操作壓力對初餾塔前換熱效果的影響

賈超杰，劉艷升，濮昕韻，鄔樂歡

(中國石油大學(北京)重質油國家重點實驗室，北京 102200)

操作壓力對初餾塔前換熱效果的影響

賈超杰，劉艷升，濮昕韻，鄔樂歡

(中國石油大學(北京)重質油國家重點實驗室，北京 102200)

換熱器中原油汽化經常會引起一系列問題，國內煉油廠參考國外先進設計經驗，在原油進初餾塔前增設憋壓閥門，以提高換熱器壓力，解決原油汽化問題，但是操作壓力的提高對換熱效果存在一定影響。利用PROⅡ軟件對規模12.0 Mta常減壓蒸餾裝置的閥門憋壓操作狀況進行模擬分析，結果表明：換熱器進口壓力由1.2 MPa升至2.2 MPa時，原油從換熱網絡中回收的熱量降低8.24%，常壓爐負荷增加1.65%，常壓塔塔頂冷凝系統中空氣冷卻器負荷增加4.73%、冷卻水量增加1.64%。建議采用二級閃蒸法對換熱器中原油汽化問題進行改進，比較了閥門不憋壓、閥門憋壓和二級閃蒸3種操作工況，結果表明，二級閃蒸法不僅解決了換熱器中原油汽化問題，保持了設備操作壓力在合理范圍內，還可回收更多低溫熱量，與閥門憋壓工況相比，常壓加熱爐負荷可減少5.30%。

換熱器 原油汽化 閥門憋壓 二級閃蒸

利用Pinch技術進行換熱網絡優化可使常減壓蒸餾裝置加工能耗降低到總能耗的15%左右，使加熱爐前換熱終溫接近310 ℃，最大程度回收產品熱量，降低油品出裝置冷卻負荷，減少冷工藝工程用量。然而極寬沸程的復雜混合物在換熱過程中汽化不僅導致換熱效率降低、污垢熱阻增加、換熱網絡壓降急劇增大，還會增大換熱網絡設備、管路和儀表的壓力等級[1]。由于生產操作周期較長，加熱爐前換熱終溫無法達到310 ℃。因此如何維持換熱網絡長周期安全穩定運轉是常減壓蒸餾裝置設計普遍面臨的難題。傳統上加工重質油不需設閃蒸塔，但是在現代常減壓蒸餾中閃蒸塔則是必設裝置，釋放出氣相以維持較高和穩定的換熱效率。閃蒸塔如何設置、在何處設置以及設置幾段閃蒸取決于原油性質。不同設計人員有不同的設計經驗，如在原油加熱汽化5%～7%左右設置閃蒸塔，但原油汽化會造成換熱器污垢熱阻增加，依然會使生產后期換熱效果變差，導致常減壓蒸餾產品出裝置溫度升高，降低產品熱量回收率，冷卻水用量增加。為了解決這一問題，國內一些煉油廠參考國外先進設計經驗，在原油進初餾塔(或閃蒸塔)前增設憋壓閥門，增大換熱器內壓力，很好地解決了初餾前換熱網絡原油汽化的問題。本研究利用PRO/Ⅱ軟件，考察操作壓力對閃蒸塔前換熱網絡的影響，提出采用二級閃蒸法解決換熱器原油汽化問題，以利于節能。

1 閥門憋壓操作模擬

1.1 流程簡介

一般的電脫鹽設計壓力不超過2.5 MPa[2]，脫鹽原油進入初餾塔前換熱網絡的進口壓力會受到一定限制。為了解決換熱器中原油汽化問題，煉油廠通常采用閥門憋壓方案，其流程示意見圖1。該工藝在電脫鹽罐后設置增壓泵，提高閃蒸塔前換熱器操作壓力，并且在換熱器后部系統增設憋壓閥門，用以維持換熱器中的壓力，防止油和水汽化。對于偏重原油，閥門壓降約為0.8 MPa，對于偏輕原油，閥門壓降則高達2.8 MPa。在閃蒸塔前的換熱網絡中，原油與常減壓蒸餾裝置的側線產品、中段循環和減壓渣油換熱后進入閃蒸塔，閃蒸出來的氣相引入常壓塔中上部適當位置。閃蒸塔塔底油則經過塔底泵升壓后，進入后續換熱網絡升溫，經過常壓加熱爐加熱到360～370 ℃后進入常壓塔底部。

