田文爽，張海濱，孟碩

（中國海洋石油集團有限公司節(jié)能減排監(jiān)測中心，天津 300457）

夾點技術(shù)是目前被廣泛應用的一種過程系統(tǒng)節(jié)能方法，其將熱力學原理和系統(tǒng)工程相結(jié)合，實現(xiàn)過程系統(tǒng)能量利用與回收的優(yōu)化配置，提高了能量利用率和經(jīng)濟性[1]。

某煉廠50萬t/a催化汽油加氫裝置采用全餾分催化汽油選擇加氫脫硫工藝技術(shù)，裝置主要由反應、汽提部分組成。反應部分包含脫二烯烴反應器R-101、加氫脫硫反應器R-102和加氫脫硫醇反應器R-103（以下簡稱一反、二反、三反）3臺反應器。來自催化裝置的原料汽油經(jīng)過濾和沉降脫水后進入E-202與精制汽油換熱，然后與一反配氫混合后進入E-101與三反產(chǎn)物換熱，升溫后進入R-101。R101反應產(chǎn)物與循環(huán)氫混合后進入E-102A/B與三反產(chǎn)物換熱升溫后進入R-102發(fā)生低分子硫醇硫的轉(zhuǎn)化。R-102反應產(chǎn)物經(jīng)加熱爐F-101加熱后進入R-103進行加氫脫硫以及加氫脫硫醇等反應。R-103反應產(chǎn)物再依次經(jīng)過E-102A/B、E-101換熱，最后經(jīng)過汽提塔進料換熱器E-103A/B、空冷器A-101A～D、水冷器E-104冷卻，并進入反應產(chǎn)物分離器V-102進行三相分離，氣體進入循環(huán)氫脫硫裝置和循環(huán)氫壓縮機升壓循環(huán)使用，含硫污水出裝置處理，油相經(jīng)E-103A/B加熱后進入T-201汽提塔進一步分離出精制汽油。裝置工藝流程如圖1所示。

1 換熱網(wǎng)絡(luò)現(xiàn)狀

裝置運行期間，產(chǎn)品經(jīng)歷了“國Ⅳ”到“國Ⅴ”標準的升級，操作參數(shù)與設(shè)計工況有一定差別。為滿足產(chǎn)品指標，R-102反應深度加強，進料溫度比設(shè)計提高了30℃左右，反應溫度提高會增大汽油加氫脫硫率及烯烴飽和率，同時會降低脫硫選擇性及增大汽油的辛烷值損失[2]，加快催化劑結(jié)焦、縮短催化劑使用周期。

當前原料汽油經(jīng)E-202與精制汽油（109.7℃）換熱到82.2℃，混氫后進入E-101與三反產(chǎn)物（196.5℃）換熱，升溫到173.4 ℃后進入R-101，反應產(chǎn)物（179.3℃）與88.1℃的循環(huán)氫混合后進入E-102A/B與三反產(chǎn)物（381.8℃）換熱至305.7℃后進入R-102。反應產(chǎn)物（352.8℃）經(jīng)加熱爐F-101加熱到381.3℃后進入R-103，反應產(chǎn)物（381.8℃）再依次經(jīng)過E-102A/B、E-101與R-102和R-101進料換熱，再經(jīng)過E-103A/B、A-101A～D、E-104冷卻至40.5℃進入V-102，分離出的油相經(jīng)E-103A/B加熱至108℃后進入T-201進一步分離出精制汽油。

由工藝流程可知，裝置共有3股熱物流和5股冷物流，提取所有冷、熱物流數(shù)據(jù)，如表1所示。

圖1 裝置工藝流程

表1 裝置冷熱物流數(shù)據(jù)

對于換熱網(wǎng)絡(luò)，最小傳熱溫差ΔTmin的值越大，所需要的冷、熱公用工程也越多，因此要選擇盡量小的ΔTmin值以獲得最大的能量有效利用。但是，ΔTmin的值越小，所需的換熱器越大，投資越高[3-4]。結(jié)合當前換熱設(shè)備實際運行情況，選取20℃作為換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化的最小傳熱溫差。利用提取的物流數(shù)據(jù)，在溫焓圖上對冷、熱物流進行組合，在不同的溫位標出凈熱流量和相應溫度值，做出裝置冷、熱物流曲線和復合曲線，如圖2所示。復合曲線熱負荷為零處對應換熱網(wǎng)絡(luò)夾點，可知夾點處熱物流溫度381.8℃，冷物流溫度361.8℃。

圖2 裝置冷、熱物流及復合曲線

在ΔTmin為20℃情況下，裝置理論所需最小熱公用工程為1 326 kW，最小冷公用工程為4 470 kW?，F(xiàn)有換熱網(wǎng)絡(luò)實際熱公用工程用量約為1 965 kW，冷公用工程用量約為6 513 kW。裝置理論熱公用工程節(jié)能潛力為639 kW，冷公用工程節(jié)能潛力為2 043 kW。

