天津石化煉油節能優化措施及節能效果

高曉玲

（中國石化天津分公司天津300270）

天津石化煉油節能優化措施及節能效果

高曉玲

（中國石化天津分公司天津300270）

天津石化煉油部正在運行的生產裝置包含兩套常減壓、兩套加氫裂化、重整抽提、兩套延遲焦化、兩套柴油加氫、蠟油加氫、航煤加氫、一套硫磺回收等主要裝置及儲運系統和公用工程系統。近年煉油部實施的主要節能項目有：重整抽提裝置乙烯裂解汽油分餾塔底重沸器和甲苯塔底重沸器Ⅱ改造為高通量管換熱器，熱源由3.5MPa蒸汽改為1.0MPa蒸汽；蒸汽管網優化項目；2號常減壓減壓塔節能改造；空冷風機節能改造；循環水系統改造；2號延遲焦化裝置熱出料流程優化。針對煉油部在低壓蒸汽平衡、蒸汽管網運行方面存在的問題提出了改進措施；提出了節電優化措施；分析了低溫熱利用方面存在的潛力，提出優化建議。

節能優化；蒸汽平衡；低溫熱

引言

天津石化煉油部正在運行的生產裝置包含兩套常減壓、兩套加氫裂化、重整抽提、兩套延遲焦化、兩套柴油加氫、蠟油加氫、航煤加氫、一套硫磺回收等主要裝置及儲運系統和公用工程系統。煉油新區實現了高度熱集成，上下游裝置實現直供料，2號柴油加氫裝置精制柴油作為航煤加氫分餾塔底熱源。在低溫熱利用方面，設立高溫熱媒水系統，回收新區加氫裝置低溫熱，用來加熱熱電部除鹽水，也可作為2號氣體分餾裝置脫丙烯塔底熱源。設立低溫熱媒水系統，回收2號延遲焦化裝置的低溫熱，冬季為新區裝置采暖伴熱提供熱源，夏季為溴化鋰機組供熱。本文介紹了天津石化煉油部近年實施的節能優化項目，分析了在低壓蒸汽平衡、蒸汽管網運行方面存在的問題及裝置低溫熱利用方面存在的潛力，并提出優化建議。

1 近年實施的主要節能項目

1.1 節汽項目

1.1.1 煉油部重整抽提裝置工藝優化改造項目

2016年大修前非伴熱季節天津石化煉油部1.0MPa蒸汽過剩，除外送化工部、水務部、聚醚部及行管區約40t/h蒸汽外，約有10-20t/h 1.0MPa蒸汽放空。

100萬噸/年重整抽提裝置重整循環氫壓縮機蒸汽透平背壓產生1.0MPa蒸汽約71 t/h，除少量自用外，剩余絕大部分外送，蒸汽壓力1.0-1.05MPa，蒸汽溫度約295℃。2016年大修前重整抽提裝置乙烯裂解汽油分餾塔底兩臺重沸器504-E-405A，B和甲苯塔塔底重沸器Ⅱ504-E-606采用3.5MPa蒸汽作熱源，乙烯裂解汽油分餾塔底重沸器冷測的出口溫度為171℃，甲苯塔塔底重沸器冷測的出口溫度141℃。2016年大修重整抽提裝置乙烯裂解汽油分餾塔底兩臺重沸器和甲苯塔底重沸器Ⅱ的熱源由3.5 MPa蒸汽改為裝置自產1.0MPa背壓蒸汽（因裝置自產背壓蒸汽壓力、溫度穩定），同時兼顧3.5 MPa蒸汽工況，重沸器型式由普通型改為適合低溫差換熱的高通量管換熱器，高通量管的總傳熱系數明顯優于普通換熱管。

表面多孔高通量換熱管強化傳熱機理：表面多孔管是采用粉末冶金方法在普通光管表面燒結一薄層功能多孔層，能夠顯著提高沸騰換熱效率。沸騰傳熱速率與傳熱面產生氣泡的速度密切相關，表面多孔管有無數個人造汽化核心，大大加速了氣泡生產速度。相互連通的多孔層在氣泡長大和逸出的同時，因虹吸作用，加速了局部液體的攪動，產生整體對流傳熱。表面多孔層增大了微觀傳熱面積，且多孔層為導熱系數高的金屬材料[1]。乙烯裂解汽油分餾塔底重沸器、甲苯塔重沸器改造前的普通型換熱器和改造所采用的高通量管換熱器參數對比見表1：

