賈超杰，劉艷升，濮昕韻，鄔樂(lè)歡

(中國(guó)石油大學(xué)(北京)重質(zhì)油國(guó)家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，北京 102200)

操作壓力對(duì)初餾塔前換熱效果的影響

賈超杰，劉艷升，濮昕韻，鄔樂(lè)歡

(中國(guó)石油大學(xué)(北京)重質(zhì)油國(guó)家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，北京 102200)

換熱器中原油汽化經(jīng)常會(huì)引起一系列問(wèn)題，國(guó)內(nèi)煉油廠參考國(guó)外先進(jìn)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)，在原油進(jìn)初餾塔前增設(shè)憋壓閥門，以提高換熱器壓力，解決原油汽化問(wèn)題，但是操作壓力的提高對(duì)換熱效果存在一定影響。利用PROⅡ軟件對(duì)規(guī)模12.0 Mta常減壓蒸餾裝置的閥門憋壓操作狀況進(jìn)行模擬分析，結(jié)果表明：換熱器進(jìn)口壓力由1.2 MPa升至2.2 MPa時(shí)，原油從換熱網(wǎng)絡(luò)中回收的熱量降低8.24%，常壓爐負(fù)荷增加1.65%，常壓塔塔頂冷凝系統(tǒng)中空氣冷卻器負(fù)荷增加4.73%、冷卻水量增加1.64%。建議采用二級(jí)閃蒸法對(duì)換熱器中原油汽化問(wèn)題進(jìn)行改進(jìn)，比較了閥門不憋壓、閥門憋壓和二級(jí)閃蒸3種操作工況，結(jié)果表明，二級(jí)閃蒸法不僅解決了換熱器中原油汽化問(wèn)題，保持了設(shè)備操作壓力在合理范圍內(nèi)，還可回收更多低溫?zé)崃?，與閥門憋壓工況相比，常壓加熱爐負(fù)荷可減少5.30%。

換熱器 原油汽化 閥門憋壓 二級(jí)閃蒸

利用Pinch技術(shù)進(jìn)行換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化可使常減壓蒸餾裝置加工能耗降低到總能耗的15%左右，使加熱爐前換熱終溫接近310 ℃，最大程度回收產(chǎn)品熱量，降低油品出裝置冷卻負(fù)荷，減少冷工藝工程用量。然而極寬沸程的復(fù)雜混合物在換熱過(guò)程中汽化不僅導(dǎo)致?lián)Q熱效率降低、污垢熱阻增加、換熱網(wǎng)絡(luò)壓降急劇增大，還會(huì)增大換熱網(wǎng)絡(luò)設(shè)備、管路和儀表的壓力等級(jí)[1]。由于生產(chǎn)操作周期較長(zhǎng)，加熱爐前換熱終溫?zé)o法達(dá)到310 ℃。因此如何維持換熱網(wǎng)絡(luò)長(zhǎng)周期安全穩(wěn)定運(yùn)轉(zhuǎn)是常減壓蒸餾裝置設(shè)計(jì)普遍面臨的難題。傳統(tǒng)上加工重質(zhì)油不需設(shè)閃蒸塔，但是在現(xiàn)代常減壓蒸餾中閃蒸塔則是必設(shè)裝置，釋放出氣相以維持較高和穩(wěn)定的換熱效率。閃蒸塔如何設(shè)置、在何處設(shè)置以及設(shè)置幾段閃蒸取決于原油性質(zhì)。不同設(shè)計(jì)人員有不同的設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)，如在原油加熱汽化5%～7%左右設(shè)置閃蒸塔，但原油汽化會(huì)造成換熱器污垢熱阻增加，依然會(huì)使生產(chǎn)后期換熱效果變差，導(dǎo)致常減壓蒸餾產(chǎn)品出裝置溫度升高，降低產(chǎn)品熱量回收率，冷卻水用量增加。為了解決這一問(wèn)題，國(guó)內(nèi)一些煉油廠參考國(guó)外先進(jìn)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)，在原油進(jìn)初餾塔(或閃蒸塔)前增設(shè)憋壓閥門，增大換熱器內(nèi)壓力，很好地解決了初餾前換熱網(wǎng)絡(luò)原油汽化的問(wèn)題。本研究利用PRO/Ⅱ軟件，考察操作壓力對(duì)閃蒸塔前換熱網(wǎng)絡(luò)的影響，提出采用二級(jí)閃蒸法解決換熱器原油汽化問(wèn)題，以利于節(jié)能。