圖1 閃蒸塔塔前閥門憋壓流程示意

1.2 原料性質

以規模12.0 Mt/a常減壓蒸餾裝置為例，年開工8 450 h。運用PRO/Ⅱ9.0模擬軟件，采用GS熱力學模型，對一種中質原油的閥門憋壓操作進行流程模擬。加工原油的主要性質見表1。

表1 原油主要性質

1.3 主要操作條件

由于常減壓蒸餾裝置的換熱網絡情況復雜，且存在優化問題，本研究主要考察操作壓力對閃蒸塔前換熱效果的影響，所以模擬計算時不考慮換熱網絡復雜的熱交換問題，僅將換熱網絡簡化為簡單的換熱器模型進行模擬。閃蒸塔前換熱網絡無閥門憋壓時，原油進入換熱網絡的壓力為1.2 MPa，出口溫度為208 ℃，此時原油汽化率為7%。閥門憋壓的模擬條件見表2。其中，常壓塔設3條側線、3個循環回流。常一、常二側線采用再沸汽提塔，常壓塔塔底采用蒸汽汽提。常壓蒸餾裝置的塔頂和3條側線分別生產石腦油、煤油、輕柴油和重柴油。常一線和常二線汽提塔均采用3塊理論板，常壓塔第一塊理論板為冷凝器。當換熱器進口壓力為1.2 MPa時，常壓塔的循環取熱比例定為塔頂循環20%、一中回流35%、二中回流45%。

表2 閥門憋壓的流程模擬操作條件

換熱器進口壓力對原油汽化率的影響尤為重要。當出口溫度一定、操作壓力在原油泡點壓力以上時，原油全部處于液相，閥門憋壓方案即依據此原理。本研究所用的原油溫度為208 ℃時，泡點壓力為0.92 MPa，加上換熱器壓降0.8 MPa，前路中泵出口壓力至少應提升到1.72 MPa，原油在換熱器中才不會汽化。實際生產中原油輕重存在波動，換熱器壓降也有波動，所以在此基礎上泵出口壓力需再提升0.3～0.5 MPa，本例中選為2.2 MPa。在滿足表2操作條件的基礎上，利用PRO/Ⅱ軟件對閥門憋壓操作進行模擬，改變換熱網絡1的進口壓力，分析閥門憋壓使換熱器壓力在1.2～2.2 MPa范圍內變化時對閃蒸塔前換熱效果的影響。

2 閥門憋壓模擬結果分析

2.1 傳熱負荷

圖2為換熱器進口壓力對原油汽化率的影響。由圖2可見，隨換熱器進口壓力的升高，原油汽化率明顯降低。進口壓力對換熱器中原油進口溫度和換熱負荷的影響如圖3所示。由圖3可見：當換熱器進口壓力為1.2 MPa時，原油進口溫度為130.4 ℃；隨換熱器進口壓力的增加，原油進口溫度近似成線性增加，當換熱器進口壓力為2.2 MPa時，原油進口溫度為131.1 ℃，盡管換熱器中原油進口溫度增幅不大，但若使換熱器出口溫度相等，與其進行換熱的熱物流溫位則需相應稍微提高，而煉油廠中低溫余熱過剩，導致一部分低溫熱無法利用。

圖2 換熱器進口壓力對原油汽化率的影響

常減壓蒸餾過程有大量剩余熱量，且蒸餾產品出裝置時需與原油換熱以降低溫度，換熱網絡的熱負荷是原油與常減壓蒸餾產品進行換熱所得。無閥門憋壓時，原油從換熱網絡中換取的熱負荷為2.802×105MJ/h。隨進口壓力的不斷升高，原油從蒸餾產品中交換的熱量不斷減少。進口壓力為2.2 MPa時，原油從換熱網絡中換取的熱量為2.571×105MJ/h，與無憋壓時相比，回收的熱量減少2.31×104MJ/h，占原來的8.24%。其中，由于壓力增加而減少的換熱量包含：原油由氣相轉變為液相損失的換熱量以及壓力增加使原油液相繼續減少的換熱量兩部分。前部分損失的換熱量是不可避免的，而后部分損失的換熱量則取決于換熱器選取的操作壓力。

