張典元，，湯志剛，魏翔

（1.中國石油哈爾濱石化公司，哈爾濱 150056；2.清華大學化學工程系，北京 100084；3.中國石油華北石化公司，河北任丘 062550）

1 背景簡述

常減壓蒸餾裝置是煉油化工企業(yè)的“龍頭”裝置，在全廠能耗的占比高，降低該裝置能耗是全廠節(jié)能降耗工作的重點。與相關企業(yè)相比，哈爾濱石化公司常減壓蒸餾裝置綜合能耗偏高，節(jié)能壓力很大，見圖1。

2 能耗較高問題分析

2.1 裝置能耗構成

裝置能耗主要包括燃料、動力和熱輸轉三部分，見圖2，能耗量詳見表1。綜合來看，降低燃料消耗是日常生產調整和節(jié)能優(yōu)化的工作重心。

2.2 同類裝置能耗對比

2017年同類裝置能耗情況見表2。

表2中數據充分說明，雖然裝置能耗受裝置規(guī)模、加工路線、所加工的原油性質、產品方案、上下游物料互供及熱量輸轉等多方面的影響，但裝置能耗從較高的11.0 kgEO/t到較低的8.5 kgEO/t，裝置之間相差2.5 kgEO/t，差別較大。

近幾年哈爾濱石化公司常減壓蒸餾裝置原油加工量和綜合能耗對比統(tǒng)計見圖3。由圖3可以看出，綜合能耗與原油加工量呈反向趨勢，但在同等原油加工量下，裝置能耗總體呈下降趨勢。雖然提高負荷有助于降低能耗，文章主要從能量利用本身探討節(jié)能技術措施和效果。

2.3 能耗影響因素分析

從裝置能耗構成來看，降低裝置能耗的重心是降低燃料消耗。根據能量守恒定律，單位時間內的輸入能量＝單位時間內的輸出能量，因此對加熱爐做全爐熱平衡：

加熱爐熱效率：

圖1 2015年部分常減壓蒸餾裝置能耗對比

圖2 常減壓裝置能量消耗構成

圖3 近年常減壓裝置綜合能耗隨原油加工量變化趨勢

表1 常減壓裝置能源消耗

表2 部分煉化企業(yè)常減壓裝置2017年能量消耗情況

式中：QN—燃料燃燒放熱，MW，等于燃料消耗量B與燃料低熱值qL的乘積即QN＝BqL；Q2—燃料顯熱與霧化蒸汽顯熱之和，MW（該值很小可以忽略）；QK—空氣帶入的熱量，MW（該值很小可以忽略）；QR—被加熱介質吸收的熱量，即有效熱負荷，MW；Qys—排煙損失，MW，包括煙氣帶走熱量、化學不完全燃燒和機械不完全燃燒損失；QSS—散熱損失，MW，與爐體外壁溫度有直接關系；F—爐管內介質流量，kg/s；Tout、Tin—爐出口、入口溫度，℃；Cp—爐管內介質比熱，kJ/kg℃。

根據式（1～3），結合現場實際，確定降低燃料消耗的可行途徑：一是提高加熱爐熱效率，二是提高加熱爐進料溫度。

2.4 原油換熱終溫對能耗的影響分析

1）換熱溫度與能耗關系

原油換熱終溫大多可理解為常壓爐進料溫度。該溫度的高低，可以真實反映裝置自身換熱網絡運行狀況，包括能量回收率、熱量梯級利用、低溫熱的利用等，對降低裝置能耗尤其是燃料消耗起到至關重要的作用。各公司同類裝置之間的這一參數差別較大，較高的已達320℃，低的不足260℃。

通過調整換熱網絡取熱分配、開關換熱器副線等措施，標定出換熱溫度與燃料消耗的關系，結合水電蒸汽消耗核算出綜合能耗，見圖4。由圖4可知，在其他條件相對穩(wěn)定的前提下，隨著換熱溫度的降低，裝置能耗同步升高。

2）換熱網絡問題分析

典型的常減壓蒸餾裝置原油換熱系統(tǒng)大多分為三段：原油進裝置到電脫鹽預處理為第一段（脫前原油），原油溫升約45～140℃；電脫鹽預處理之后至初餾塔為第二段（脫后原油），溫升約138～212℃；初餾塔底油繼續(xù)換熱為第三段（初底油），其溫升210～290℃。該裝置原油換熱終溫較低時只有279℃，根據現場實際分析其主要原因有以下幾點：

圖4 同一裝置的原油換熱最終溫度與裝置總能耗的關系

① 高溫位、熱容量大的熱源未能梯級利用

比較突出的是常二線和減二線，抽出溫度都在270℃以上，其中常二線流量高達100～120 t/h，減二線流量50～80 t/h。按照能量梯級利用原則，這些物流的一次換熱應該安排在第三段，此后二次換熱再到溫位低的第二段，這樣可有效提高原油換熱溫度，而裝置實際是直接安排在了溫位較低的第二段。