1 閥門憋壓操作模擬

1.1 流程簡(jiǎn)介

一般的電脫鹽設(shè)計(jì)壓力不超過(guò)2.5 MPa[2]，脫鹽原油進(jìn)入初餾塔前換熱網(wǎng)絡(luò)的進(jìn)口壓力會(huì)受到一定限制。為了解決換熱器中原油汽化問(wèn)題，煉油廠通常采用閥門憋壓方案，其流程示意見圖1。該工藝在電脫鹽罐后設(shè)置增壓泵，提高閃蒸塔前換熱器操作壓力，并且在換熱器后部系統(tǒng)增設(shè)憋壓閥門，用以維持換熱器中的壓力，防止油和水汽化。對(duì)于偏重原油，閥門壓降約為0.8 MPa，對(duì)于偏輕原油，閥門壓降則高達(dá)2.8 MPa。在閃蒸塔前的換熱網(wǎng)絡(luò)中，原油與常減壓蒸餾裝置的側(cè)線產(chǎn)品、中段循環(huán)和減壓渣油換熱后進(jìn)入閃蒸塔，閃蒸出來(lái)的氣相引入常壓塔中上部適當(dāng)位置。閃蒸塔塔底油則經(jīng)過(guò)塔底泵升壓后，進(jìn)入后續(xù)換熱網(wǎng)絡(luò)升溫，經(jīng)過(guò)常壓加熱爐加熱到360～370 ℃后進(jìn)入常壓塔底部。

圖1 閃蒸塔塔前閥門憋壓流程示意

1.2 原料性質(zhì)

以規(guī)模12.0 Mt/a常減壓蒸餾裝置為例，年開工8 450 h。運(yùn)用PRO/Ⅱ9.0模擬軟件，采用GS熱力學(xué)模型，對(duì)一種中質(zhì)原油的閥門憋壓操作進(jìn)行流程模擬。加工原油的主要性質(zhì)見表1。

表1 原油主要性質(zhì)

1.3 主要操作條件

由于常減壓蒸餾裝置的換熱網(wǎng)絡(luò)情況復(fù)雜，且存在優(yōu)化問(wèn)題，本研究主要考察操作壓力對(duì)閃蒸塔前換熱效果的影響，所以模擬計(jì)算時(shí)不考慮換熱網(wǎng)絡(luò)復(fù)雜的熱交換問(wèn)題，僅將換熱網(wǎng)絡(luò)簡(jiǎn)化為簡(jiǎn)單的換熱器模型進(jìn)行模擬。閃蒸塔前換熱網(wǎng)絡(luò)無(wú)閥門憋壓時(shí)，原油進(jìn)入換熱網(wǎng)絡(luò)的壓力為1.2 MPa，出口溫度為208 ℃，此時(shí)原油汽化率為7%。閥門憋壓的模擬條件見表2。其中，常壓塔設(shè)3條側(cè)線、3個(gè)循環(huán)回流。常一、常二側(cè)線采用再沸汽提塔，常壓塔塔底采用蒸汽汽提。常壓蒸餾裝置的塔頂和3條側(cè)線分別生產(chǎn)石腦油、煤油、輕柴油和重柴油。常一線和常二線汽提塔均采用3塊理論板，常壓塔第一塊理論板為冷凝器。當(dāng)換熱器進(jìn)口壓力為1.2 MPa時(shí)，常壓塔的循環(huán)取熱比例定為塔頂循環(huán)20%、一中回流35%、二中回流45%。