由圖3還可看出：進口壓力為1.72 MPa時，換熱器內原油剛好全為液相時的換熱負荷為2.578×105MJ/h，隨著壓力升高，其換熱負荷呈下降趨勢；當壓力為2.2 MPa時，換熱負荷為2.571×105MJ/h，減少了700 MJ/h。當原油處于液相時，雖然壓力提高后液相吸熱負荷小幅度下降，但是對于本例中規模較大的常減壓蒸餾裝置而言，按照每年開工時間8 450 h計，其每年換熱減少的熱量約為5.92×106MJ。此外蒸餾產品熱量不取出，產品出裝置溫度會升高；原油吸收的熱量減少，原油換熱終溫無法提高，導致冷熱公用工程消耗量均增加，從而引起巨大的能量浪費，因此有必要降低換熱器的操作壓力。

圖3 換熱器進口壓力對原油進口溫度和換熱負荷的影響●—原油進口溫度； ▲—換熱負荷

當閥門憋壓到恰好使換熱器中原油全為液相時，隨著壓力升高，原油從換熱網絡中吸收的熱量依然會下降，主要是因為壓力升高后，原油飽和溫度也會升高，油品分子動能相應增加，從外界只需獲得較少的熱量，就可使油品分子具有脫離相鄰油品分子間引力的能量。另一方面，換熱器中原油已全為液相時，由于原油輕重波動，所選擇的實際操作壓力要高于其泡點壓力。換熱器中冷物流吸熱量計算式如下：

Q=mcp(t2-t1)

(1)

式中：Q為冷物流吸熱量；m為冷物流質量流量；cp為原油的液相平均比熱容；t1和t2分別為冷物流進、出口溫度。由式(1)可知，因為換熱器換熱溫差近似不變，所以壓力對原油吸熱量的影響主要體現在壓力對原油比熱容cp的影響上。由于液相具有輕微壓縮性，大多數有關液相熱容的文獻實驗數據只包含溫度的影響，許多是在常壓或者較低壓區域內測得，往往忽略壓力的影響，從而忽略了壓力對液相體系吸熱量的影響。Jovanovic′等[3]曾提出一種新的經驗式計算液相熱容cpl與溫度和壓力的關系：

(2)

2.2 后續換熱和常壓爐負荷

圖4為換熱器進口壓力對閃蒸塔出料量和后續換熱負荷的影響。由圖4可見，隨換熱器進口壓力的增加，原油從閃蒸塔前換熱網絡中獲取的熱量減少，閃蒸塔中的原油氣相出料量呈下降趨勢，液相出料量有增加趨勢，增大了后續換熱負荷和常壓爐負荷。閃蒸塔前換熱器進口壓力從1.2 MPa增至2.2 MPa時，常壓爐熱負荷增加1.65%。而后續換熱主要是換取常減壓蒸餾中較高溫位的熱量，從而增加了換熱網絡中高溫位能量的需求。

2.3 常壓塔塔頂冷凝負荷

在常壓塔塔頂冷凝方面，如果實際生產需要隨時使用閥門憋壓以提高換熱器操作壓力、防止原油汽化，常壓塔操作條件和中段取熱量不能及時調整優化時，會由塔頂冷凝系統將進入常壓塔的多余能量取出。常壓塔塔頂產品與原油換熱后會繼續使用空氣冷卻器將塔頂產品冷卻至60 ℃，然后經水冷卻器冷卻至40 ℃左右出裝置。換熱器進口壓力為1.2 MPa時，塔頂產品溫度為125 ℃，經過換熱冷卻至104 ℃后采用空氣冷卻器和水冷卻器冷卻，與原油的換熱負荷為36 034 MJh。當塔頂產品與原油換熱負荷一定時，額外增加的負荷則由空氣冷卻器和水冷卻器承擔，會增加電耗和冷卻水用量，而空氣冷卻器所消耗的電能熱力學效率高于換熱效率，會多消耗高品質的電能。按冷卻水換熱溫差20 ℃計，根據流程模擬結果和式(1)計算結果，塔頂冷凝系統的空氣冷卻器負荷和冷卻水消耗量見圖5。由圖5可見，隨換熱器進口壓力的增加，塔頂空氣冷卻器需要取走的熱量和冷卻水消耗量也逐漸增多。當換熱器進口壓力使出口物流全部為液相時，塔頂空氣冷卻器負荷和冷卻水消耗量變化不大。與無閥門憋壓相比，當壓力增加到2.2 MPa時，塔頂冷凝系統空氣冷卻器會額外增加5 043 MJh的負荷，增加了4.73%；冷卻水則多消耗3.39 th，增加了1.64%。當換熱器操作壓力增加時，由于閃蒸塔塔底液相出料量增加，常壓塔塔頂冷凝負荷會隨之增加，從而加大了塔頂冷凝系統的空氣冷卻負荷和冷卻水消耗量。所以閥門憋壓會額外增加冷公用工程用量和空氣冷卻器電耗。

