檀衛(wèi)霖

福建聯(lián)合石油化工有限公司 福建泉州 362800

福建聯(lián)合石油化工有限公司催化裂化裝置（以下簡稱催化裝置）于1992 年9 月投產(chǎn)，是常規(guī)工藝的重油催化裂化，當(dāng)時裝置規(guī)模為140 萬t/ a。該裝置是由沉降器和兩個再生器組成的高低并列式流化催化裂化裝置。經(jīng)過歷次改造，目前是規(guī)模為230 萬t/ a 的常規(guī)工藝蠟油催化裂化裝置。

催化作為極為重要的二次加工裝置，為原油加工輕質(zhì)化發(fā)揮了積極作用，是汽油生產(chǎn)的主力裝置，但同時其生產(chǎn)過程也消耗了大量的能源。針對催化裝置開展用能技術(shù)分析、挖掘節(jié)能潛力，并科學(xué)應(yīng)用有效的節(jié)能降耗措施，可以有效降低能源費用、提高經(jīng)濟(jì)效益。多年來，裝置技術(shù)人員積極實施技術(shù)改造，運行優(yōu)化手段，合計降低裝置綜合能耗21.95kgEo/ t。同時，也由于負(fù)荷提高的影響，最終裝置的綜合能耗從2003 年的72.93kgEo/ t 降至2020 年的44.33kgEo/ t。

1 節(jié)能潛力分析

2007 年催化裝置改造前，設(shè)計方面與較高的焦炭產(chǎn)率匹配不理想，焦炭能量利用率低的問題難以得到根本解決（表1），主要表現(xiàn)在外取熱器能力不足、煙氣余熱利用率低，以及排放煙氣CO 濃度高三方面。此外，分餾系統(tǒng)熱量利用率低，塔頂油氣、頂循回流的熱量沒有得到回收。

表1 焦炭能量利用潛力

1.1 外取熱器能力不足

由于焦炭產(chǎn)率相對較高，三器熱量富余較大，外取熱器僅能產(chǎn)蒸汽26t/ h，還需往提升管噴10～18t/ h的急冷水以控制三器熱量平衡。外取熱器能力約束導(dǎo)致的熱量損失達(dá)到11.21MW，折合裝置綜合能耗5.88kgEo/ t。同時，急冷水的使用還增加了含硫污水外排量，導(dǎo)致污水汽提裝置能耗上升。

1.2 煙氣余熱利用率低

煙機(jī)排出溫度為410～420℃的煙氣僅1/ 4 左右進(jìn)入CO 鍋爐，還有112500Nm3/ h 的煙氣直接排入煙囪，未回收余熱達(dá)到6.18MW，折合能耗3.24kgEo/ t。

1.3 排放煙氣中的CO濃度高

二再由于長期存在富氧操作時稀相尾燃超溫的問題，不得不在操作上控制為適度貧氧，最終排放煙氣中的CO 平均濃度高達(dá)4.3%(v/ v，下同)?？鄢鼵O 鍋爐利用的煙氣，直排煙氣的CO 熱值損失達(dá)到16.59MW，折合能耗8.70kgEo/ t。

1.4 分餾系統(tǒng)熱量利用不足

分餾系統(tǒng)只有油漿循環(huán)系統(tǒng)和二中回流循環(huán)系統(tǒng)熱量得到完全利用。一中回流給解吸塔做熱源后，返分餾塔前被冷卻降溫30℃，余熱損失3.11MW；頂循回流、塔頂油氣則無任何余熱回收流程，余熱損失分別達(dá)10.55MW、11.61MW；柴油換熱產(chǎn)汽后損失余熱1.46MW。

上述四部分合計有26.73MW 的節(jié)能潛力，詳見表2。

表2 分餾系統(tǒng)熱量利用潛力

2 節(jié)能措施回顧

2.1 實施技術(shù)改造

2.1.1 2007 年技術(shù)改造

為了解決排放煙氣CO 濃度高及煙氣余熱利用率低的突出矛盾，2007 年進(jìn)行了一次技術(shù)改造，拆除了二再煙氣蒸汽過熱器和蒸汽發(fā)生器，增設(shè)高溫燃燒煙道及高溫取熱爐，拆除CO 鍋爐并新建余熱鍋爐。而原來存在的外取熱器能力不足問題，考慮到加氫處理投產(chǎn)后催化原料性質(zhì)變輕、焦炭產(chǎn)率變低的情況，決定不作改造。增設(shè)分餾塔頂油氣/ 熱水換熱器，通過循環(huán)熱水為新建2# 氣分丙烯塔提供熱源。

