催化裂化裝置用能問題分析與探討

黃明富　于型偉　王弘歷　李向進　（中國石油天然氣股份有限公司規劃總院）

催化裂化裝置用能問題分析與探討

黃明富于型偉王弘歷李向進（中國石油天然氣股份有限公司規劃總院）

121.95%，雖然燒焦熱量大部分能夠回收利用，但仍有一部分熱量通過散熱、排煙等方式損失，是裝置能耗高的一項重要原因。焦炭產率主要由原料性質和操作條件2方面的因素決定。混合原料的康氏殘炭、環烷烴、膠質和瀝青質的質量分數分別達5.47%、35.09%、5.32%和1.59%，鎳和釩的質量分數分別為3.12 ug/g和1.10 ug/g，研究表明原料中康氏殘炭的50%～100%將轉化為焦炭，環烷烴、膠質、瀝青質、鎳和釩含量高相應也會增加焦炭產率。分析認為應結合原油優化和煉油生產全過程優化，綜合解決催化原料性質差的問題，來提高裝置液收同時降低裝置能耗。

催化劑活性、原料霧化效果、催化劑汽提效果、反應溫度和在提升管的提留時間是影響焦炭產率的主要操作因素。裝置反應器采用2段提升管并聯操作，新鮮原料進入一段提升管，回煉油進入二段提升管，裝置經技改后一段提升管加粗加長了，核算原料經過一段提升管的停留時間為3.11 s，遠大于設計停留時間1.6 s，回煉油經過二段提升管的停留時間為2.18 s，也大于設計停留時間1.6 s。反應停留時間長是增加催化焦炭產率的操作因素之一。分析認為應重新對提升管進行核算并改造，使反應停留時間合適。

霧化蒸汽的作用是將原料霧化使之與催化劑充分接觸，霧化蒸汽量小原料不能充分反應，焦炭產率會增加，霧化蒸汽量大浪費能源且容易造成催化劑水熱失活。一段提升管和二段提升管的進料量分別是164.5 t/h、46.5 t/h，霧化蒸汽的量分別是8.05 t/h、3.00 t/h，與進料的比例分別為4.89%、6.45%。霧化蒸汽與進料的比例最佳實踐值是4%，二段提升管霧化蒸汽的量均有一定的優化空間。可考慮逐步降低霧化蒸汽量，監測再生器床層的溫度變化來判斷霧化效果，若床層溫度上升較快，則說明生焦量有所增加，霧化效果差，應再適當增加霧化蒸汽，若床層溫度變化不大，則說明降低霧化蒸汽后對霧化效果影響不大。

催化劑汽提蒸汽的作用是利用蒸汽將催化劑孔隙中的油氣置換出來，減少裝 置焦炭產率，提高液收。裝置催化劑汽提蒸汽量為10.8 t/h，與進料的比例是5.12%。催化劑汽提蒸汽與進料的比例最佳實踐值是3%，催化劑霧化蒸汽存在一定的優化空間。可考慮逐步降低汽提蒸汽的量，監測再生器床層的溫度變化來判斷汽提效果，若床層溫度上升較快，則說明降低汽提蒸汽后汽提效果變差焦炭產率增加了，若床層溫度變化不大，則說明降低汽提蒸汽后對汽提效果影響不大。另外造成汽提蒸汽量大一個原因是蒸汽的溫度只有310℃，溫度越低汽提效果越差，可考慮增加再生器內取熱器蒸汽過熱盤管的面積，來提高蒸汽過熱溫度，降低蒸汽消耗。

2.2煙氣能量回收系統用能問題

煙機入口蝶閥的開度為51%，雙動滑閥的開度為6%，根據煙機做功和主風機受電等數據核算，煙氣經雙動滑閥走煙機旁路的量占總煙氣量的27.9%，即這部分煙氣沒有進煙機做功直接進入余熱鍋爐。煙機做功能力差導致主風機需從電網受電2443 kW，為減少主風機的耗電量，應優化再生器壓力控制方案，在保證能夠平穩控制兩器壓力以及煙機平穩運行的前提下，通過關小雙動滑閥的開度并增大煙機入口蝶閥的開度來增加煙機的做功減少主風機受電，甚至實現對外輸電。

煙氣經煙機做功后分2路分別進入新余熱鍋爐和舊余熱鍋爐，新、舊余熱鍋爐的排煙溫度分別是220℃、200℃，排煙溫度均較高，排煙熱損失較大。新、舊余熱鍋爐排煙溫度偏高的主要原因是省煤器積灰嚴重傳熱效率降低，省煤器面積偏小換熱能力差，應加強吹灰器吹灰頻率，整體更換省煤器模塊，來降低排煙熱損失。