表1 乙烯裂解汽油分餾塔底重沸器、甲苯塔重沸器改造前的普通型換熱器和改造所采用的高通量管換熱器參數對比

節能效果：項目投用后，兩塔耗汽節約6.4%，重整抽提裝置1.0MPa蒸汽外送減少15-17t/h，在非伴熱季節外送化工部及行管區1.0MPa蒸汽40t/h情況下，實現了全廠1.0MPa蒸汽平衡，2017年非伴熱季節全廠3.5MPa蒸汽外購量同比下降。在外送化工部及行管區1.0MPa蒸汽線上有備用減溫減壓蒸汽補入點，以保證蒸汽使用單位的需求。

1.1.2 伴熱蒸汽改造項目

2號焦化裝置儀表蒸汽伴熱改水伴熱，熱源為低溫熱媒水。重整抽提裝置將部分蒸汽伴熱改造為水伴熱，伴熱改造鋪設熱媒水總管進裝置，同時鋪設熱媒水分支管線到汽站、回水站。此兩個項目冬季節省1.0MPa汽4t/h。

1.1.3 蒸汽管網優化項目

煉油部外購熱電部3.5MPa蒸汽由熱電部通過28號線、30號線、31號線送往煉油部，向煉油新區供汽的中壓蒸汽管線30、31號線（2*DN600），單線設計能力：240t/h。目前30、31號線兩條線輸汽總量：夏季240t/h，冬季250t/h，雙線均運行。向煉油部老區供汽的28號線（DN450）設計能力130t/h，目前實際負荷：夏季76t/ h，冬季96t/h。在煉油部邊界分別在30號線、31號線與28號線間增加DN450跨線，停運28號線在熱電部與煉油部之間管線，煉油部老區蒸汽負荷由30號線、31號線承擔，30、31號線負荷：夏季316t/h，冬季346t/h，3.5MPa蒸汽線熱損下降。

取消天津石化老區1.8MPa蒸汽管網優化改造。熱電部供化工部1.8MPa蒸汽為3.5MPa蒸汽減溫減壓獲得，管網蒸汽流量低，輸送距離遠，蒸汽熱損失較大。煉油新區蠟油加氫裝置處在中壓蒸汽管網中部，在2號硫磺外送蒸汽和管網蒸汽的交匯處，此兩股蒸汽方向相反，造成蠟油加氫邊界中壓蒸汽流速低，蒸汽溫度偏低。公司對蒸汽管網進行整體優化改造：從煉油部熱力站減溫減壓器前引出3.5MPa蒸汽，引煉油部1.0MPa蒸汽與其噴射混合獲得1.8MPa蒸汽，1.8MPa蒸汽送化工部，停運熱電部供化工部1.8MPa蒸汽管線。項目目的：一是停運熱電部供化工部1.8MPa蒸汽管線，改由煉油部供汽，由于化工部與煉油部相鄰，減少了蒸汽管網損失。二是提高蠟油加氫邊界中壓蒸汽流量，提高蠟油加氫邊界中壓蒸汽溫度，現蠟油加氫邊界中壓蒸汽溫度約為370℃。三是消耗了1.0MPa蒸汽，有利于煉油部1.0MPa蒸汽平衡。

存在問題：原設計汽汽引射器參數為;3.5MPa蒸汽26.2 t/h、1.0MPa蒸汽3.8t/h、減溫水0.44 t/h，輸出1.8 MPa蒸汽30.44 t/h。因化工部1.8MPa蒸汽需求下降到約12 t/h，引射1.0MPa蒸汽流程沒能投用，送化工部1.8MPa蒸汽由3.5MPa蒸汽減溫減壓產生。

1.2 裝置流程優化項目

1.2.1 3號常壓塔增設常四線抽出

常壓塔增設常四線抽出，常四線餾出經一次換熱后，送入減一中填料床層上方，通過減一線和減二線分別回收常四線中的柴油餾分和蠟油餾分，常四線餾出經一次換熱后，也可作為加氫裂化原料直接與減二線合并出裝置，減少了減爐燃料消耗。