表2 閥門憋壓的流程模擬操作條件

換熱器進(jìn)口壓力對(duì)原油汽化率的影響尤為重要。當(dāng)出口溫度一定、操作壓力在原油泡點(diǎn)壓力以上時(shí)，原油全部處于液相，閥門憋壓方案即依據(jù)此原理。本研究所用的原油溫度為208 ℃時(shí)，泡點(diǎn)壓力為0.92 MPa，加上換熱器壓降0.8 MPa，前路中泵出口壓力至少應(yīng)提升到1.72 MPa，原油在換熱器中才不會(huì)汽化。實(shí)際生產(chǎn)中原油輕重存在波動(dòng)，換熱器壓降也有波動(dòng)，所以在此基礎(chǔ)上泵出口壓力需再提升0.3～0.5 MPa，本例中選為2.2 MPa。在滿足表2操作條件的基礎(chǔ)上，利用PRO/Ⅱ軟件對(duì)閥門憋壓操作進(jìn)行模擬，改變換熱網(wǎng)絡(luò)1的進(jìn)口壓力，分析閥門憋壓使換熱器壓力在1.2～2.2 MPa范圍內(nèi)變化時(shí)對(duì)閃蒸塔前換熱效果的影響。

2 閥門憋壓模擬結(jié)果分析

2.1 傳熱負(fù)荷

圖2為換熱器進(jìn)口壓力對(duì)原油汽化率的影響。由圖2可見，隨換熱器進(jìn)口壓力的升高，原油汽化率明顯降低。進(jìn)口壓力對(duì)換熱器中原油進(jìn)口溫度和換熱負(fù)荷的影響如圖3所示。由圖3可見：當(dāng)換熱器進(jìn)口壓力為1.2 MPa時(shí)，原油進(jìn)口溫度為130.4 ℃；隨換熱器進(jìn)口壓力的增加，原油進(jìn)口溫度近似成線性增加，當(dāng)換熱器進(jìn)口壓力為2.2 MPa時(shí)，原油進(jìn)口溫度為131.1 ℃，盡管換熱器中原油進(jìn)口溫度增幅不大，但若使換熱器出口溫度相等，與其進(jìn)行換熱的熱物流溫位則需相應(yīng)稍微提高，而煉油廠中低溫余熱過(guò)剩，導(dǎo)致一部分低溫?zé)釤o(wú)法利用。

圖2 換熱器進(jìn)口壓力對(duì)原油汽化率的影響

常減壓蒸餾過(guò)程有大量剩余熱量，且蒸餾產(chǎn)品出裝置時(shí)需與原油換熱以降低溫度，換熱網(wǎng)絡(luò)的熱負(fù)荷是原油與常減壓蒸餾產(chǎn)品進(jìn)行換熱所得。無(wú)閥門憋壓時(shí)，原油從換熱網(wǎng)絡(luò)中換取的熱負(fù)荷為2.802×105MJ/h。隨進(jìn)口壓力的不斷升高，原油從蒸餾產(chǎn)品中交換的熱量不斷減少。進(jìn)口壓力為2.2 MPa時(shí)，原油從換熱網(wǎng)絡(luò)中換取的熱量為2.571×105MJ/h，與無(wú)憋壓時(shí)相比，回收的熱量減少2.31×104MJ/h，占原來(lái)的8.24%。其中，由于壓力增加而減少的換熱量包含：原油由氣相轉(zhuǎn)變?yōu)橐合鄵p失的換熱量以及壓力增加使原油液相繼續(xù)減少的換熱量?jī)刹糠帧Ｇ安糠謸p失的換熱量是不可避免的，而后部分損失的換熱量則取決于換熱器選取的操作壓力。

由圖3還可看出：進(jìn)口壓力為1.72 MPa時(shí)，換熱器內(nèi)原油剛好全為液相時(shí)的換熱負(fù)荷為2.578×105MJ/h，隨著壓力升高，其換熱負(fù)荷呈下降趨勢(shì)；當(dāng)壓力為2.2 MPa時(shí)，換熱負(fù)荷為2.571×105MJ/h，減少了700 MJ/h。當(dāng)原油處于液相時(shí)，雖然壓力提高后液相吸熱負(fù)荷小幅度下降，但是對(duì)于本例中規(guī)模較大的常減壓蒸餾裝置而言，按照每年開工時(shí)間8 450 h計(jì)，其每年換熱減少的熱量約為5.92×106MJ。此外蒸餾產(chǎn)品熱量不取出，產(chǎn)品出裝置溫度會(huì)升高；原油吸收的熱量減少，原油換熱終溫?zé)o法提高，導(dǎo)致冷熱公用工程消耗量均增加，從而引起巨大的能量浪費(fèi)，因此有必要降低換熱器的操作壓力。

