張俊娜，王裴生

(山東三維石化工程股份有限公司，山東 淄博 255400)

石油煉制是能耗高且對環(huán)境影響較嚴(yán)重的行業(yè)，近年來隨著國家節(jié)能減排要求的不斷能提高，煉油裝置急需進行產(chǎn)品升級及各種節(jié)能降耗改造。借助軟件模擬優(yōu)化操作參數(shù)，產(chǎn)出低含硫的高質(zhì)量柴油,同時合理匹配熱量，降低裝置能耗，是煉油裝置改進提升的必然趨勢。

現(xiàn)有340萬噸/年柴油加氫裝置，分餾單元由硫化氫汽提塔及產(chǎn)品分餾塔組成。分餾塔頂?shù)挠蜌庀扔脽崦剿鋮s再用空氣冷卻，低溫?zé)岜粺崦剿厥赵倮?。但裝置內(nèi)用于伴熱的熱媒水過剩，實際不需要如此大量熱媒水。用分餾塔頂油氣加熱冷低分油，提高冷低分油進硫化氫氣體塔溫度；將分餾單元的塔頂?shù)蜏責(zé)峄厥?，用于提高分餾單元進料溫度，讓熱量在工藝流程上優(yōu)先利用更為合理。原裝置分餾塔底再沸爐使用燃料油，后來裝置節(jié)能改造，再沸爐改用燃料氣做熱源，裝置熱負(fù)荷降低，但分餾塔底溫度偏低，為保證柴油產(chǎn)品質(zhì)量，需提高分餾塔進料溫度。目前分餾塔底柴油產(chǎn)品的熱量用于產(chǎn)蒸汽、預(yù)熱裝置原料油、加熱除氧水,而煉油廠系統(tǒng)管網(wǎng)蒸汽已經(jīng)過剩。增大柴油/分餾塔進料換熱器換熱面積，在不增加再沸爐熱負(fù)荷前提下，盡量回收塔底柴油產(chǎn)品的熱量，提高分餾塔進料溫度。充分發(fā)揮物料間的換熱，在不增加燃料氣消耗的情況下，提高產(chǎn)品質(zhì)量。

1 裝置現(xiàn)狀

340萬噸/年柴油加氫裝置分為反應(yīng)單元和分餾單元，原料柴油在反應(yīng)單元經(jīng)過預(yù)熱、反應(yīng)、換熱、高低分等操作[1]。熱低分罐的低分油和冷低分罐的低分油進入分餾單元，脫除酸性氣、酸性水，分餾出輕烴、石腦油、柴油等產(chǎn)品。分餾單元石腦油產(chǎn)品是優(yōu)質(zhì)重整原料，柴油產(chǎn)品符合國Ⅵ柴油餾分的要求。表1為車間分析化驗的冷低分油數(shù)據(jù)，表2為車間分析化驗的熱低分油數(shù)據(jù), 表3為分餾單元物料平衡表。

表1 冷低分油數(shù)據(jù)

表2 熱低分油數(shù)據(jù)

表3 物料平衡表

分餾單元原有流程為225 ℃的熱低分油和50 ℃的冷低分油混合后溫度216 ℃進硫化氫汽提塔，塔底通1.0 MPaG蒸汽。塔頂操作壓力0.8 MPaG，操作溫度160 ℃。塔頂油氣經(jīng)空冷器、水冷器后進塔頂回流罐。塔頂回流罐出酸性氣、酸性水，回流泵出口輕烴40 ℃外送，回流液40 ℃返塔。

圖1 裝置目前流程圖

硫化氫汽提塔底粗柴油溫度219.2 ℃，與分餾塔底產(chǎn)品柴油換熱至245 ℃進分餾塔。分餾塔頂操作壓力0.1 MPaG，操作溫度155 ℃。塔頂油氣經(jīng)熱媒水換熱器、空冷器后進入塔頂回流罐。塔頂回流罐出酸性水，回流泵出口回流液50 ℃返塔，石腦油冷卻至40 ℃后外送。分餾塔底操作溫度270 ℃，一路塔底柴油進再沸爐加熱至289 ℃再返回分餾塔。再沸爐改造前使用燃料油，熱負(fù)荷15.58×106W，改造后使用燃料氣，熱負(fù)荷9.94×106W，目前已達爐子燃?xì)鉄嶝?fù)荷上限。加熱爐使用燃油時，分餾塔底溫度298 ℃。裝置目前加熱爐使用燃?xì)?，分餾塔底溫度270 ℃。分餾塔底柴油產(chǎn)品加熱分餾塔進料粗柴油熱至245 ℃，再進蒸汽發(fā)生器產(chǎn)1.0 MPaG蒸汽，后與原料油換熱，最后柴油產(chǎn)品繼續(xù)冷卻至50 ℃出裝置。目前流程裝置見圖1。

目前柴油加氫蒸汽發(fā)生器產(chǎn)1.0 MPaG蒸汽22 t/h，補廠區(qū)系統(tǒng)管網(wǎng)。

2 軟件模擬流程優(yōu)化

運用PROⅡ軟件進行流程模擬，對于汽、柴油餾分為主的物系，熱力學(xué)計算選用PR方程，塔模塊采用IO算法，液相密度設(shè)定為API計算模型。優(yōu)化后的流程見圖2。