圖5 進口壓力對常壓塔塔頂冷凝負荷的影響●—空氣冷卻器負荷； ■—冷卻水消耗量

此外，換熱器進口壓力增大，現有設備的最大允許工作壓力則是主要的限制條件[5]，需要提高設備的最大允許工作壓力以適應增高的泵出口壓力，會增大設備材料的投資費用，所以本研究對降低換熱器中原油的汽化率進行了改進。

3 二級閃蒸改進方案

針對換熱器中原油汽化的問題，從節約能耗和盡可能多地回收低溫熱的角度，采用二級閃蒸法對其進行改進。保持閃蒸塔后續裝置不變，在閃蒸塔前換熱網絡中適當位置增設一個閃蒸塔，優先蒸出一部分輕油和水。一級閃蒸塔塔底增設油泵適當增壓，防止塔底油換熱時汽化，經換熱后進入二級閃蒸塔。兩個閃蒸塔分出的輕餾分可分別進入主塔適當位置[6]，或者合并為一個物流進入常壓塔。對于偏重的原油，為了節省空間和投資，將一級閃蒸塔和二級閃蒸塔堆疊放置，如圖6所示；而對于較輕的原油，則是在初餾塔前換熱網絡中適當位置設置一個閃蒸塔，如圖7所示。增加一級閃蒸塔主要是使原油先與較低溫位的常減壓蒸餾熱物流換熱，盡量多地回收低溫熱量和提高原油換熱終溫。一級閃蒸塔把原油中的輕組分和脫鹽罐中夾帶的大部分水優先蒸出，以減輕后續原油由于換熱溫度升高而引起的汽化問題，降低換熱器操作壓力。

圖6 改進的重油工藝流程示意

圖7 改進的輕油工藝流程示意

3.1 主要工藝變量

選取原油較重的情況，對兩段閃蒸工藝進行分析，與原油較輕時采用初餾塔的情況類似。對3種操作工況進行對比，其中工況1為閃蒸塔前無閥門憋壓，工況2為閃蒸塔前閥門憋壓(憋壓1.0 MPa)，工況3為二級閃蒸。優化調整后，3種操作工況的主要參數見表3，其它操作參數與前文相同。

表3 3種工況下的操作參數

一級閃蒸塔前換熱器出口溫度依據進口壓力和壓降設定，控制其出口溫度在泡點溫度以下，以保持換熱器內原油全為液相。二級閃蒸塔和換熱器使用原有設備，保證二級閃蒸塔液相出料量不變以及換熱器內原油汽化率為0，依此調節其進口壓力和出口溫度。工況3中換熱網絡1的出口溫度可定為約160 ℃，考慮到原油輕重波動情況，將其進口壓力設為1.660 MPa。為了控制閃蒸塔液相出料量不低于工況1，將換熱網絡1′的出口溫度提升到222 ℃。一級閃蒸塔的加入使后續換熱受到的由于原油輕重波動產生的影響較小，但也要考慮操作不穩定性，設定換熱網絡1′進口壓力為1.610 MPa，避免原油汽化。在換熱器操作壓力沒有明顯提升的情況下，工況3中換熱網絡1′出口溫度比前兩種操作有所提升。兩個閃蒸塔的操作壓力基本相當，在設計閃蒸塔時，可只按照一種閃蒸塔設計，節省設計費用。當閥門憋壓降低換熱器中原油汽化率時，換熱終溫提高，其操作壓力也必須隨之提高，而操作壓力提高對換熱效果的影響在前文中已經分析。同時，操作壓力越高，換熱器材料和安全方面的投資也就越高。相比于閥門憋壓，二級閃蒸則可在降低換熱器汽化率的同時，保持換熱器進口壓力在較低水平，從而減少設備材料的投資和更換。

