渣油加氫裝置換熱網絡優化*

王晨升 馮霄 王彧斐（中國石油大學（北京）新能源研究院）

渣油加氫技術是實現渣油輕質化的清潔燃料生產技術。其工藝原理[1]是在高溫、高壓和催化劑存在的條件下，渣油和氫氣進行催化反應，渣油中的硫、氮化合物分別與氫氣發生反應，生成硫化氫、氨和烴類化合物，金屬有機化合物與氫、硫化氫發生反應，生成金屬硫化物和烴類化合物。同時渣油中部分較大的分子裂解并加氫，轉化為分子較小的優質理想組分（石腦油和柴油）。渣油加氫技術能有效增加輕質油收率，提高原油利用率，降低SOX、NOX和碳的排放。然而渣油加氫裝置反應過程是高溫、高壓和臨氫操作，對進料和氫氣有升溫、升壓的要求，消耗大量燃料和動力，因此降低能耗是渣油加氫裝置主要的追求目標之一[2]。

夾點技術是一種非常有效的換熱網絡優化技術，應用夾點技術進行換熱網絡優化可取得明顯的節能效果。然而將夾點技術應用于渣油換熱網絡優化的研究鮮有報道，馬書濤[2]、王國勝[3]、薛青成和葉向偉[4]對渣油加氫裝置的節能優化主要集中在個別物流的熱量回收、加熱爐效率的提高以及變頻電動機的使用等，沒有應用夾點技術對渣油加氫整個換熱網絡進行分析優化。

采用夾點分析方法對某廠渣油加氫裝置換熱網絡進行分析，基于現行換熱網絡結構，對換熱網絡進行優化探索，以實現更好的節能效果和經濟效益。

1 渣油加氫裝置流程與基礎物流數據提取

渣油加氫由加氫反應過程和反應產物分離過程兩部分組成。

加氫反應過程：自罐區和VR1 上游直供的原料進入原料緩沖罐，與分餾塔底油換熱，從139.4 ℃加熱至250 ℃進入過濾器，過濾后進入進料緩沖罐；來自342-K-101/102 的混氫與熱高分氣換熱，從100.2 ℃加熱至250.2 ℃，并與原料混合形成反應進料；反應進料先后與熱高分氣、加氫反應產物換熱，并經加熱爐加熱至394 ℃進入串聯加氫反應器反應。

反應產物分離過程：從加氫反應器得到的反應產物與反應進料換熱，溫度從425 ℃降至350 ℃進入熱高壓分離器；熱高壓分離器頂產物先后與反應進料和混氫換熱后，溫度從350 ℃降至180 ℃并與返回氫混合經空冷器冷卻至50 ℃進入冷高壓分離器；熱高壓分離器底部產物經液力透平后進入熱低壓分離器；熱低壓分離器頂部產物（熱低分氣）與冷低分油換熱后經空冷器冷卻至50 ℃，與冷高壓分離器底產物一同進入冷低壓分離器；熱低壓分離器底部產物（熱低分油）經分餾塔進料加熱爐加熱至385 ℃自分餾塔第10 塊板進入分餾塔；冷低壓分離器產物（冷低分油）先后與熱低分氣、柴油、分餾塔底油換熱，加熱至320 ℃自分餾塔第6 塊板進入分餾塔；分餾塔頂產物經空冷、水冷進入分餾塔頂回流罐；分餾塔底產物（加氫尾油）先后與冷低分油、柴油側線汽提塔再沸器、原料油、1.0 MPa蒸汽發生器換熱至200 ℃去FCC，10%的加氫尾油用空冷器冷卻至90 ℃進罐區；柴油側線汽提塔產物柴油與冷低分油、熱水、空冷器換熱冷卻至50℃進儲罐。

圖1 渣油加氫裝置工藝流程

渣油加氫裝置工藝流程如圖1 所示。經過對渣油加氫裝置操作參數和過程工藝流程的分析，提取到9 股熱流、6 股冷流，如表1 所示。

表1 渣油加氫裝置冷熱物流數據

2 現行換熱網絡的分析

對渣油加氫裝置現行換熱網絡分析可知：最小傳熱溫差出現在熱低分氣空冷器A2，為15.6 ℃，采用該溫差為最小傳熱溫差。

將表1 中的物流數據輸入Aspen energy analyzer軟件，計算得到如下結果：裝置的夾點平均溫度為116.5 ℃，即夾點處熱物流溫度為124.3 ℃，冷物流溫度為108.7 ℃。系統所需的最小冷卻公用工程13 140 kW，最小加熱公用工程負荷11 460 kW。而現行換熱網絡的總冷卻公用工程負荷為15 827 kW，總加熱公用工程負荷為17 687 kW（兩個加熱爐的燃料消耗），夾點之上產蒸汽3 541.8 kW。由此可算得理論上該裝置的節能潛力為2 685.2 kW，占現行加熱公用工程量的15.2%。