1.2.2 2號延遲焦化裝置頂循增加汽油出裝置跨線

2號延遲焦化裝置由于粗汽油泵設計輸送能力限制，裝置產的粗汽油量較大，粗汽油泵不能及時送至吸收穩定系統，從而不得不將粗汽油壓入柴油中。增加頂循線至汽油出裝置跨線，將一部分粗汽油直接經頂循送出裝置，一方面降低粗汽油泵負荷，另一方面粗汽油從頂循直接出裝置不經過空冷水冷等進一步冷卻，僅循環水就可以節約至少23t/h；頂循抽出溫度大于150℃，可以提高汽油熱出料溫度。

1.3 節電項目

空冷器軸流式風機節能改造項目：對煉油部6套裝置29臺效率低、夏季運行無備臺、運行功率較大的空冷風機進行改造，選用高效風機扇葉，對輪轂進行更換，改造風機總功率1275KW，節電率約12%。

1.4 節約燃料項目

2號常減壓減壓塔更換低壓降填料

采用深圳達成科技新型填料，將減壓塔原四段填料全部更換為低壓降填料，降低減壓塔全塔壓降，減小減壓塔進料段壓力，從而降低減壓爐出口溫度，達到改善減壓塔的操作和減少減壓加熱爐燃料消耗的目的。項目投用后，減壓塔的壓降降低約5mmHg，常底油進減壓爐溫度349℃，減爐出口溫度由378℃降低到371℃，燃料消耗降低56kg/h，年節約燃料470噸。

1.5 循環水改造項目

蠟油加氫裝置兩臺新氫機的一、二級冷卻器冷卻水均并聯供給，根據現場實測，循環水溫升較低，增上項目將一、二級冷卻器的循環水串聯使用，降低循環水用量。蠟油加氫裝置K301A/B膜分離氫壓縮機為2級壓縮，每臺壓縮機中間有1臺級間水冷器，級間水冷器進回水溫差不高，用水量較大。K301A/B每臺壓縮機配有自己的電機水冷系統，將K301A電機水冷的循環水回水供給壓縮機的級間水冷器作進一步利用，同時K301A的循環水回水可供給K301B壓縮機的級間改串聯水冷作進一步利用，最大限度的節省壓縮機的循環水用量。

3#常E-201W減頂回流水冷器與E-401W封油冷卻器兩水冷器由并聯改串聯。另外水冷器由并聯改串聯的涉及2號加氫裂化4臺水冷器、2號柴油加氫兩臺水冷器。

2 能源利用方面存在的問題及下一步改進措施

2.1 非伴熱季節1.0MPa蒸汽平衡問題

表2 新區潤滑油站透平泵蒸汽用量

在非伴熱季節，重整抽提裝置乙烯裂解汽油分餾塔底兩臺重沸器和甲苯塔塔底重沸器Ⅱ熱源由3.5 MPa蒸汽改為1.0MPa蒸汽后，在向化工部及行管區輸送外40t/h 1.0MPa蒸汽情況下，煉油部實現了1.0MPa蒸汽平衡。但在化工部調整生產，蒸汽需求下降情況下，煉油部1.0MPa蒸汽存在放空情況，1.0MPa蒸汽管網操作彈性小。

增加1.0MPa蒸汽管網操作彈性措施：

重整抽提裝置B系列抽提蒸餾塔塔底重沸器現采用2.2MPa蒸汽（3.5 MPa蒸汽減溫減壓產生），塔底物料由145℃被加熱至166℃，建議重沸器型式由普通型改為適合低溫差換熱的高通量管換熱器，塔底熱源改為本裝置自產1.0MPa背壓蒸汽（因裝置自產背壓蒸汽壓力、溫度穩定），以降低裝置蒸汽能耗，裝置1.0MPa蒸汽外送量減少12t/h，利于煉油部1.0MPa蒸汽平衡，提高煉油部1.0MPa蒸汽管網操作彈性問題。

