尚建龍，王 婷，沈 琳，2，孫蘭義

(1.中國石油大學(xué)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(xué)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(yīng)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(yīng)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(fù)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(dǎo)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(yīng)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(yīng)用較少，導(dǎo)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(yīng)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?zé)挶葹?.1，反應(yīng)器出口溫度為505 ℃，主風(fēng)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(yīng)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(yù)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(dǎo)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(fēng)機排風(fēng)量減少，電動機轉(zhuǎn)速降低，電機功率減少，電耗降低?？绽淦鳠嶝摵山档土堪聪率接嬎悖?/p>

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(yīng)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(yù)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(yù)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(yù)熱過程改進

原料油預(yù)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(yù)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(yīng)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(yù)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。