圖2 為現行換熱網絡，具體而清楚地反映了現行換熱網絡中換熱器的分布。根據夾點技術三原則（夾點之上不能有冷卻公用工程；夾點之下不能有加熱公用工程；不能有跨越夾點的傳熱）分析實際工況，發現以下幾處換熱器配置不合理，其不合理的換熱量見表2。

表2 渣油加氫裝置不合理換熱量

3 換熱網絡優化

從以上的分析可知，渣油加氫現行網絡用能存在不合理的部分，系統的節能潛力約為15.2%。考慮到夾點之上產蒸汽3 541.8 kW （1.0 MPa，180 ℃），比起分餾塔進料加熱爐（加熱冷流353.4～385 ℃）的溫位，所產蒸汽溫位和等級均較低，即以能量品質高的加熱爐燃料消耗為代價副產能量品質較低的蒸汽，在能量的利用上是不合理的。因此在優化時考慮去掉夾點之上產蒸汽部分，最大限度利用夾點之上熱物流的熱量，從而減少燃料的消耗。

圖2 渣油加氫裝置現行換熱網絡

通過對原始網絡的分析可知，熱流H2（分餾塔底產物→FCC）在229.4～200 ℃溫度區間的熱量用來產生蒸汽，而使用加熱爐的兩股冷流C1（反應進料與混氫混合物→加氫反應器）和C2（熱低分油→分餾塔）溫位均高于該溫度區間。因此去掉蒸汽發生器后，熱流H2 的這部分熱量不能直接用以加熱冷流C1 和C2，需通過熱負荷轉移的方法將該部分熱量先用以加熱溫位較低的冷流，再用之前與這些冷流換熱的較高溫位的熱流加熱冷流C1 和C2，從而節約加熱爐的燃料。因此，優化方案分以下四個步驟進行。

3.1 第一步優化

在原始網絡中熱流H3（熱低壓分離器頂產物→冷低壓分離器）352～177 ℃區間的熱量通過換熱器E5 將冷流C3（冷低分油→分餾塔）從50.9℃加熱至123.1 ℃，177～50 ℃區間的熱量通過空冷器A2冷卻。換熱器E5 發生了跨夾點的傳熱，空冷器A2為夾點之上的冷卻器。現改為熱流H3 夾點之上（352～124.3 ℃）的熱量繼續通過換熱器E5 加熱冷流C3 夾點之上的部分（108.7～165.9 ℃）；熱流H7（分餾塔頂產物-分餾塔頂回流罐）為夾點之下的熱物流，原來全部用公用工程冷卻，現降低空冷器A3 熱負荷，并將熱流H7 在區間（124.3～106 ℃）等分為兩股，其中一股通過新增換熱器E-01 用來加熱C3 夾點以下的部分（50.9～108.7 ℃）。通過該步優化，分別消除了換熱器E5 和空冷器A2 的不合理熱負荷554.4 kW 和187.2 kW，減少冷卻公用工程負荷1219.2 kW。第一步優化后局部網絡如圖3所示。

圖3 第一步優化后局部網絡

3.2 第二步優化

原始網絡中熱流H4（熱高壓分離器頂產物-返回氫混合點）280～180 ℃區間的熱量通過換熱器E3將冷流C6（混氫→反應進料混合點）從100.2 ℃加熱至目標溫度252 ℃，換熱器E3 發生了跨夾點的傳熱。現改為冷流C6 夾點之下的部分（100.2～108.7 ℃）通過新增換熱器E-02 與第一步優化中熱流H7（分餾塔頂產物→分餾塔頂回流罐）分出的另一股熱流換熱。熱流H6（分餾塔底產物→加氫尾油罐）200～90 ℃全部用空冷器A5 冷卻，導致夾點之上設置冷卻器，現改為熱流H6 夾點之上（200～124.3 ℃）的熱量通過新增換熱器E-03 加熱冷流C6（混氫→反應進料混合點）夾點之上的部分（108.7～123.1 ℃），熱流H6 夾點之下（124.3～90 ℃）的部分繼續通過原空冷器A5 冷卻。通過該步優化消除了空冷器A5 的不合理熱負荷810.5 kW，減少冷卻公用工程810.5 kW。第二步優化后局部網絡如圖4 所示。

圖4 第二步優化后局部網絡

3.3 第三步優化

原網絡中熱流H5（柴油側線汽提塔底產物-柴油儲罐）175～120 ℃區間的740 kW 熱量通過熱水回收（65～100 ℃），熱流和熱水的換熱溫差較大，現將其改為熱流150～85 ℃區間的熱量用熱水回收（65～100 ℃），剩 余 較 高 溫 位 的 熱 量（198.5～150 ℃）通過新增換熱器E-04 加熱冷流C6（混氫→反應進料混合點）夾點之上的部分（123.1～137.5 ℃），冷流C6 夾點之上剩余部分（137.5～252 ℃）所需熱量繼續通過原網絡中的換熱器E3 由熱流H4 （熱高壓分離器頂產物-返回氫混合點）（255.4～180 ℃）溫度區間提供。通過該步優化，消除化熱器E12不合理熱負荷321.1 kW，減少冷卻公用工程負荷361.6 kW。第三步優化后局部網絡如圖5所示。