3　分餾及換熱網絡用能問題分析與探討

3.1分餾部分用能問題

主分餾塔頂冷卻和頂循環取熱屬于低溫段取熱，一中循環、二中循環和油漿循環取熱屬于高溫段取熱。裝置高溫段取熱占全塔總取熱量的比例為47.89%，最佳實踐值為50%，分析認為高溫段取熱量偏小，對應低溫段取熱量偏大，分餾塔的熱量利用效率沒有達到最佳。經模擬計算，通過降低頂循環量、一中循環量，開啟二中循環用于發生中壓蒸汽，二中循環取熱量可達到20.9 GJ/h，可發生約9 t/h的3.5 MPa飽和中壓蒸汽，見表2。

表2　主分餾塔取熱情況

3.2吸收穩定系統用能問題

富氣壓縮機為利舊設備，喘振較為嚴重，為防止壓縮機在喘振點附近操作不得不將反飛動閥開度加大至20%以上，最佳實踐值約為5%，大量的壓縮富氣在打循環，無用功做的多，同時該壓縮機運行效率較低，見表3。

表3　富氣壓縮機核算結果

從表3可以看出，富氣壓縮機一段和二段效率均較低。為徹底解決壓縮機喘振嚴重及效率低下的問題，需根據富氣的組合和流量對壓縮機進行技術改造。在操作方面可降低壓縮機入口溫度和降低壓縮比即提高氣壓機入口壓力，保持壓縮機穩定操作，盡量關小反飛動閥的開度。

富氣壓縮機驅動透平為凝氣式的，效率較低，3.5 MPa中壓蒸汽耗量為16.7 t/h，同時消耗大量的循環水。若改為背壓式的透平，可大幅提高效率，同時節約大量循環水消耗，但改為背壓式透平中壓蒸汽耗量會大幅度增加，同時輸出等量的低壓蒸汽，應綜合考慮企業蒸汽平衡情況。

吸收穩定系統負荷較大，除處理本裝置的富氣和粗汽油外，還處理常減壓、重整、加氫裂化和異構化等裝置不凝汽及輕油，應優化相關裝置操作減少不凝氣和輕油的產量，提高企業效益，降低能耗。

3.3換熱網絡問題

頂循經過換熱器E2206/AB、E2206/CD與熱水換熱，然后再經換熱器E2212與循環水換熱后返塔，見圖1。

圖1　頂循換熱流程

模擬計算頂循37.07 GJ/h的熱量被熱水取走，剩余8.33 GJ/h的熱量通過循環水冷卻，被循環水冷卻的這部分熱量不僅沒有得到利用還消耗了大量的循環水。臨近氣體分離裝置的脫丙烷塔塔底溫度約103℃，再沸器用了5.6 t/h的低壓蒸汽，熱負荷約11.72 GJ/h。從溫位、距離、操作平穩性和開工同步性等方面考慮，頂循與氣體分餾裝置熱聯合具有可行性，頂循與氣體分餾裝置熱聯合后再返回催化裝置走原有流程。頂循在操作方面可采用“大流量、小溫差”的方式，增加循環量提高返塔溫度，盡量減少循環水冷卻負荷。

一中先經換熱器E2310作穩定塔底再沸器熱源，再經換熱器E2217與熱水換熱后返塔，見圖2。

圖2　一中換熱流程

一中43.69 GJ/h的熱量用于穩定塔再沸器熱源后，剩余11.11 GJ/h的熱量通過熱水取走。一中溫位較高用于發生低溫熱水，熱量利用效率不高。同時熱水系統熱量過剩，還需要通過空冷控制熱水返回裝置取熱的溫度，夏季工況熱量過剩現象更為嚴重。吸收穩定系統解吸塔塔底再沸器消耗了7.7 t/h的1.0 MPa蒸汽，負荷約17.75 GJ/h，可考慮在解吸塔塔底再增加1臺再沸器，取消一中與熱水換熱流程，利用一中這部分熱量作解吸塔再沸器的部分熱源，再利用解吸塔原有再沸器通過調整蒸汽量控制塔底產品質量，實現節約蒸汽的目的。

4　結論

1）結合原油優化和煉油生產全過程優化，綜合解決催化原料性質差的問題，提高液收、降低能耗是該裝置節能增效的最大潛力點。

2）霧化蒸汽量、汽提蒸汽量、煙機做功量、余熱鍋爐排煙溫度、主分餾塔取熱、補充吸收劑量存在操作優化的空間。

3）提升管、富氣壓縮機通過技術改造后以及頂循、一中換熱流程通過優化改造后可大幅降低裝置能耗。

4）通過操作優化和技術改造，預計能夠減少6 t/h低壓蒸汽消耗，增加8 t/h中壓蒸汽輸出，增加低溫熱輸出12.5 GJ/h，減少循環水消耗480 t/h，合計能夠降低裝置能耗9.17 kg/t。

（編輯杜麗華）

2016-01-27