從改造前后的運行數(shù)據(jù)(表3)對比看，由于增設(shè)了高溫燃燒煙道，排放煙氣CO 濃度有所降低，煙機(jī)做功后煙氣全部進(jìn)余熱鍋爐，余熱利用率大幅度提高，最終體現(xiàn)在蒸汽產(chǎn)量明顯增加。在原料性質(zhì)基本相同情況下，反再部分能耗下降8.99kgEo/ t，而分餾部分也由于對2# 氣分的熱輸出，能耗下降2.18kgEo/ t，合計降低裝置綜合能耗11.17kgEo/ t。

表3 2007 年改造前后蒸汽耗量及熱輸出對比

2.1.2 余熱鍋爐改造

由于設(shè)計核算偏差，且煙氣CO 沒有完全燃燒，余熱鍋爐入口煙氣溫度只有440～460℃，過熱器過熱能力不足，30～40t/ h 的3.9MPa 飽和蒸汽被迫并入1.0MPa 蒸汽。另外，省煤器聯(lián)箱因為露點腐蝕原因頻繁泄漏，激波吹灰器故障頻繁，導(dǎo)致爐管積灰嚴(yán)重，排煙溫度曾一度持續(xù)高達(dá)240℃。

經(jīng)過2011 年、2015 年兩次改造，低溫過熱器、中溫過熱器爐管更新為翅片管，徹底解決了過熱能力不足的問題，實現(xiàn)自產(chǎn)汽100%過熱。更新后的省煤器采用裝配翅片管的模塊化設(shè)計，大大提高換熱面積。同時，增加了給水預(yù)熱器，將給水溫度從104℃提高到135℃，從根本上杜絕了露點腐蝕的現(xiàn)象。配合激波吹灰器優(yōu)化設(shè)計與安裝，排煙溫度從改造前的240℃降低到改造后的160℃，汽包上水溫度提高了20℃，合計降低能耗2.25kgEo/ t。

2.1.3 頂循冷卻器改造

頂循冷卻器E- 2202/ 1.2 通過實施管束材質(zhì)升級、油路增加三通閥的優(yōu)化方案，為鍋爐除氧器的進(jìn)水預(yù)熱，達(dá)到減少除氧器蒸汽用量的目的，為鍋爐除氧器輸出熱量7.57MW，降低裝置綜合能耗1.18kgEo/ t。

2.1.4 柴油換熱流程優(yōu)化

改造前的輕柴蒸汽發(fā)生器只能產(chǎn)出600kg/ h 的1.0MPa 蒸汽，重柴熱量則完全排棄，總的熱量利用率很低。通過優(yōu)化換熱方案，將輕柴、重柴先后與溫度較低的自抽罐區(qū)冷原料換熱，1.20M～2.25MW 的熱量轉(zhuǎn)移到油漿蒸汽發(fā)生器產(chǎn)汽。該方案可降低能耗0.38～0.83kgEo/ t。

2.2 運行優(yōu)化措施

2.2.1 充分利用CO 熱值

由于二再無法富氧操作的問題沒有解決，混合煙氣中CO 濃度高、O2濃度低，而此處注入補燃風(fēng)溫度又只有200℃，拉低了CO 起始燃燒溫度，大大降低了燃燒速度，導(dǎo)致還沒來得及燒掉的CO 進(jìn)入高溫取熱爐因溫度顯著下降而無法繼續(xù)燃燒，最終排放煙氣中的CO 濃度仍有3%左右。

為了進(jìn)一步降低煙氣中的CO 濃度，決定從2016年初開始使用CO 助燃劑。使用助燃劑后，由于一再煙氣中的CO 濃度降低、CO2濃度上升，二再實現(xiàn)了富氧操作，煙氣中O2濃度從平均不到0.2%上升到3%～6%，高溫燃燒煙道的操作條件大為改觀，在950～1050℃的溫度下迅速將CO 燃燒殆盡，最終排放煙氣CO 濃度平均不到500×10-6。由于CO 完全燃燒，燒焦熱量充分利用，外取熱器汽包、高溫取熱爐合計多產(chǎn)了20t/ h 的3.9MPa 蒸汽，降低能耗達(dá)5.82kgEo/ t，節(jié)能效果顯著。

