 MPa蒸汽，升高除鹽水終溫會有效減少蒸汽的使用量。調(diào)整換熱順序后，穩(wěn)定汽油-除鹽水換熱器熱負荷與流程優(yōu)化前相比增加了473 kW。該部分熱量在數(shù)值上等于節(jié)省的1.0 MPa蒸汽加熱除鹽水釋放的熱量。蒸汽節(jié)省量(W蒸汽)可用下式計算：

ΔH3=473 kJ/s×3 600 s=1 702.8 MJ/h

ΔH3=W蒸汽ΔHH2O

式中：ΔH3為穩(wěn)定汽油-除鹽水換熱器熱負荷降低量，kW；W蒸汽為蒸汽節(jié)省量，kg/h；ΔHH2O為水的汽化潛熱，kJ/kg。

3.1.4 節(jié)能降耗效果 對當前換熱流程改進后，節(jié)能降耗效果見表5。將優(yōu)化方案與原流程進行能量分析比較，可以計算得出優(yōu)化方案節(jié)能降耗6.53 MJ/t，根據(jù)公用工程價格表，計算出優(yōu)化改進后流程的年收益增加78萬元。

3.2 主分餾塔一中段循環(huán)油-解吸塔塔底重沸器熱聯(lián)合

解吸塔塔底重沸器熱量利用現(xiàn)狀見圖4。解吸塔只設(shè)一個再沸器(E1312)，由1.0 MPa蒸汽提供熱源，熱負荷2.469 MW，溫度300 ℃，用量7.3 t/h，蒸汽用量較大。另一方面，主分餾塔一中段循環(huán)油流量約150 t/h，自穩(wěn)定塔塔底重沸器換熱后，溫度為249 ℃，然后直接進入分餾一中段油-熱水換熱器換熱至約202 ℃后進入主分餾塔，熱量利用不合理。

表5 穩(wěn)定汽油換熱流程改進效果預估

圖4 解吸塔塔底重沸器熱量利用優(yōu)化前流程示意

針對上述問題，提出優(yōu)化方案。使主分餾塔一中段循環(huán)油出穩(wěn)定塔塔底重沸器后，與解吸塔塔底需要加熱的循環(huán)油換熱，新增解吸塔塔底輔助重沸器(E1316)，從而替代7.3 t/h、1.0 MPa過熱蒸汽作為塔底再沸器的熱源，通過優(yōu)化并改造換熱網(wǎng)絡(luò)，可使催化裂化裝置節(jié)省1.0 MPa蒸汽7.88 t/h。蒸汽管路作為備用，當主分餾塔一中段循環(huán)油無法正常產(chǎn)出時，可臨時使用來自管網(wǎng)的蒸汽作為解吸塔塔底再沸器(E1312B)的熱源。優(yōu)化后流程如圖5所示。

圖5 解吸塔塔底重沸器熱量利用優(yōu)化后流程示意

圖6 原料油預熱過程熱量利用優(yōu)化前流程示意

節(jié)能降耗與收益計算過程同3.1節(jié)。將優(yōu)化方案同原流程進行能量分析比較，可以計算得出優(yōu)化方案節(jié)能降耗88.76 MJ/t，計算出優(yōu)化改進后流程的年收益增加1 001.3萬元。

3.3 原料油預熱過程改進

原料油預熱過程的熱量利用現(xiàn)狀見圖6。對于原料油-產(chǎn)品油漿換熱器(E1216)，主分餾塔塔底油漿與原料油換熱至200 ℃后，需經(jīng)產(chǎn)品油漿冷卻水箱冷卻至160 ℃。根據(jù)夾點技術(shù)分析并利用Aspen Energy Analyzer對換熱網(wǎng)絡(luò)進行分析并優(yōu)化，可得出主分餾塔塔底油漿可與原料油直接換熱至160 ℃，可知原流程增加了冷公用工程的能耗，用能不合理。