圖3 換熱器進(jìn)口壓力對(duì)原油進(jìn)口溫度和換熱負(fù)荷的影響●—原油進(jìn)口溫度； ▲—換熱負(fù)荷

當(dāng)閥門憋壓到恰好使換熱器中原油全為液相時(shí)，隨著壓力升高，原油從換熱網(wǎng)絡(luò)中吸收的熱量依然會(huì)下降，主要是因?yàn)閴毫ι吆?，原油飽和溫度也?huì)升高，油品分子動(dòng)能相應(yīng)增加，從外界只需獲得較少的熱量，就可使油品分子具有脫離相鄰油品分子間引力的能量。另一方面，換熱器中原油已全為液相時(shí)，由于原油輕重波動(dòng)，所選擇的實(shí)際操作壓力要高于其泡點(diǎn)壓力。換熱器中冷物流吸熱量計(jì)算式如下：

Q=mcp(t2-t1)

(1)

式中：Q為冷物流吸熱量；m為冷物流質(zhì)量流量；cp為原油的液相平均比熱容；t1和t2分別為冷物流進(jìn)、出口溫度。由式(1)可知，因?yàn)閾Q熱器換熱溫差近似不變，所以壓力對(duì)原油吸熱量的影響主要體現(xiàn)在壓力對(duì)原油比熱容cp的影響上。由于液相具有輕微壓縮性，大多數(shù)有關(guān)液相熱容的文獻(xiàn)實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)只包含溫度的影響，許多是在常壓或者較低壓區(qū)域內(nèi)測(cè)得，往往忽略壓力的影響，從而忽略了壓力對(duì)液相體系吸熱量的影響。Jovanovic′等[3]曾提出一種新的經(jīng)驗(yàn)式計(jì)算液相熱容cpl與溫度和壓力的關(guān)系：

(2)

2.2 后續(xù)換熱和常壓爐負(fù)荷

圖4為換熱器進(jìn)口壓力對(duì)閃蒸塔出料量和后續(xù)換熱負(fù)荷的影響。由圖4可見，隨換熱器進(jìn)口壓力的增加，原油從閃蒸塔前換熱網(wǎng)絡(luò)中獲取的熱量減少，閃蒸塔中的原油氣相出料量呈下降趨勢(shì)，液相出料量有增加趨勢(shì)，增大了后續(xù)換熱負(fù)荷和常壓爐負(fù)荷。閃蒸塔前換熱器進(jìn)口壓力從1.2 MPa增至2.2 MPa時(shí)，常壓爐熱負(fù)荷增加1.65%。而后續(xù)換熱主要是換取常減壓蒸餾中較高溫位的熱量，從而增加了換熱網(wǎng)絡(luò)中高溫位能量的需求。