針對1.8 MPa蒸汽汽汽引射器因負荷低不能抽引1.0MPa蒸汽問題，根據化工部1.8 MPa蒸汽需求量，可在原汽汽引射器旁并聯增加一低負荷汽汽引射器，實現1.0MPa蒸汽引射，利于煉油部1.0MPa蒸汽平衡。

2.2 0.45MPa蒸汽平衡問題

煉油部0.45MPa蒸汽為新區2號延遲焦化富氣壓縮機、2號加氫裂化循氫機、蠟油加氫循氫機的汽輪機及壓縮機組配套潤滑油站小透平背壓產生，另外裝置蒸汽發生器產少量0.45MPa蒸汽，系統配有0.45MPa減溫減壓蒸汽流程。0.45MPa蒸汽用戶是3號酸性水汽提、2號氣體脫硫和2號硫磺回收，非伴熱季節全廠約有5t/h 0.45MPa蒸汽放空。新區潤滑油站透平耗汽量及透平參數見表2、表3

表3 新區潤滑油站透平泵參數

改進措施：目前新區2號延遲焦化、2號加氫裂化、重整裝置共4臺透平泵在運行，3.5MPa蒸汽耗量11t/ h，4臺潤滑油透平泵備用電泵用電量122.5kW。裝置所屬的變電所目前有兩路進線，具備潤滑油站設置兩臺電泵的供電條件。將目前的一電一汽潤滑油泵的配置，改為兩臺電泵，當一路電失電時，連接在另一路進線的備用泵可以及時啟動保證潤滑油的正常供應。因此，可以將這4臺汽輪機改為電機，可以減少0.45MPa背壓蒸汽的產生，消除蒸汽放空，降低3.5MPa蒸汽用量11t/h，改造后將增加4臺泵電機耗電約122.5kW。根據工藝需求可調整0.45MPa減溫減壓蒸汽并網量。

2.3 裝置低溫熱利用現狀及改進措施

天津石化煉油部現有部分低溫熱沒有利用，低溫熱分布情況見表4。其中，1號加氫裂化裝置未轉化油、2號加氫裂化裝置精制柴油、2號延遲焦化分餾塔頂餾出低溫熱量較大。

改進措施：增上2號加氫裂化精制柴油、2號焦化分餾塔頂油氣與熱媒水換熱器，回收低溫余熱，換熱升溫后的熱媒水并入低溫熱媒水系統。

2.4 節電

煉油部現電單耗為52.13kwh/t原料油，還有節電潛力。加氫精制裝置現運行的有260萬噸/年柴油加氫、200萬噸/年柴油加氫，原料為直餾柴油、焦化汽柴油、直餾航煤、催化柴油。40萬噸/年汽柴油加氫和40萬噸/年柴油加氫停運。260萬噸/年柴油加氫負荷率為83.5%、200萬噸/年柴油加氫負荷率為67.7%。

優化措施：按原油加工量1200萬噸/年測算，將40萬噸/年汽柴油加氫改造為焦化汽油加氫，40萬噸/年柴油加氫改造為航煤加氫，改造后兩套加氫裝置操作壓力降低，停運新氫機。停運200萬噸/年柴油加氫，260萬噸/年柴油加氫負荷率上升至108%，260萬噸/年柴油加氫每兩年更換加氫催化劑，可保證加氫精制裝置產品合格。措施實施后可年節電2000萬度，節汽3t/h，減少1.0MPa蒸汽并網21t/h，利于煉油部夏季1.0MPa蒸汽平衡，提高煉油部蒸汽管網操作彈性。

表4 煉油部低溫熱分布情況

結語

天津石化煉油部在采取了以上節能措施后，春季及秋季低溫熱媒水系統熱量沒有被充分利用，夏季高溫熱媒水系統熱能利用還有潛力。目前，天津石化正在規劃中的改擴建項目，包括重油催化、氣體分餾、渣油加氫、制氫、烷基化等裝置，應在項目設計中做好低壓、低低壓蒸汽平衡及低溫熱利用統籌規劃工作，實現新老裝置的熱聯合。

[1]譚集艷.對二甲苯裝置中高通量管強化傳熱技術〔J〕.石油化工設備，2007，36（3）：81-83

高曉玲，高級工程師，1987年畢業于河北工業大學石油加工專業，主要從事節能及工藝管理工作。