② 熱源出換熱系統(tǒng)溫度（即入冷卻器溫度）明顯偏高

比較突出的有減底渣油150～160℃，其大部分可以與下游催化裂化裝置實現150～160℃直供料，但考慮到直供料的運行安全及減壓塔底液位控制需要，仍有10～20 t/h的渣油量須經冷卻器冷卻后外送。這部分渣油雖然流量不大，但進冷卻器溫度高，勢必增大循環(huán)水消耗。

此外常三線、減二線、減三線出換熱系統(tǒng)溫度也都在132℃以上，大量熱量被循環(huán)水帶走，造成能源浪費。

③ 中段回流取熱分配不盡合理

優(yōu)化調整前的原始標定數據見表3，由表3可以看出，雖然常一中與常二中的取熱占到57%，但高溫位的常二中取熱還是偏少，常二中雖然溫位高，但流量偏低，對原油換熱的貢獻低，并導致塔頂取熱負荷過大，塔頂空冷和水冷的冷卻負荷均大幅度提高，致使循環(huán)水消耗和電耗增加，能量損失巨大。

④初餾塔、常壓塔頂余熱沒有充分回收利用

初餾塔頂溫度和常壓塔頂溫度設計值分別是117℃和125℃，而實際常頂溫度已達133℃，這部分熱量直接經空冷器散入大氣。為了提高冷卻效果，還需要增開空冷風機，能量損失巨大。

表3 常壓塔的能量平衡

2.5 加熱爐熱效率對能耗的影響

加熱爐作為煉化企業(yè)重要的耗能設備，其耗能占煉化企業(yè)的30%～40%，而對于常減壓蒸餾裝置其燃料消耗占到裝置綜合能耗的70%以上。加熱爐熱效率與裝置總能耗的關系見圖5。

由圖5可知，加熱爐效率越高，裝置能耗越低，個別裝置受生產條件及水電汽等因素影響略有差異。

圖5 同類裝置加熱爐熱效率與裝置總能耗的關系

3 降低能耗措施

3.1 強化日常管理，從點滴做起，實施小型節(jié)能技改項目

1）節(jié)水方面。一是原有機泵冷卻水為新鮮水，使用后直排污水系統(tǒng)，現已改造為密閉循環(huán)系統(tǒng)，降低新鮮水消耗240 t/d；二是將電脫鹽注水由除鹽水改為凈化水（中水），節(jié)約除鹽水192 t/d；三是“三頂水”由直接排入污水系統(tǒng)改為回收至酸性水裝置統(tǒng)一處理，減少污水排放約204 t/d。

2）節(jié)電方面。三臺塔底泵安裝6 000 V高壓變頻器，部分側線泵及塔頂空冷風機均安裝380 V低壓變頻器，其中初底泵450 kW電機節(jié)電29.2%，節(jié)電3 150 kW·h/d；常底泵315 kW電機節(jié)電率34.8%，節(jié)電1 824 kW·h/d，節(jié)電效果明顯。

不足之處：大量變頻器的應用雖然節(jié)電效果明顯，但在調整尤其是啟停過程中對電網沖擊較大，威脅電網運行安全，目前已不再支持新增應用。

3）節(jié)汽方面。優(yōu)化干式減壓抽真空系統(tǒng)，減壓塔頂采用機械抽真空的二級抽真空工藝，將冷凝器由原來的濕式空氣冷凝器改為水冷器，大幅度降低蒸汽、新鮮水、電的消耗；同時原設計減壓抽真空系統(tǒng)中的一級噴射器為A、B兩臺并聯(lián)，其過熱蒸汽消耗分別為4 803 kg/h和1 601 kg/h，通過優(yōu)化操作調整，在保證減壓真空度和減壓拔出率的前提下，逐步停運較大的噴射器。這樣抽空器實際蒸汽耗量為1 560 kg/h，比設計值8 945 kg/h降低了7 385 kg/h，節(jié)約蒸汽消耗177 t/d。