2.3 常壓塔塔頂冷凝負(fù)荷

在常壓塔塔頂冷凝方面，如果實(shí)際生產(chǎn)需要隨時(shí)使用閥門憋壓以提高換熱器操作壓力、防止原油汽化，常壓塔操作條件和中段取熱量不能及時(shí)調(diào)整優(yōu)化時(shí)，會(huì)由塔頂冷凝系統(tǒng)將進(jìn)入常壓塔的多余能量取出。常壓塔塔頂產(chǎn)品與原油換熱后會(huì)繼續(xù)使用空氣冷卻器將塔頂產(chǎn)品冷卻至60 ℃，然后經(jīng)水冷卻器冷卻至40 ℃左右出裝置。換熱器進(jìn)口壓力為1.2 MPa時(shí)，塔頂產(chǎn)品溫度為125 ℃，經(jīng)過(guò)換熱冷卻至104 ℃后采用空氣冷卻器和水冷卻器冷卻，與原油的換熱負(fù)荷為36 034 MJh。當(dāng)塔頂產(chǎn)品與原油換熱負(fù)荷一定時(shí)，額外增加的負(fù)荷則由空氣冷卻器和水冷卻器承擔(dān)，會(huì)增加電耗和冷卻水用量，而空氣冷卻器所消耗的電能熱力學(xué)效率高于換熱效率，會(huì)多消耗高品質(zhì)的電能。按冷卻水換熱溫差20 ℃計(jì)，根據(jù)流程模擬結(jié)果和式(1)計(jì)算結(jié)果，塔頂冷凝系統(tǒng)的空氣冷卻器負(fù)荷和冷卻水消耗量見圖5。由圖5可見，隨換熱器進(jìn)口壓力的增加，塔頂空氣冷卻器需要取走的熱量和冷卻水消耗量也逐漸增多。當(dāng)換熱器進(jìn)口壓力使出口物流全部為液相時(shí)，塔頂空氣冷卻器負(fù)荷和冷卻水消耗量變化不大。與無(wú)閥門憋壓相比，當(dāng)壓力增加到2.2 MPa時(shí)，塔頂冷凝系統(tǒng)空氣冷卻器會(huì)額外增加5 043 MJh的負(fù)荷，增加了4.73%；冷卻水則多消耗3.39 th，增加了1.64%。當(dāng)換熱器操作壓力增加時(shí)，由于閃蒸塔塔底液相出料量增加，常壓塔塔頂冷凝負(fù)荷會(huì)隨之增加，從而加大了塔頂冷凝系統(tǒng)的空氣冷卻負(fù)荷和冷卻水消耗量。所以閥門憋壓會(huì)額外增加冷公用工程用量和空氣冷卻器電耗。

圖5 進(jìn)口壓力對(duì)常壓塔塔頂冷凝負(fù)荷的影響●—空氣冷卻器負(fù)荷； ■—冷卻水消耗量

此外，換熱器進(jìn)口壓力增大，現(xiàn)有設(shè)備的最大允許工作壓力則是主要的限制條件[5]，需要提高設(shè)備的最大允許工作壓力以適應(yīng)增高的泵出口壓力，會(huì)增大設(shè)備材料的投資費(fèi)用，所以本研究對(duì)降低換熱器中原油的汽化率進(jìn)行了改進(jìn)。

3 二級(jí)閃蒸改進(jìn)方案

針對(duì)換熱器中原油汽化的問(wèn)題，從節(jié)約能耗和盡可能多地回收低溫?zé)岬慕嵌?，采用二?jí)閃蒸法對(duì)其進(jìn)行改進(jìn)。保持閃蒸塔后續(xù)裝置不變，在閃蒸塔前換熱網(wǎng)絡(luò)中適當(dāng)位置增設(shè)一個(gè)閃蒸塔，優(yōu)先蒸出一部分輕油和水。一級(jí)閃蒸塔塔底增設(shè)油泵適當(dāng)增壓，防止塔底油換熱時(shí)汽化，經(jīng)換熱后進(jìn)入二級(jí)閃蒸塔。兩個(gè)閃蒸塔分出的輕餾分可分別進(jìn)入主塔適當(dāng)位置[6]，或者合并為一個(gè)物流進(jìn)入常壓塔。對(duì)于偏重的原油，為了節(jié)省空間和投資，將一級(jí)閃蒸塔和二級(jí)閃蒸塔堆疊放置，如圖6所示；而對(duì)于較輕的原油，則是在初餾塔前換熱網(wǎng)絡(luò)中適當(dāng)位置設(shè)置一個(gè)閃蒸塔，如圖7所示。增加一級(jí)閃蒸塔主要是使原油先與較低溫位的常減壓蒸餾熱物流換熱，盡量多地回收低溫?zé)崃亢吞岣咴蛽Q熱終溫。一級(jí)閃蒸塔把原油中的輕組分和脫鹽罐中夾帶的大部分水優(yōu)先蒸出，以減輕后續(xù)原油由于換熱溫度升高而引起的汽化問(wèn)題，降低換熱器操作壓力。

