特油裝置換熱系統(tǒng)節(jié)能改造

張文紹

（洛陽金達(dá)石化有限責(zé)任公司，河南洛陽 471012）

特油裝置換熱系統(tǒng)節(jié)能改造

張文紹

（洛陽金達(dá)石化有限責(zé)任公司，河南洛陽 471012）

通過特油裝置換熱系統(tǒng)及能耗問題分析，對(duì)存在的問題進(jìn)行討論，并提出改造方案，實(shí)施后節(jié)能降耗效果明顯，取得顯著的經(jīng)濟(jì)效益。

換熱系統(tǒng)；節(jié)能；改造；效益

特油裝置以分子篩料為原料，采用高溫、高壓、固定床催化加氫工藝技術(shù)，生產(chǎn)鋁、銅材加工、精細(xì)化工等行業(yè)應(yīng)用的低硫、低芳、微氣味的特種窄餾分溶劑油。特油裝置中消耗的燃料氣、電、循環(huán)水占裝置總結(jié)能耗的91.2%，特別是燃料氣消耗占裝置總能耗的58.7%，因此，降低特油裝置能耗的關(guān)鍵是降低裝置燃料氣、電、循環(huán)水的消耗量。針對(duì)系統(tǒng)存在問題，提出優(yōu)化及節(jié)能改造方案，實(shí)施后大幅度降低了燃料氣和循環(huán)水的用量，節(jié)能降耗效果明顯，取得了顯著的經(jīng)濟(jì)效益。

1 現(xiàn)有工藝流程介紹

特油裝置分反應(yīng)、分餾兩部分和配套的注水設(shè)施等，由于原料變化和產(chǎn)品種類多樣化，分餾部分采用雙分餾塔、多側(cè)線抽出方案。

1.1 反應(yīng)部分流程

如圖1所示，原料自罐區(qū)原料罐來，經(jīng)加氫進(jìn)料泵升壓后與新氫及循環(huán)氫混合為混合進(jìn)料，先后經(jīng)反應(yīng)物流/混合進(jìn)料換熱器、反應(yīng)進(jìn)料加熱爐加熱至反應(yīng)所需溫度進(jìn)入加氫反應(yīng)器，進(jìn)行加氫精制反應(yīng)。反應(yīng)器設(shè)為兩臺(tái)串聯(lián)，兩個(gè)反應(yīng)器各設(shè)一個(gè)催化劑床層，在一反和二反之間設(shè)置急冷氫注入設(shè)施。

圖1 現(xiàn)有反應(yīng)工藝流程

自加氫反應(yīng)器來的反應(yīng)流出物經(jīng)過流出物/混合進(jìn)料換熱器換熱，以盡量回收熱量。為防止反應(yīng)流出物冷卻過程中胺鹽析出堵塞管路，通過注水將除鹽水注入反應(yīng)流出物冷卻器前并與反應(yīng)流出物混合后進(jìn)入冷卻器冷卻，冷卻后物流進(jìn)入到高壓分離器中，進(jìn)行油、氣分離。自高壓分離器頂部出來的循環(huán)氫經(jīng)循環(huán)氫壓縮機(jī)入口分液罐分液后進(jìn)入循環(huán)氫壓縮機(jī)升壓，然后分成兩路，一路作為冷氫去急冷氫注入口控制反應(yīng)器床層溫度，另一路于新氫壓縮機(jī)出口的新氫混合為混合氫。

高分油自下部排至低壓分離器。低壓分離器的氣相并入燃料氣管網(wǎng)，液相換熱后至分餾部分，底部分水包排除的含硫污水送裝置外處理。自裝置外來的氫氣經(jīng)新氫壓縮機(jī)升壓后于循環(huán)氫壓縮機(jī)出口的氣體混合為混合氫。

1.2 分餾部分流程

分餾部分為多側(cè)線抽出雙塔精餾（見圖2），1#分餾塔接獲加氫反應(yīng)后低分油經(jīng)2#產(chǎn)品/低分油換熱器、3#產(chǎn)品/低分油換熱器、4#產(chǎn)品/低分油換熱器換熱后進(jìn)入第一分餾塔，第一分餾塔設(shè)1#產(chǎn)品汽提塔和2#產(chǎn)品汽提塔。

第一分餾塔的油氣經(jīng)第一分餾塔頂冷卻器冷卻冷凝后進(jìn)入第一分餾塔頂回流管并分離為塔頂氣和輕油，塔頂氣進(jìn)火炬管網(wǎng)，輕油經(jīng)第一分餾塔頂回流泵升壓后大部分為塔頂回流，少部分作為塔頂不合格油出裝置。