2 問題分析

根據(jù)夾點技術(shù)設(shè)計原則，理想狀態(tài)下夾點以下不設(shè)置熱公用工程[5]。由圖3現(xiàn)有換熱網(wǎng)絡(luò)的柵格圖可知，當前流程中，裝置三反產(chǎn)物與一反原料油換熱過程跨越夾點，同時三反原料油加熱過程跨越夾點，即夾點以下使用了熱公用工程。

圖3 現(xiàn)有換熱網(wǎng)絡(luò)柵格

換熱網(wǎng)絡(luò)夾點之上的部分，利用加熱爐為三反進料進行加熱，不存在優(yōu)化空間。換熱網(wǎng)絡(luò)夾點之下的部分，熱源三反產(chǎn)物初始溫度381.8℃，直接與一反產(chǎn)物換熱，溫差約200℃，不利于三反產(chǎn)物熱量的梯級利用，同時溫差過大影響換熱器的安全運行。該股物流夾點之上的部分可用于替代一部分熱公用工程，降低裝置能耗。裝置其他未利用熱源主要有汽提塔進料換熱器出口物流和汽提塔頂氣相，溫度均不超過90℃，回收成本高、效益差。

此外，由于目前處理量較小，為維持反應器空速，部分精制汽油需要循環(huán)至進料緩沖罐，該部分汽油先從82℃冷卻至34.4℃再與54.4℃催化汽油進料混合，再經(jīng)過E-202等一系列換熱器提升溫度后進入反應器，循環(huán)冷卻升溫過程造成能量浪費。

3 換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化調(diào)整

3.1 優(yōu)化調(diào)整方案

為了使裝置能量的利用更為合理，消除跨夾點換熱情況，新增換熱器EN-01，利用三反產(chǎn)物將二反產(chǎn)物預熱至361.8℃，替代夾點之下使用的熱公用工程，以減少天然氣的消耗，同時利用合理的熱源對熱量進行補充。裝置內(nèi)缺少合適的熱源，考慮到就近原則，相鄰布置的柴油加氫裝置汽提塔T-1201塔頂氣體由183.4℃直接被空冷器A-1201冷卻，可補充足夠熱量。增加一臺換熱器EN-02，利用T-1201塔頂氣體將二反配氫預熱至124℃后再與R-101反應產(chǎn)物混合，從而保證R-102進料溫度不變。

同時，改造長循環(huán)精制汽油管道，將精制汽油水冷器E-204出口至原料油緩沖罐V-101的管道接點改到精制汽油空冷器A-202A/B之前，降低冷卻負荷93 kW，進一步降低進料對熱公用工程的需求量。

改造方案需新增2臺換熱器，其中EN-01型號BES700-2.5-105-3.5/19-I，設(shè)備費用約44萬元；EN-02型號BEU600-2.5-115-4.5/19-I，設(shè)備費用約32萬元；管線改造費用約38萬元，合計114萬元。調(diào)整前后換熱流程如圖4、5所示。

3.2 調(diào)整后的運行狀況及效果

圖4 調(diào)整前換熱流程

新增EN-01后，加熱爐F-101熱負荷由1 965 kW下降到1 326 kW，E-102A/B由于傳熱溫差減小，熱負荷下降732 kW，該部分熱量由T-1201塔頂氣經(jīng)EN-02換熱補充。調(diào)整前后裝置傳熱設(shè)備負荷變化如表2所示。

圖5 調(diào)整后換熱流程

表2 調(diào)整前后傳熱設(shè)備負荷變化情況

裝置熱公用工程由加熱爐F-101提供，調(diào)整后加熱爐負荷下降639 kW，燃料消耗量可下降114 m3/h，按年運行8 400 h計算，可產(chǎn)生節(jié)能量830.8 tce，達到預期的節(jié)能目標。

裝置冷公用工程主要由空冷器、水冷器提供，調(diào)整后裝置內(nèi)冷卻負荷可下降93 kW，同時可以降低柴油加氫裝置冷卻負荷697 kW，可降低空冷器功率約23.3 kW，折標煤24.1 tce，裝置內(nèi)冷公用工程量下降占預期節(jié)能目標的4.6%。

3.3 效益核算

加熱爐F-101燃料氣消耗每年可減少95.8萬m3，燃料氣價格按1.1元/m3計算，年收益105萬元。空冷器負荷降低23.3 kW，每年可減少電耗195.7 MW·h，經(jīng)濟效益約15.7萬元。16個月即可收回改造成本。

4 結(jié)論

在原有換熱網(wǎng)絡(luò)的基礎(chǔ)上，提出了增加2臺換熱器的調(diào)整方案，解決了裝置跨夾點換熱的問題，實現(xiàn)了裝置內(nèi)高品位熱源的梯級利用。節(jié)約熱公用工程量639 kW、冷公用工程量93 kW，有效降低了裝置能耗。