圖6 改進(jìn)的重油工藝流程示意

圖7 改進(jìn)的輕油工藝流程示意

3.1 主要工藝變量

選取原油較重的情況，對(duì)兩段閃蒸工藝進(jìn)行分析，與原油較輕時(shí)采用初餾塔的情況類似。對(duì)3種操作工況進(jìn)行對(duì)比，其中工況1為閃蒸塔前無(wú)閥門憋壓，工況2為閃蒸塔前閥門憋壓(憋壓1.0 MPa)，工況3為二級(jí)閃蒸。優(yōu)化調(diào)整后，3種操作工況的主要參數(shù)見表3，其它操作參數(shù)與前文相同。

表3 3種工況下的操作參數(shù)

一級(jí)閃蒸塔前換熱器出口溫度依據(jù)進(jìn)口壓力和壓降設(shè)定，控制其出口溫度在泡點(diǎn)溫度以下，以保持換熱器內(nèi)原油全為液相。二級(jí)閃蒸塔和換熱器使用原有設(shè)備，保證二級(jí)閃蒸塔液相出料量不變以及換熱器內(nèi)原油汽化率為0，依此調(diào)節(jié)其進(jìn)口壓力和出口溫度。工況3中換熱網(wǎng)絡(luò)1的出口溫度可定為約160 ℃，考慮到原油輕重波動(dòng)情況，將其進(jìn)口壓力設(shè)為1.660 MPa。為了控制閃蒸塔液相出料量不低于工況1，將換熱網(wǎng)絡(luò)1′的出口溫度提升到222 ℃。一級(jí)閃蒸塔的加入使后續(xù)換熱受到的由于原油輕重波動(dòng)產(chǎn)生的影響較小，但也要考慮操作不穩(wěn)定性，設(shè)定換熱網(wǎng)絡(luò)1′進(jìn)口壓力為1.610 MPa，避免原油汽化。在換熱器操作壓力沒(méi)有明顯提升的情況下，工況3中換熱網(wǎng)絡(luò)1′出口溫度比前兩種操作有所提升。兩個(gè)閃蒸塔的操作壓力基本相當(dāng)，在設(shè)計(jì)閃蒸塔時(shí)，可只按照一種閃蒸塔設(shè)計(jì)，節(jié)省設(shè)計(jì)費(fèi)用。當(dāng)閥門憋壓降低換熱器中原油汽化率時(shí)，換熱終溫提高，其操作壓力也必須隨之提高，而操作壓力提高對(duì)換熱效果的影響在前文中已經(jīng)分析。同時(shí)，操作壓力越高，換熱器材料和安全方面的投資也就越高。相比于閥門憋壓，二級(jí)閃蒸則可在降低換熱器汽化率的同時(shí)，保持換熱器進(jìn)口壓力在較低水平，從而減少設(shè)備材料的投資和更換。

3.2 能耗比較

分析比較3種工況下的泵升壓電耗、換熱網(wǎng)絡(luò)熱負(fù)荷和常壓爐熱負(fù)荷以及常壓塔塔頂冷凝冷卻水的消耗量。換熱器憋壓時(shí)，需要提高前路中泵壓頭。泵壓頭和功率的計(jì)算式[2]如下：

(3)

Ne=QrHρg (4)式中：H為泵壓頭，m；p1和p2分別為泵進(jìn)口、出口液體的壓力，Pa；ρ為原料密度，kgm3；g為重力加速度，9.8 ms2；Ne為泵的功率，W；Qr為泵的實(shí)際流量，m3s。計(jì)算得到3種工況下的能耗，結(jié)果見表4。

表4 3種操作工況下的能耗

(3)

項(xiàng) 目工況1工況2工況3能量∕(×104MJ·h-1) 脫鹽罐泵電耗0.1300.3830.247 閃蒸塔1塔底泵電耗0.320 閃蒸塔2塔底泵電耗0.3290.3330.328 總泵電耗0.4590.7160.895 換熱網(wǎng)絡(luò)1取熱量28.01925.7079.467 換熱網(wǎng)絡(luò)1'取熱量21.412 閃蒸塔前換熱總負(fù)荷28.01925.70730.879 換熱網(wǎng)絡(luò)2取熱量33.65035.55529.065 總換熱負(fù)荷61.66961.26259.944 常壓爐負(fù)荷31.48232.00029.813 泵電耗和常壓爐能耗之和31.94132.71630.708 泵電耗、換熱和常壓爐能耗和93.61093.97890.652 空氣冷卻器負(fù)荷-10.656-11.160-10.648常壓塔塔頂冷卻水消耗量∕(t·h-1)206.63210.02206.72