3.2 能耗比較

分析比較3種工況下的泵升壓電耗、換熱網絡熱負荷和常壓爐熱負荷以及常壓塔塔頂冷凝冷卻水的消耗量。換熱器憋壓時，需要提高前路中泵壓頭。泵壓頭和功率的計算式[2]如下：

(3)

Ne=QrHρg (4)式中：H為泵壓頭，m；p1和p2分別為泵進口、出口液體的壓力，Pa；ρ為原料密度，kgm3；g為重力加速度，9.8 ms2；Ne為泵的功率，W；Qr為泵的實際流量，m3s。計算得到3種工況下的能耗，結果見表4。

表4 3種操作工況下的能耗

(3)

項 目工況1工況2工況3能量∕(×104MJ·h-1) 脫鹽罐泵電耗0.1300.3830.247 閃蒸塔1塔底泵電耗0.320 閃蒸塔2塔底泵電耗0.3290.3330.328 總泵電耗0.4590.7160.895 換熱網絡1取熱量28.01925.7079.467 換熱網絡1'取熱量21.412 閃蒸塔前換熱總負荷28.01925.70730.879 換熱網絡2取熱量33.65035.55529.065 總換熱負荷61.66961.26259.944 常壓爐負荷31.48232.00029.813 泵電耗和常壓爐能耗之和31.94132.71630.708 泵電耗、換熱和常壓爐能耗和93.61093.97890.652 空氣冷卻器負荷-10.656-11.160-10.648常壓塔塔頂冷卻水消耗量∕(t·h-1)206.63210.02206.72

注：負號表示冷量消耗負荷。

為了維持換熱器長周期安全操作，工況2和工況3中泵的電耗均有所增加，但是泵電耗在常壓塔前能耗中的比例不高。前文分析得出操作壓力提高，換熱器傳熱負荷會下降。由于工況2換熱網絡壓力較高，降低了原油從換熱網絡中換取的熱量。工況3換熱網絡1的換熱終溫為160 ℃，且換熱器進口壓力小于工況2的進口壓力，所以其能回收更多的低溫熱量。加上換熱網絡1′換取的熱量，工況3在閃蒸塔前換熱網絡中回收的熱量最多，比工況2多回收5.172×104MJ/h。雖然工況3中換熱網絡2的熱負荷降低，但是換熱網絡2中的熱物流溫位較高，因此減少了對高溫位熱量的需求。

在常壓爐能耗方面，工況2最高，工況3的常壓爐熱負荷最低。與油相比水的汽化潛熱很大，當原油含水量增加1%時，需要額外多吸收熱量，會使原油換熱溫度降低10 ℃，相當于加熱爐熱負荷增加5%左右[7]。原油換熱時水很容易過熱，水的相對分子質量遠小于油品平均相對分子質量，原油中少量水汽化后體積急劇增大，會形成很大阻力，不但增加系統壓力降和動力消耗，而且會造成原油流量下降、換熱系統壓力增大，嚴重時會造成換熱器憋漏。表5為閃蒸塔產品水含量對比，二級閃蒸工況下，一級閃蒸塔已經分離出原油中76%的水分，二級閃蒸塔塔底油的水只占原油總含水量的2%。相比于前兩種工況，二級閃蒸避免了輕組分和水的多次加熱，使其直接進入常壓塔頂部較低溫度的位置，降低了加熱爐熱負荷，對原油含水量波動也非常有利。因為二級閃蒸能把更多的輕組分和水分蒸出，不經過后續換熱網絡和常壓加熱爐，所以工況3為常壓爐節省了燃料。與無閥門憋壓相比，二級閃蒸的常壓爐熱負荷共減少了5.30%。