2.2.2 最大化利用裝置間熱供料

2009 年新建加氫處理裝置開工后，通過優(yōu)化調(diào)整，使直供催化的蠟油量最大化，以便油漿蒸汽發(fā)生器產(chǎn)汽最大化，并作為操作優(yōu)化策略長期執(zhí)行。增加輕柴去加氫處理熱出料跨線并投用，使輕柴對加氫處理熱輸出最大化；停用重柴水槽，使重柴對加氫裂化熱輸出最大化。

2.2.3 優(yōu)化分餾塔中下熱量分配

在滿足分餾塔產(chǎn)品切割的基礎(chǔ)上，采取油漿上返塔量大循環(huán)操作模式，增加分餾塔底部取熱負(fù)荷，減少一中回流冷卻器冷卻負(fù)荷，最終增產(chǎn)3.9MPa 蒸汽3t/ h，降低裝置能耗0.86kgEo/ t。

2.2.4 優(yōu)化機(jī)泵參數(shù)

通過核算分析發(fā)現(xiàn)，自抽原料泵額定流量為155m3/ h，而平時大多時候流量僅30～40m3/ h，但某些工況下又需要大流量，于是采用加變頻器的辦法實現(xiàn)節(jié)電。此外，分餾的一中回流泵、頂循泵中，穩(wěn)定的富氣水洗泵揚程過剩嚴(yán)重。為此，實施了葉輪切削、利舊替換等節(jié)能措施。四臺泵通過各自優(yōu)化措施的實施，合計節(jié)電233kW，降低裝置能耗0.22kgEo/ t。詳見表4。

表4 機(jī)泵參數(shù)優(yōu)化情況

3 展望

經(jīng)過改造及持續(xù)地運行優(yōu)化，催化裝置尤其是反再系統(tǒng)在節(jié)能降耗的道路上有了長足的進(jìn)步，不過依然存在一些提升空間。

3.1 高溫取熱爐積灰問題

使用CO 助燃劑后，高溫燃燒煙道溫度上升到950～1050℃，出現(xiàn)了高溫取熱爐爐管積灰加劇傾向。為控制煙機(jī)入口溫度，不得不向三旋入口煙道噴水降溫，導(dǎo)致少產(chǎn)了3t/ h 的3.9MPa 蒸汽，折合能耗0.86 kgEo/ t。為此，需要尋找一套安全、有效、可靠的高溫取熱爐吹灰方案，解決積灰問題。

3.2 頂循與氣分熱聯(lián)合

2021 年大修主要完成頂循與1# 氣分熱聯(lián)合技改項目，用頂循做脫丙烷塔重沸器熱源，加上已經(jīng)投用的頂循/ 除鹽水換熱器E- 2202/ 1.2，頂循熱量可以得到全部利用。項目投用后，可減少1# 氣分0.45MPa 蒸汽用量6t/ h，降低催化能耗0.65kgEo/ t，同時降低氣分能耗4.98kgEo/ t。

3.3 分餾系統(tǒng)節(jié)能潛力

一中回流仍有約1.55MW 余熱沒有回收，可以通過技改將一中富余熱量用于除氧器給水預(yù)熱，進(jìn)一步降低除氧器耗汽量。

隨著裝置負(fù)荷上升，分餾塔頂油氣可用熱量從2008 年的11.61MW 上升到目前的18.63MW，大大高于2# 氣8.92MW 的熱量需求。較為優(yōu)選的節(jié)能方案是將1# 氣分丙烯塔的熱泵流程改造為常規(guī)流程，利用分餾塔頂油氣、貧吸收油、重柴和輕柴等余熱，產(chǎn)熱水供給1# 氣分丙烯塔做熱源，可降低催化裝置綜合能耗2.38kgEo/ t。

4 結(jié)語

通過對催化裝置用能技術(shù)分析，挖掘節(jié)能潛力，實施科學(xué)有效的技術(shù)方案，可以消除裝置原有的能耗短板。福建聯(lián)合石油化工有限公司催化裝置通過技術(shù)改造，合計取得節(jié)能15.05kgEo/ t 的可觀成果。同時，結(jié)合本裝置各個階段的實際條件，常態(tài)化開展優(yōu)化運行工作，共降低裝置綜合能耗6.90kgEo/ t。

隨著裝置或公用工程系統(tǒng)等生產(chǎn)條件的變化，有可能出現(xiàn)新的短板。因此，需要定期進(jìn)行回顧分析，制定新的節(jié)能措施。高溫取熱爐積灰問題若能得到解決，同時分餾的換熱系統(tǒng)進(jìn)一步改造、與氣分實現(xiàn)深度熱聯(lián)合，催化裝置還有3.89kgEo/ t 的節(jié)能空間。