注：負(fù)號(hào)表示冷量消耗負(fù)荷。

為了維持換熱器長(zhǎng)周期安全操作，工況2和工況3中泵的電耗均有所增加，但是泵電耗在常壓塔前能耗中的比例不高。前文分析得出操作壓力提高，換熱器傳熱負(fù)荷會(huì)下降。由于工況2換熱網(wǎng)絡(luò)壓力較高，降低了原油從換熱網(wǎng)絡(luò)中換取的熱量。工況3換熱網(wǎng)絡(luò)1的換熱終溫為160 ℃，且換熱器進(jìn)口壓力小于工況2的進(jìn)口壓力，所以其能回收更多的低溫?zé)崃俊＜由蠐Q熱網(wǎng)絡(luò)1′換取的熱量，工況3在閃蒸塔前換熱網(wǎng)絡(luò)中回收的熱量最多，比工況2多回收5.172×104MJ/h。雖然工況3中換熱網(wǎng)絡(luò)2的熱負(fù)荷降低，但是換熱網(wǎng)絡(luò)2中的熱物流溫位較高，因此減少了對(duì)高溫位熱量的需求。

在常壓爐能耗方面，工況2最高，工況3的常壓爐熱負(fù)荷最低。與油相比水的汽化潛熱很大，當(dāng)原油含水量增加1%時(shí)，需要額外多吸收熱量，會(huì)使原油換熱溫度降低10 ℃，相當(dāng)于加熱爐熱負(fù)荷增加5%左右[7]。原油換熱時(shí)水很容易過(guò)熱，水的相對(duì)分子質(zhì)量遠(yuǎn)小于油品平均相對(duì)分子質(zhì)量，原油中少量水汽化后體積急劇增大，會(huì)形成很大阻力，不但增加系統(tǒng)壓力降和動(dòng)力消耗，而且會(huì)造成原油流量下降、換熱系統(tǒng)壓力增大，嚴(yán)重時(shí)會(huì)造成換熱器憋漏。表5為閃蒸塔產(chǎn)品水含量對(duì)比，二級(jí)閃蒸工況下，一級(jí)閃蒸塔已經(jīng)分離出原油中76%的水分，二級(jí)閃蒸塔塔底油的水只占原油總含水量的2%。相比于前兩種工況，二級(jí)閃蒸避免了輕組分和水的多次加熱，使其直接進(jìn)入常壓塔頂部較低溫度的位置，降低了加熱爐熱負(fù)荷，對(duì)原油含水量波動(dòng)也非常有利。因?yàn)槎?jí)閃蒸能把更多的輕組分和水分蒸出，不經(jīng)過(guò)后續(xù)換熱網(wǎng)絡(luò)和常壓加熱爐，所以工況3為常壓爐節(jié)省了燃料。與無(wú)閥門憋壓相比，二級(jí)閃蒸的常壓爐熱負(fù)荷共減少了5.30%。

表5 閃蒸塔產(chǎn)品水含量

在常壓塔塔頂冷凝系統(tǒng)能耗方面，由于二級(jí)閃蒸法使原油帶入常壓塔的能量稍有降低，塔頂冷凝負(fù)荷也會(huì)降低，與閥門憋壓工況相比節(jié)約了電能和冷卻水。所以從節(jié)約能耗和資源方面來(lái)看，二級(jí)閃蒸法比簡(jiǎn)單的閥門憋壓更有優(yōu)勢(shì)。

