劉春陽，張 星，謝恪謙

（中石油華東設(shè)計(jì)院有限公司，山東 青島 266071）

某石化公司的120 萬噸/年催化裂化裝置的分餾塔頂冷卻系統(tǒng)在實(shí)際運(yùn)行過程中，由于塔頂油氣冷卻后終溫過高以及冷卻系統(tǒng)的總壓降過大，造成過多的油氣進(jìn)入富氣壓縮機(jī)且壓縮機(jī)入口的壓力偏低，導(dǎo)致壓縮機(jī)的負(fù)荷過大，能耗偏高。為了解決這一生產(chǎn)瓶頸，通過PROII 對(duì)整個(gè)分餾及吸收穩(wěn)定流程進(jìn)行模擬，通過HTRI 軟件對(duì)單臺(tái)位換熱器進(jìn)行模擬計(jì)算，選擇更加合理的冷卻流程排布，對(duì)分餾塔頂?shù)睦鋮s系統(tǒng)進(jìn)行優(yōu)化改造，來解決換熱終溫高、系統(tǒng)壓降大的問題，降低富氣壓縮機(jī)的能耗，節(jié)約操作費(fèi)用的投入。

1 流程

1.1 流程描述

催化裂化分餾塔頂油氣從分餾塔頂線進(jìn)入冷卻系統(tǒng)，經(jīng)過多級(jí)換熱器冷卻為氣液兩相后，進(jìn)入分餾塔頂油氣分離器進(jìn)行氣液分離。液相粗汽油組分送入吸收塔作為富氣的吸收劑，氣相輕烴組分由分離器頂部進(jìn)入富氣壓縮機(jī)進(jìn)行壓縮。油氣分離器中的溫度，取決于分餾塔頂冷卻系統(tǒng)的冷卻效果，而油氣從提升管反應(yīng)器出口到壓縮機(jī)入口之間經(jīng)過的分餾塔與塔頂冷卻系統(tǒng)的壓降，則影響了富氣壓縮機(jī)的入口壓力。

某石化公司分餾塔頂冷卻及分離系統(tǒng)流程示意圖見圖1。從圖1 看出，催化裂化裝置的分餾塔頂換熱系統(tǒng)采用兩級(jí)冷卻，第一級(jí)冷卻由6 臺(tái)熱水換熱器及8 片空氣冷卻器并聯(lián)操作組成，冷卻后的油氣先匯集到集合總管，再分六路進(jìn)入6組循環(huán)水冷卻器組成的第二級(jí)冷卻，每組由2 臺(tái)循環(huán)水換熱器串聯(lián)而成。

1.2 該流程存在的問題

1）在實(shí)際生產(chǎn)操作過程中，第一級(jí)冷卻中并聯(lián)使用的熱水換熱器和空氣冷卻器因?yàn)閴航档牟煌?，造成油氣的偏流?yán)重，需要通過不斷調(diào)節(jié)每一路上的手閥來調(diào)節(jié)每一路的流量，既增加了管路的壓降又增加了調(diào)節(jié)的難度與工作量，并且由于并聯(lián)的換熱器臺(tái)數(shù)過多，造成每一路上的油氣線速偏低，換熱效率差且壓降大，并聯(lián)的空冷器影響了油氣低溫?zé)岬某浞只厥铡?/p>

2）油氣經(jīng)過兩級(jí)冷卻后的終溫接近60℃，與原本工藝設(shè)計(jì)溫度40℃偏差較大。由于上述塔頂冷卻系統(tǒng)存在的問題，使得后續(xù)分餾塔頂油氣分離器中的溫度偏高、壓力偏低，導(dǎo)致大量原本應(yīng)當(dāng)冷卻為液相的輕烴（主要是碳三至碳六組分）仍保持氣相狀態(tài)，伴隨富氣進(jìn)入富氣壓縮機(jī)系統(tǒng)，極大的增加了富氣壓縮機(jī)的功率與動(dòng)力蒸汽的消耗，影響壓縮機(jī)的安全平穩(wěn)運(yùn)行，更制約了裝置的滿負(fù)荷運(yùn)行。

圖1 分餾塔頂冷卻及分離系統(tǒng)流程示意圖

3）冷卻后的粗汽油作為吸收劑進(jìn)入吸收塔中對(duì)富氣中的重組分進(jìn)行吸收，由于吸收是一個(gè)放熱過程，且低溫有利于吸收過程的發(fā)生，一般將吸收塔內(nèi)的溫度控制在50℃以下，來保證吸收的效果。溫度過高的粗汽油吸收劑直接影響塔內(nèi)的吸收效果，可能造成貧氣中重組分夾帶過多，為了保證產(chǎn)品質(zhì)量，只能通過增加穩(wěn)定汽油吸收劑循環(huán)量和增加循環(huán)水冷卻器中段冷卻量的方式彌補(bǔ)，導(dǎo)致水耗與電耗的增加，操作費(fèi)用升高。