3.2 優(yōu)化換熱網絡，降低燃料消耗

根據現有生產條件對整個原油換熱網絡重新優(yōu)化調整，重點解決中段回流取熱不足、三段換熱分配不合理、部分換熱器偏小或壓力降偏大、塔頂余熱未回收等問題。

3.2.1 確定換熱網絡優(yōu)化方案

結合不同的原料情況、物料流程設置、換熱面積的增加和預達到的換熱終溫，先后對比了10套優(yōu)化方案，見表4。

在兼顧投資成本和能耗的情況下，最終確定采用第10套技術方案。原油處理量435萬t/a，第一段和第三段換熱采用二路流程，第二段脫后原油采用三路流程。新增換熱面積5 460 m2。在充分利舊原有換熱器的基礎上重新優(yōu)化，通過更改換熱方式或增加換熱面積、調整循環(huán)水流量等控制換熱網絡中的節(jié)點溫度如電脫鹽溫度和初餾塔進料溫度，改造后的換熱網絡原油換熱終溫300℃，裝置運行能耗降低1個單位以上。

表4 換熱網絡10套比對方案

3.2.2 系統(tǒng)用能優(yōu)化匹配

根據不同溫位熱源的特點，合理實現裝置間的熱聯(lián)合，在較大范圍內進行冷熱物流的合理進出，如上下游物料直供，避免高能低用，實現能量的梯級利用。

通過換熱網絡優(yōu)化，裝置初底油與催化裂化主分餾塔循環(huán)油漿進行“熱聯(lián)合”，實現與下游裝置熱料直供，包括減底渣油160℃直供催化裂化，混合蠟油120℃直供加氫裂化，常一、二線柴油直供柴油加氫。這樣常減壓裝置的常三線、減二線、減三線、減渣等11臺冷卻器停運，既降低下游裝置進料升溫加熱的負荷，又減少常減壓裝置的冷卻負荷，從而達到綜合節(jié)能效果。

3.2.3 熱源合理匹配，實現梯級利用

常減壓裝置的熱源一是分餾塔剩余熱量，主要是塔頂回流和各中段回流取熱；二是各種高溫位的側線抽出物流；三是高溫位且熱容量大的渣油等。在實際換熱網絡優(yōu)化中，安排一個高溫熱源多次換熱，即根據冷源溫度的高低依次換熱，減小每次的傳熱溫差，做到能量的梯級利用。

1）解決中段回流取熱不足問題。常一中增加1臺換熱器，常二中增加1臺；減一中換熱器增加換熱面積，并增加1臺換熱器；減二中增加1臺換熱器。如此調整后常一中和常二中換熱器各4臺，減一中和減二中各2臺。

2）為增大高溫位熱源的熱量回收，常三線增加了2臺換熱器，減二線增加了1臺換熱器。

3）為更好的回收塔頂余熱，增加初頂油氣/原油換熱器和常頂油氣/原油換熱器各2臺，實現塔頂油氣先與原油換熱，回收利用其顯熱和相變熱，再經串聯(lián)流程進入空冷器，盡可能減少熱量損失。改造后分餾塔的背壓會略有升高。原油溫度可由45℃升高到78～82℃，而塔頂油氣也可由120～130℃汽相冷凝冷卻到80℃左右汽液兩相。

4）為更多回收減底渣油熱量，從降低渣油出換熱系統(tǒng)溫度入手，增加了7臺渣油換熱器，渣油換熱器總數達到24臺。兩路并聯(lián)多次換熱，實現渣油熱量的梯級利用。

5）從節(jié)能角度出發(fā)，適當提高初餾塔進料溫度，提高初頂石腦油收率，有效降低常壓爐進料量，進而降低燃料消耗。初餾塔進料溫度為220℃，脫后原油流程增加了9臺換熱器，并從原來的兩路換熱改為三路換熱。

3.3 提高加熱爐熱效率，降低燃料消耗

1）將常壓爐改造為輻射—對流型方箱爐。為有效利用爐膛空間，提高加熱爐的體積熱強度，減少散熱損失，輻射室設計了兩個相對獨立的爐膛空間。

2）煙氣出輻射室后進入一個共用對流室。對流室煙氣出口設置煙氣余熱回收系統(tǒng)，預熱器采用擾流子與熱管組合式，以較大幅度降低排煙溫度，同時兼顧煙氣低溫露點腐蝕問題。

3）加熱爐輻射室頂部采用遮蔽布置爐管（即臥管），輻射室空間小，提高輻射爐管傳熱系數。

4）輻射室襯里結構采用了與爐管同心的瓦棱柱面結構，以增加襯里的反輻射能力。更新輻射室襯里材料，輻射室爐頂及四壁保溫整體噴涂，采用普通硅酸鋁耐火陶瓷纖維和高鋁耐火纖維復合襯里材料，且整體厚度由160 mm增加為180 mm，提高了爐體保溫效果，降低外壁溫度，減少散熱損失。

5）根據燃料的不同，均勻布置了16臺低NOx燃氣燃燒器，提高燃料完全燃燒的程度，大幅度減少煙氣中的CO含量，減少不完全燃燒損失。

6）針對熱管預熱器使用一段時間后傳熱效率降低、冷端與熱端隔板密封不嚴、積灰等情況，定期排放熱管內不凝氣，并定期集中清灰。將密封不嚴的熱管抽出，根據隔板尺寸制作專門的密封隔板。