圖2 優(yōu)化后流程圖

2.1 優(yōu)化硫化氫汽提塔蒸汽的用量

硫化氫汽提塔的作用是脫除柴油中的硫化氫及液化氣，保證柴油產(chǎn)品硫化氫及碳四含量合格。塔頂油氣主要是酸性氣、輕烴、液化氣。在塔操作壓力一定的情況下，增大蒸汽量，可降低油氣的分壓，有利于硫化氫和液化氣上移至塔頂，塔底粗汽油變得更加優(yōu)質(zhì)[3]。但蒸汽量太大則塔頂空冷器冷量大，能耗高。硫化氫比液化氣揮發(fā)度大，液化氣脫除時硫化氫已經(jīng)脫除。應(yīng)用軟件計算，繪制蒸汽量與塔底粗汽油中液化氣含量、硫化氫含量關(guān)系曲線見圖3。通過控制塔底粗柴油中液化氣的含量來選擇合理的蒸汽量，同時能保證塔底粗柴油中硫化氫的含量合格。當(dāng)蒸汽量4000 kg/h時，塔底粗柴油硫化氫含量為1.34 mg/kg，正丁烷含量為231 mg/kg，滿足控制要求。

圖3 塔底蒸汽用量及塔底粗柴油硫化氫含量關(guān)系圖

2.2 優(yōu)化分餾塔操作溫度

分餾塔的作用是切割石腦油和柴油，保證柴油質(zhì)量。分餾塔冷回流操作?；亓髁啃t石腦油與柴油切割不清晰，裝置柴油收率低?；亓髁看髣t塔底再沸爐及塔頂冷凝器負(fù)荷大，不節(jié)能。由軟件模擬可知，當(dāng)分餾塔回流比設(shè)置為1.0時，可保證塔頂石腦油的D86餾程終餾點181 ℃。

分餾塔操作溫度影響石腦油與柴油的切割程度。目前分餾塔底溫度270 ℃，柴油產(chǎn)品指標(biāo)與國Ⅵ指標(biāo)對比見表4，柴油產(chǎn)品夾帶石腦油較多，需提高塔底溫度。由全塔熱量衡算可知，塔底加熱量、進料帶入熱量和塔頂冷凝量三者之間存在關(guān)系[4-5]。為保證石腦油質(zhì)量，塔頂溫度、回流比及塔頂冷卻量不變。再沸爐燃?xì)鉄嶝?fù)荷已達上限，塔底加熱量不能再提高。只能通過提高進料溫度進行擬補。經(jīng)計算，進料溫度由245 ℃提至252 ℃，塔底溫度可由270 ℃升到275.6 ℃，柴油產(chǎn)品質(zhì)量明顯改善。隨著進料溫度的上升，進料中氣相量增大，精餾段靠近進料板的幾塊塔盤霧沫夾帶嚴(yán)重，板效率降低，提餾段氣相量減少板效率低。綜合考慮柴油產(chǎn)品的質(zhì)量和塔板效率，進料溫度252 ℃較為合理。

表4 柴油產(chǎn)品指標(biāo)與國Ⅵ指標(biāo)對比表

2.3 換熱流程優(yōu)化

更換分餾塔頂冷介質(zhì)，用塔頂油氣加熱冷低分油，通過PROII模擬，油氣溫度從156 ℃降至135 ℃，低分油從50 ℃升溫至126 ℃。低分油回收了分餾塔頂熱量1.09×106W。硫化氫汽提塔的進塔溫度由216.4 ℃提高至219.8 ℃。這項優(yōu)化回收分餾單元低溫?zé)?，減少了脫硫化氫塔底蒸汽耗量，比回收低溫?zé)峤o熱媒水用于裝置伴熱更直接，且目前裝置伴熱量充足。

目前裝置硫化氫汽提塔底220 ℃粗柴油與分餾塔底270 ℃產(chǎn)品柴油換熱。采用單臺U型管換熱器，管殼程介質(zhì)流量差別不大，溫升接近。換后粗汽油進塔溫度245 ℃，柴油產(chǎn)品溫度245 ℃，熱量交換不充分。通過軟件模擬，采用三臺換熱器串聯(lián)使用，換熱面積增大。換后粗汽油進塔溫度252 ℃，柴油產(chǎn)品溫度245 ℃。原單臺換熱器熱負(fù)荷6.55×106W，改后3臺總熱負(fù)荷8.74×106W。這項優(yōu)化回收分餾單元熱量，直接用于分餾單元。降低蒸汽發(fā)生器的熱負(fù)荷。優(yōu)化前后換熱流程見圖4。

圖4 優(yōu)化前后換熱流程圖

3 結(jié) 論

本文運用PROⅡ軟件模擬柴油加氫裝置分餾單元，通過計算優(yōu)化硫化氫汽提塔蒸氣用量、分餾塔操作溫度、換熱流程。通過以上三處優(yōu)化提高分餾單元熱量利用率，在不提升再沸爐熱負(fù)荷的情況下，提高產(chǎn)品分餾塔操作溫度，提高柴油產(chǎn)品質(zhì)量。