圖5 第三步優化后局部網絡

3.4 第四步優化

原網絡中熱流H2（分餾塔底產物-FCC）發生蒸汽3 541.8 kW （1.0 MPa，180 ℃）。去掉蒸汽發生器E9，熱流H2（315.3～200 ℃）溫度區間的熱負荷繼續通過原換熱器E8 將冷流C5（原料油升壓泵→反應進料泵）從139.4 ℃加熱至目標溫度258.6 ℃，熱流H2 多余出的（342.4～315.3 ℃）溫度區間的熱量通過新增換熱器E-05 加熱冷流C1（反應進料與混氫混合物→加氫反應器）（280.7～294.3 ℃），從而減少反應進料加熱爐F1負荷730 kW；原網絡中熱流H1 （反應產物→熱高壓分離器）（425～350 ℃）加熱冷流C1（反應進料與混氫混合物→加氫反應器）（273.2～358.7 ℃），現改為熱流H1 （反應產物→熱高壓分離器）（425～408.8 ℃）溫度區間的熱負荷通過新增換熱器E-06 將冷流C2（熱低分油→分餾塔）從353.4 ℃加熱至目標溫度385 ℃，從而省去加熱爐F2，減少加熱公用工程負荷5157 kW。通過該步優化，減少加熱公用工程負荷5887 kW。第四步優化后局部網絡如圖6所示。

優化后總網絡如圖7 所示，優化前后總公用工程用量對比如表3 所示。

圖6 第四步優化后局部換熱網絡

表3 優化前后公用工程量對比

從表3 可以看出，網絡優化前加熱公用工程負荷為17 687.2k W，冷卻公用工程負荷為15 827 kW，產低壓蒸汽3 541.8 kW；優化后加熱公用工程負荷為11 800 kW，冷卻公用工程負荷為13 475.8 kW，不再產蒸汽。優化后加熱公用工程負荷減少5887 kW，同時減產蒸汽3 541.8 kW，剩余沒有回收的少部分熱量是由于通過熱水回收熱量的換熱器E12 有部分跨夾點的換熱，回收這少部分熱量一方面會增加換熱器，進而增加投資費用和網絡的復雜度，另一方面滿足不了原設計的熱水回收要求，綜合上述因素，不予回收這部分熱量。

圖7 渣油加氫裝置優化后網絡

裝置運行時間按8000 h/a 計算，加熱公用工程使用燃料氣，熱值為39 775 MJ/t，加熱爐熱效率取80%[5]，燃料氣單價為2000 元/t，由此可計算優化后每年節約燃料氣的費用為1 065.6 萬元，減產的1.0 MPa 蒸汽年費用為384.7 萬，因此優化后年節約費用680.9 萬元。優化后增加了E-01、E-02、E-03、E-04、E-05、E-06 六個換熱器，換熱器E1、E2、E3、E5、E8、E10、E12 面積相應增加，凈增換熱器面積（A）9 149.7 m2，按公式C=a+bAc （式中a、b、c 為價格系數，安裝費用a 取10000 元，每平米換熱面積b 取350 元，c 取1）[6]可計算得設備投資費用（C）為321.2 萬元，投資回收期為0.47年，即6 個月，經濟效益明顯。

4 結論

1）利用夾點技術對某煉廠渣油加氫裝置換熱網絡進行分析，發現該換熱網絡的節能潛力為2 685.2 kW，占現行加熱公用工程量的15.2%。

2）基于夾點分析結果，應用夾點原則對換熱網絡進行了優化，優化后停用了分餾塔進料加熱爐，節約加熱公用工程負荷2 345.2 kW，年節省費用680.9 萬元，投資回收期為6 個月。

[1]刁望升.國內渣油加氫裝置概況[J].煉油技術與工程,2007(3):36-40.

[2]馬書濤.渣油加氫裝置節能優化設計[J].煉油技術與工程,2012(2):56-59.

[3]王國勝.渣油加氫裝置節能降耗措施及效果[J].齊魯石油化工,2007(3):206-209.

[4]薛青成,葉向偉.試談渣油加氫裝置的節能優化設計[J].中國石油和化工標準與質量,2012(14):39.

[5]中國石化集團,上海工程有限公司.化工工藝設計手冊[M].北京:化學工業出版社,2009.

[6]王雷,蔣寧.基于Matlab 的管殼式換熱器優化設計[J].輕工機械,2012,30(2):9-12.