第一分餾塔底重沸器及2#產(chǎn)品汽提塔底重沸器由熱載體做重沸熱源，1#產(chǎn)品汽提塔底設(shè)加熱盤管，由熱載體做重沸熱源。1#產(chǎn)品自1#產(chǎn)品汽提塔底由1#產(chǎn)品泵升壓，經(jīng)1#產(chǎn)品冷卻器水冷后出裝置；2#產(chǎn)品自2#產(chǎn)品汽提塔底由2#產(chǎn)品泵升壓經(jīng)2#產(chǎn)品/低分油換熱、器換熱冷卻后出裝置：第一分餾塔底油經(jīng)第一分餾塔底泵升壓后進(jìn)入第二分餾塔。

第二分餾塔為減壓操作，塔頂設(shè)抽真空系統(tǒng)。塔頂?shù)挠蜌饨?jīng)第二分餾塔頂冷凝器冷凝冷卻后，冷凝液進(jìn)入大氣水封罐，氣體進(jìn)入真空罐進(jìn)行氣液分離，分出的少量液體至大氣水封罐，用水環(huán)真空泵自真空罐頂抽出的不凝氣至火炬總管。

第二分餾塔設(shè)側(cè)線抽出系統(tǒng)，側(cè)線抽出油由泵升壓經(jīng)3#產(chǎn)品/低分油換熱器及冷卻器冷卻后一部分做為第二分餾塔頂循環(huán)回流；另一部分作為3#產(chǎn)品出裝置。

4#產(chǎn)品由第二分餾塔底泵升壓經(jīng)4#產(chǎn)品/低分油換熱器、4#產(chǎn)品冷卻器換熱、冷卻后出裝置。第二分餾塔設(shè)第二分餾塔底重沸器，熱載體作為重沸熱源。

圖2 分餾部分流程

2 存在的問題

2.1 反應(yīng)部分

由圖1可看出，盡管混合原料利用了反應(yīng)流出物的熱量進(jìn)行預(yù)熱，但其熱量利用率較低且能量降質(zhì)嚴(yán)重。原料油與循環(huán)氫混合后溫度僅有47℃，其隨后的預(yù)熱完全依賴高達(dá)325℃的反應(yīng)流出物流，原料預(yù)熱器的平均溫差達(dá)76℃，接近溫差為59℃。近80℃的平均溫差說明冷熱物流的匹配不合理，近60℃的接近溫差說明現(xiàn)有換熱設(shè)備的換熱能力不足，能量利用率低。

2.2 分餾部分

分餾部分最主要的問題集中在1#分餾塔塔頂油氣和2#分餾塔3#產(chǎn)品抽出物流均采用循環(huán)水冷卻進(jìn)行降溫。1#分餾塔塔頂油氣不但抽出溫度高，達(dá)175℃，且由于發(fā)生相變，冷卻負(fù)荷大；但該油氣物流冷卻由循環(huán)冷卻水冷卻，傳熱溫差極大，能量降質(zhì)嚴(yán)重，在冷卻水量不大的情況下，常造成冷卻水回水溫度過高，加大冷卻水降溫系統(tǒng)的功耗，同時(shí)由于上水溫度也隨之增加，取熱能力變差。2#分餾塔盡管采用減壓操作，由于餾分較重，其中段抽出溫度依然有172℃，且抽出量大，因此冷卻負(fù)荷也較大，造成了和1#分餾塔塔頂油氣一樣的問題。

3 改造內(nèi)容及效果

3.1 改造內(nèi)容及投資

3.1.1 改造內(nèi)容

3.1.2 投資費(fèi)用

節(jié)能項(xiàng)目改造投資主要分為管道投資、設(shè)備投資（新增換熱器）和施工安裝費(fèi)用。其中：設(shè)計(jì)費(fèi)用2萬元；管道及管件投資為5萬元；設(shè)備投資為新增2臺(tái)（直徑400 mm）油—油換熱器，設(shè)備費(fèi)用為30萬元；安裝費(fèi)用為4萬元；%其他費(fèi)用4萬元。總投資為45萬元。

3.2 生產(chǎn)運(yùn)行情況

改造后生產(chǎn)運(yùn)行情況及操作參數(shù)見圖3。先用1#分餾塔塔頂175℃的物料給反應(yīng)原料預(yù)熱，之后用2#分餾塔側(cè)線173℃的3#產(chǎn)品再次給反應(yīng)原料預(yù)熱，最后用原流程中溫度325℃的反應(yīng)流出物給反應(yīng)原料預(yù)熱至282℃（原流程預(yù)熱至266℃），然后送往原料加熱爐，原料加熱爐將原料加熱升溫至反應(yīng)所需的295℃后，進(jìn)入反應(yīng)器進(jìn)行反應(yīng)。

圖3 改進(jìn)后的反應(yīng)工藝流程

3.3 效果及效益

3.3.1 效果

3.3.2 效益

4 結(jié)論及建議

TQ051.5

B

1003-3467（2010）17-0055-03

2010-07-18

張文紹（1965-），男，工程師，從事化工生產(chǎn)技術(shù)管理工作，電話：（0379）66992638。