2 流程優(yōu)化

2.1 優(yōu)化方案

優(yōu)化后的分餾塔頂冷卻系統(tǒng)，由原本的兩級(jí)冷卻改為三級(jí)冷卻，塔頂油氣先后經(jīng)過熱水換熱器、空冷器和循環(huán)水冷卻器，具體方案如下：

1）塔頂油氣總管從分餾塔頂引出后分為五路，每一路設(shè)置一臺(tái)熱水換熱器、兩臺(tái)空冷器和一臺(tái)循環(huán)水冷卻器三級(jí)冷卻。第一級(jí)通過熱媒水將油氣由120℃冷卻至90℃。第二級(jí)使用空冷器將油氣冷卻到55℃，第三級(jí)使用循環(huán)水冷卻至40℃。

2）設(shè)備對(duì)稱布置，熱水換熱器移至分餾塔構(gòu)架頂層平臺(tái)，原有BES 型式熱水換熱器更換為BJS 型式。

優(yōu)化后分餾塔頂冷卻系統(tǒng)排布示意圖見圖2。

2.2 優(yōu)化方案的改進(jìn)點(diǎn)

1）第一級(jí)冷卻取消空冷器，全部使用熱水換熱器，盡可能多的回收分餾塔頂油氣的低溫?zé)帷?/p>

2）第二級(jí)使用空冷器冷卻，降低了第三級(jí)冷卻的入口溫度，減少冷卻循環(huán)水的使用量。且該石化公司所在位置，全年平均溫度低，冬季室外溫度很低時(shí)，甚至可以停用第三級(jí)的循環(huán)水冷卻而滿足40℃的冷卻終溫要求，大大節(jié)省操作費(fèi)用。

圖2 優(yōu)化后分餾塔頂冷卻系統(tǒng)排布示意圖

3）減少每一級(jí)冷卻并聯(lián)的換熱器臺(tái)數(shù)，提高換熱管內(nèi)的油氣流速，強(qiáng)化換熱效果，降低所需換熱面積，縮減換熱器體積。

4）抬高熱水換熱器在構(gòu)架上的位置，保證了油氣步步低流動(dòng)，有效降低系統(tǒng)壓降。

5）BES 型式改為BJS 型式，進(jìn)一步降低了熱水換熱器內(nèi)油氣側(cè)的壓降。

3 優(yōu)化前后比較

使用PROII 軟件對(duì)該催化裂化裝置分餾及吸收穩(wěn)定部分的原有流程及優(yōu)化后流程進(jìn)行全流程的模擬，使用HTRI 軟件對(duì)優(yōu)化前后的換熱器、空冷器進(jìn)行計(jì)算，來比較改造前后的效果。如表1 所示，經(jīng)過優(yōu)化后的塔頂冷卻流程，壓降由原本的0.1MPa 降低到0.055MPa，溫度由原本的冷后終溫約60℃降低到40℃。經(jīng)過優(yōu)化后，分餾塔頂油氣分離器進(jìn)入富氣壓縮機(jī)一級(jí)入口的氣相量由72874kg/h 降低到44698kg/h。通過表2 能夠看出，優(yōu)化后富氣中的C5、C6 含量大幅度的下降，重組分更多冷卻為液相進(jìn)入粗汽油中，一級(jí)壓縮機(jī)功率由1582kW 降低到1052kW，功率顯著降低。折算能夠降低氣壓機(jī)動(dòng)力3.5MPa 中壓蒸汽消耗量10t/h。優(yōu)化后增加熱水回收的低溫?zé)?750kW，節(jié)約裝置能耗1.37kg 標(biāo)油/t 原料，約1644 噸標(biāo)油/年，帶來經(jīng)濟(jì)效益約500 萬元。由于本次改造換熱器、空冷器全部利舊，局部進(jìn)行改造，因此投資不大，一年即可收回改造投資。

表1 優(yōu)化前后工藝數(shù)據(jù)表

4 結(jié)論

優(yōu)化排布的冷卻流程保證了油氣的正常冷卻和油氣低溫?zé)岬某浞只厥?，減少了冷卻循環(huán)水的消耗量，保證了吸收塔的吸收效果，提高了富氣壓縮機(jī)的入口壓力，同時(shí)降低了入口的富氣量，從而減輕了整個(gè)富氣壓縮機(jī)的運(yùn)行負(fù)荷，節(jié)省了動(dòng)力中壓蒸汽的消耗量，不但解決了提高產(chǎn)能的瓶頸，并能夠?yàn)闊拸S節(jié)約生產(chǎn)操作投入每年約500 萬元，優(yōu)化效果顯著。

表2 富氣壓縮機(jī)一級(jí)入口組成表