針對上述問題，提出優(yōu)化方案。由于主分餾塔塔底油漿的換熱終溫是160 ℃，可以直接經(jīng)原料油-產(chǎn)品油漿換熱器換熱到160 ℃，這個改動減少了產(chǎn)品油漿冷卻水箱的熱負荷，從而可以減少冷卻水的使用量。同時，優(yōu)化之后，原料油經(jīng)E1216換熱后的出口溫度可提高至146 ℃，由于原料油換熱終溫保持不變，提高了其入口溫度后，原料油-循環(huán)油漿換熱器的熱負荷自然下降，剩余的熱量可以提供給循環(huán)油蒸汽發(fā)生器用來發(fā)生中壓蒸汽。優(yōu)化后的流程如圖7所示。

圖7 原料油預熱過程能量利用優(yōu)化后流程示意

將優(yōu)化方案與原流程進行能量分析比較，可以計算得出優(yōu)化方案節(jié)能降耗13.69 MJ/t，優(yōu)化改進流程后的年收益增加142萬元。

3.4 經(jīng)濟性分析

改造前后裝置能耗對比見表6。從表6可以看出，對該催化裂化裝置同時使用上述3個改進方案，可使裝置每年平均節(jié)能約109.19 MJ/t。

表6 改造前后催化裂化裝置能耗對比 MJ/t

改造方案主要增加了換熱器、部分管線及其它設(shè)備。其中新增解吸塔輔助重沸器，改造主分餾塔一中段循環(huán)油-熱水換熱器和原料油-產(chǎn)品油漿換熱器，其它換熱器均利舊即可，新增、改造和安裝費用共計46.68萬元。新增穩(wěn)定汽油分支管線和主分餾塔一中段循環(huán)油管線費用為19.2萬元。

本改造總投資65.88萬元。裝置改造后降低能耗152 818.2 GJ/a，年經(jīng)濟效益增加1 221.3萬元，投資回收期不到1個月，經(jīng)濟上是可行的。

4 結(jié) 論

(1) 通過工程經(jīng)驗確定了工藝物流和公用工程之間的最小傳熱溫差，發(fā)現(xiàn)當前換熱網(wǎng)絡(luò)公用工程用量與最小公用工程用量相差較大，并存在跨公用工程夾點的換熱。夾點技術(shù)為有效減少催化裂化裝置的能量消耗提供重要的技術(shù)支撐。

(2) 應用夾點技術(shù)分析當前換熱網(wǎng)絡(luò)，根據(jù)用能情況和工業(yè)實際提出3個節(jié)能降耗的改進方案：由穩(wěn)定汽油先后與熱水、除鹽水換熱改造為先與除鹽水換熱，后與熱水換熱；新增解吸塔塔底輔助重沸器，替代1.0 MPa蒸汽；原油預熱過程改進，主分餾塔塔底油漿換熱后的溫度由200 ℃改為160 ℃。

(3) 通過能耗分析和經(jīng)濟性分析可知，改造后催化裂化的總投資費用為65.88萬元，改造后裝置節(jié)能約109.19 MJ/t，年經(jīng)濟效益增加約1 221.3萬元，投資回收期不到1個月。

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OPTIMIZATION OF HEAT EXCHANGER NETWORK OF FCCU WITH PINCH TECHNOLOGY

Shang Jianlong1， Wang Ting1， Shen Lin1，2， Sun Lanyi1

(1.StateKeyLaboratoryofHeavyOilProcessing，ChinaUniversityofPetroleum，Qingdao，Shandong266580；2.ResearchInstituteofNaturalGasTechnology，SouthwestOilandGasFieldCo.，PetroChina)

Pinch technology was applied to optimize the heat exchanger network (HEN) for a petrochemical enterprise with a capacity of 1.4 Mt/a FCCU. The results show that the energy consumption of the whole FCCU are decreased by 7.88 t/h of 1.0 MPa steam， 3.77 t/h of circulating water and 16 kW of electricity. And the comprehensive energy consumption of the optimized FCCU is decreased by 109.19 MJ/t， equivalent to the benefit of ￥12.213 million/a.

catalytic cracking； energy system optimization； heat exchanger network； pinch technology

2014-12-02； 修改稿收到日期： 2015-03-09。

尚建龍，碩士研究生，主要從事化工流程模擬與節(jié)能優(yōu)化研究工作。

孫蘭義，E-mail：sunlanyi@163.com。