3.3 設(shè)備投資分析

在設(shè)備投資方面，主要考慮泵、閃蒸罐和換熱器投資。由于換熱網(wǎng)絡(luò)情況復(fù)雜多樣，在估計(jì)換熱器投資費(fèi)用時(shí)，按照換熱最小溫差25 ℃估算其換熱器面積，以換熱器BESX(Y)1300-2.5-560-6/19-6REa(b)估算其投資費(fèi)用。泵根據(jù)進(jìn)料流量和揚(yáng)程選取并估價(jià)，設(shè)備投資見表6。由表6可見：與工況1相比，工況2泵的投資增加，其換熱面積也有所增加；工況3雖然增加了泵和閃蒸罐投資，但是由于閃蒸塔后續(xù)換熱網(wǎng)絡(luò)的熱負(fù)荷下降，其設(shè)備投資與工況2相比有所下降。此外，由于閥門憋壓法的操作壓力升高，管道等的壁厚增加，安全方面投資也會(huì)增加，工況3的經(jīng)濟(jì)效益仍很可觀。

表6 設(shè)備投資

4 結(jié) 論

(1)常減壓蒸餾裝置閃蒸塔前閥門憋壓操作雖然能降低原油在換熱器中的汽化率，但隨著換熱器進(jìn)口壓力提高，會(huì)帶來(lái)一些問(wèn)題。利用PRO/Ⅱ流程模擬軟件對(duì)閃蒸塔前憋壓操作進(jìn)行模擬，結(jié)果表明：隨著換熱器進(jìn)口壓力從1.2 MPa提高到2.2 MPa，閃蒸塔前原油從換熱網(wǎng)絡(luò)回收的熱量減少8.24%，與其進(jìn)行換熱的常減壓蒸餾產(chǎn)品出裝置溫度則會(huì)相應(yīng)提高，不利于低溫余熱的回收，還會(huì)增大冷公用工程消耗量；閃蒸塔液相出料量增加，常壓爐負(fù)荷增加1.65%，常壓塔塔頂冷凝負(fù)荷增加4.73%、冷卻水量增加1.64%；換熱器進(jìn)口壓力增大還會(huì)增加設(shè)備材料的投資費(fèi)用。

(2)改進(jìn)的二級(jí)閃蒸法可在降低換熱器中原油汽化率的同時(shí)，保持換熱器進(jìn)口壓力在合理水平，可從換熱網(wǎng)絡(luò)中回收更多低溫?zé)崃?，降低閃蒸塔塔底出料水含量，使其更易于適應(yīng)原油含水量波動(dòng)，與閥門憋壓相比，常壓爐熱負(fù)荷減少5.30%。

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INFLUENCE OF OPERATING PRESSURE OF HEAT EXCHANGER BEFORE PREFLASH COLUMN ON HEAT EXCHANGE EFFICIENCY OF CRUDE OIL

Jia Chaojie， Liu Yansheng， Pu Xinyun， Wu Lehuan

(StateKeyLaboratoryofHeavyOilProcessing，ChinaUniversityofPetroleum，Beijing102200)

The oil vaporization of crude oil in heat exchanger often causes lots of problems. Domestic refineries often use pressure holding valves to build the higher pressure in the heat exchanger before pre-flash column to reduce the rate of oil vaporization， but the higher pressure has certain adverse impact on the efficiency of heat exchange. The simulative analysis was conducted for a heat exchanger with pressure holding valves before pre-flash column of a 12.0 Mt/a crude oil distillation unit by PRO/Ⅱ software. The results show that with the inlet pressure of heat exchanger rising from 1.2 MPa to 2.2 MPa， the energy recovered from the heat exchanger network reduces by 8.24% and the subsequent atmospheric furnace load increases by 1.65%， the air cooler load and cooling water are increased by 4.73% and 1.64%， respectively. Two stage pre-flash drums solution is suggested to solve the problem. The results of three cases were compared with or without pressure holding valve and the two pre-flash drums solution. The results indicate that the two stage pre-flash drums solution can not only maintain the operating pressure in a reasonable range， but also recycle more low-temperature heat， and the atmospheric furnace load is reduced by 5.30%.

heat exchanger； oil vaporization； pressure holding valve； two pre-flash drums

2015-06-15； 修改稿收到日期： 2015-08-12。

賈超杰，碩士研究生，研究方向?yàn)橛蜌饧庸すに嚺c工程。

劉艷升，E-mail：wsuper@cup.edu.cn。

國(guó)家自然科學(xué)基金面上項(xiàng)目(21176248)。