表5 閃蒸塔產品水含量

在常壓塔塔頂冷凝系統能耗方面，由于二級閃蒸法使原油帶入常壓塔的能量稍有降低，塔頂冷凝負荷也會降低，與閥門憋壓工況相比節約了電能和冷卻水。所以從節約能耗和資源方面來看，二級閃蒸法比簡單的閥門憋壓更有優勢。

3.3 設備投資分析

在設備投資方面，主要考慮泵、閃蒸罐和換熱器投資。由于換熱網絡情況復雜多樣，在估計換熱器投資費用時，按照換熱最小溫差25 ℃估算其換熱器面積，以換熱器BESX(Y)1300-2.5-560-6/19-6REa(b)估算其投資費用。泵根據進料流量和揚程選取并估價，設備投資見表6。由表6可見：與工況1相比，工況2泵的投資增加，其換熱面積也有所增加；工況3雖然增加了泵和閃蒸罐投資，但是由于閃蒸塔后續換熱網絡的熱負荷下降，其設備投資與工況2相比有所下降。此外，由于閥門憋壓法的操作壓力升高，管道等的壁厚增加，安全方面投資也會增加，工況3的經濟效益仍很可觀。

表6 設備投資

4 結 論

(1)常減壓蒸餾裝置閃蒸塔前閥門憋壓操作雖然能降低原油在換熱器中的汽化率，但隨著換熱器進口壓力提高，會帶來一些問題。利用PRO/Ⅱ流程模擬軟件對閃蒸塔前憋壓操作進行模擬，結果表明：隨著換熱器進口壓力從1.2 MPa提高到2.2 MPa，閃蒸塔前原油從換熱網絡回收的熱量減少8.24%，與其進行換熱的常減壓蒸餾產品出裝置溫度則會相應提高，不利于低溫余熱的回收，還會增大冷公用工程消耗量；閃蒸塔液相出料量增加，常壓爐負荷增加1.65%，常壓塔塔頂冷凝負荷增加4.73%、冷卻水量增加1.64%；換熱器進口壓力增大還會增加設備材料的投資費用。

(2)改進的二級閃蒸法可在降低換熱器中原油汽化率的同時，保持換熱器進口壓力在合理水平，可從換熱網絡中回收更多低溫熱量，降低閃蒸塔塔底出料水含量，使其更易于適應原油含水量波動，與閥門憋壓相比，常壓爐熱負荷減少5.30%。

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INFLUENCE OF OPERATING PRESSURE OF HEAT EXCHANGER BEFORE PREFLASH COLUMN ON HEAT EXCHANGE EFFICIENCY OF CRUDE OIL

Jia Chaojie， Liu Yansheng， Pu Xinyun， Wu Lehuan

(StateKeyLaboratoryofHeavyOilProcessing，ChinaUniversityofPetroleum，Beijing102200)

The oil vaporization of crude oil in heat exchanger often causes lots of problems. Domestic refineries often use pressure holding valves to build the higher pressure in the heat exchanger before pre-flash column to reduce the rate of oil vaporization， but the higher pressure has certain adverse impact on the efficiency of heat exchange. The simulative analysis was conducted for a heat exchanger with pressure holding valves before pre-flash column of a 12.0 Mt/a crude oil distillation unit by PRO/Ⅱ software. The results show that with the inlet pressure of heat exchanger rising from 1.2 MPa to 2.2 MPa， the energy recovered from the heat exchanger network reduces by 8.24% and the subsequent atmospheric furnace load increases by 1.65%， the air cooler load and cooling water are increased by 4.73% and 1.64%， respectively. Two stage pre-flash drums solution is suggested to solve the problem. The results of three cases were compared with or without pressure holding valve and the two pre-flash drums solution. The results indicate that the two stage pre-flash drums solution can not only maintain the operating pressure in a reasonable range， but also recycle more low-temperature heat， and the atmospheric furnace load is reduced by 5.30%.

heat exchanger； oil vaporization； pressure holding valve； two pre-flash drums

2015-06-15； 修改稿收到日期： 2015-08-12。

賈超杰，碩士研究生，研究方向為油氣加工工藝與工程。

劉艷升，E-mail：wsuper@cup.edu.cn。

國家自然科學基金面上項目(21176248)。