提高加熱爐熱效率的關鍵之一是降低排煙溫度，但排煙溫度越低，其露點腐蝕會加劇，故此在降低煙氣低溫露點腐蝕方面，采取了以下控制措施：

一是嚴把制造和安裝質量關。空氣預熱器的腐蝕主要發(fā)生在低溫區(qū)，嚴把制造過程工序和檢驗關，確?，F場使用高質量預熱器?，F場安裝過程，要把握好空氣與煙氣的隔熱板密封，加好密封填料。

二是測定露點溫度，確定合理的排煙溫度。目前燃料氣中的H2S含量都較低甚至為0，稀H2SO4腐蝕基本消除，但排煙溫度仍然不能很低，否則會出現水露點腐蝕。一般80℃為水露點溫度，在加熱爐管理中規(guī)定排煙溫度應高于露點溫度20～30℃，因此排煙溫度控制在110～130℃較為合理。

三是采用耐腐材料。耐腐材料分為金屬和非金屬材料。金屬材料如耐低溫露點腐蝕的ND鋼，非金屬材料如搪瓷、硼硅玻璃、玻璃鋼等，但其傳熱效率低、使用中剝落等使其應用受到限制。石墨材料是一種超強抗酸腐蝕材料，基本不與硫酸反應，具有良好導熱能力，其導熱率55～110 W/m·k，大于碳鋼45 W/m·k，并有良好的自潤滑性能，阻力降很小，不易結垢。

四是提高空氣預熱器入口空氣溫度。最常用方法是采用空氣再循環(huán)方法，即把預熱后的空氣一部分再循環(huán)至引風機入口與冷空氣混合。

五是采用低氧燃燒器，控制過?？諝饬浚苡行p少SO3的生成量，降低露點溫度。

六是燃料脫硫。燃料氣脫硫處理至20μg/g以下，可顯著降低煙氣露點溫度，減少低溫腐蝕。

4 改造效果

上述全部措施實施后，裝置整體運行平穩(wěn)，產品質量穩(wěn)定合格，餾分間分離較好，達到公司產品質量調和及裝置間原料互供的質量指標要求。

4.1 換熱網絡優(yōu)化效果

換熱網絡優(yōu)化運行后，整個換熱系統(tǒng)的節(jié)點溫度明顯改善，達到預期效果，見表5。由表5可知，電脫鹽溫度基本穩(wěn)定，可以保證脫鹽率；初餾塔進料溫度由此前204℃升高到222℃；原油換熱最終溫度由此前的279℃升高到299℃（設計值為300℃）提升了20℃，加之與催化裂化裝置油漿的熱聯(lián)合，使常壓爐進料溫度達到305℃。

表5 換熱網絡優(yōu)化前后節(jié)點參數對比

4.2 加熱爐優(yōu)化運行效果

換熱網絡優(yōu)化調整的同時，對加熱爐實施節(jié)能完善，在原油換熱溫度提高了20℃的基礎上，使加熱爐進料溫度提高了9℃（受下游催化裂化裝置取熱負荷影響）；考慮到煙氣露點腐蝕因素，排煙溫度只能控制在120℃，夏季可靈活調節(jié)排煙溫度；爐體外壁溫度明顯下降，散熱損失大幅度降低；加熱爐熱效率提高了近4.0%，詳見表6。

4.3 裝置綜合能耗大幅度降低

全部節(jié)能完善項目投運后，對裝置綜合能耗進行了標定，數據匯總見表7。由表7可知，通過優(yōu)化換熱網絡，提高了加熱爐進料溫度。采取有效措施降低加熱爐排煙損失和散熱損失，進而提高了加熱爐熱效率，使全廠綜合能耗由原來的10.55 kgEO/t降低至9.52 kgEO/t，降低1.0 kgEO/t以上。

表6 加熱爐優(yōu)化前后的關鍵參數對比

5 結論

哈爾濱石化常減壓蒸餾裝置針對工藝用能、能量傳輸和轉換、能量回收利用三大環(huán)節(jié)確定換熱流程優(yōu)化方案，打破單套裝置界限，實現了上下游裝置間的熱聯(lián)合和原料直供。合理匹配熱量梯度，高溫熱源多次換熱，實現梯級利用。通過優(yōu)化換熱網絡，提高了原油最終換熱溫度以及加熱爐進料溫度。措施實施后，裝置綜合能耗由原來的10.55 kgEO/t降低至9.52 kgEO/t，節(jié)能效果顯著。

表7 優(yōu)化改造前后裝置綜合能耗對比