常減壓裝置中段取熱優化的碳排放驅動效果分析

王子健，，劉烜辰，楊川京，杜永鑫，姜冠倫，葉劍云

（1.中國石油大學（北京）理學院，北京 102249；2.中石化節能技術服務有限公司，北京 100013）

隨著人口壓力和能源需求的逐漸增大，環境問題越來越成為限制經濟發展的主要因素。為此我國簽訂了諸如《京都協定書》[1]和《哥本哈根協議》等與各國合作共同實現減排目標的條約。石化行業是我國工業部門中能源消耗占比最大的行業之一[2]，常減壓工藝作為原油分餾過程的重要環節，因處理量和能耗占比較大而成為學者們廣泛研究的課題。Aspen PIMS[3]和GIOPIMS[4-5]作為裝置集成優化的軟件被廣泛應用，王如強[6]等在生產規劃基礎上引入了企業利潤的因素使其更符合企業生產運行的需要；董曉楊等[7]建立了實沸點切割非線性模型進行常減壓裝置的集成優化；郝亞蘋[8]等分析了中段取熱對側線產品收率的影響，但在優化的過程中并未對利潤以及產品碳排放等因素進行分析。文章基于Aspen Plus流程模擬軟件及其相關組件，分析了不同中段取熱條件對裝置凈利潤以及碳排放量變化的影響，為企業在保證經濟效益的同時限制碳排放提供理論基礎。

1 工藝生產簡介及模型建立

以某煉化企業3#常減壓裝置為例，初餾塔塔頂、常壓塔塔頂以及減壓塔塔頂都會產出少量輕烴，初餾塔和常壓塔塔頂產品為石腦油；常一線、常二線和常三線產品分別為航空煤油、輕柴油和重柴油；減一線、減二線、減三線以及減底產品分別為重柴油、輕蠟油、重蠟油以及減壓渣油。工藝流程如圖1所示。

1.1 裝置凈利潤核算標準的建立

假設側線產品與原油價格差為w，由于企業缺乏相關的核算數據，該部分經濟核算采用More R.K.[9]等人采用的數值。支出費用主要包括換熱器維護和折舊費用的變化，由Aspen Energy Analysis計算，如式（1）、（2）和（3）所示[10]，裝置凈利潤計算可簡化為式（4）；公用工程費用的變化仍然采用More R.K.等人使用的數值以保證核算標準的一致性，具體數值如表1所示。其中美元匯率按1∶7折算；式（1）中a，b，c分別取1 500，5 000，0.83[11]；式（2）中收益率ROR取10%，設備使用年限PL取15年[12]。

圖1 常減壓裝置工藝流程

表1 產品及公用工程價格估算[11]

式中：Ki—換熱設備費用，元/a；Ai—換熱設備換熱面積，m2；Si—換熱設備殼程數，無量綱；AF—年因子，無量綱；ki—換熱設備維護及折舊費用，元/年；p—裝置凈利潤，元/a。

1.2 裝置碳排放核算標準的建立

溫室氣體排放的計量方法主要包含兩大類[13]：1）基于計算的排放因子法和物料平衡法；2）基于測量的方法。針對全套裝置進行排放統計時應用“測量法”統計相對困難，因此統一采用排放因子法進行計算。碳排放核算標準遵循SH/T 5000－2011《石油化工生產企業CO2排放量計算方法》[14]和GB/T 50441－2016《石油化工設計能耗計算標準》[15]進行核算。其中低位熱值參照GB/T 2589－2008《綜合能耗計算通則》[16]，根據上述核算標準計算常減壓裝置CO2排放系數，結果如表2所示。

根據表2數據，結合企業能耗統計數據得知，該企業3#常減壓裝置按照年開工8 400 h計算CO2排放量為225 292 t CO2/a，其中燃料氣、電以及蒸汽碳排放居于主導地位。以上分析結論為下文進行中段取熱優化對凈利潤和碳排放的影響分析提供了理論基礎。

2 中段取熱優化分析

采用PetroFrac石油精餾模型以及適用于低壓體系的BK-10方程對常減壓裝置進行模擬，模擬過程基于以下4點假設：①原油由各側線產品混合而成進行模擬；②電脫鹽工藝前后原油熱容保持不變；③中段取熱優化對循環水和燃料氣使用量變化的影響最為明顯，其他因素暫不計入；④換熱網絡流程優化前后保持不變。

表2 常減壓裝置CO2排放計算依據

2.1 常壓塔中段取熱優化分析

在優化初餾塔進料溫度、蒸汽汽提量以及初餾塔側線抽出量等工藝參數的基礎上，分析常壓塔高溫位中段取熱比例對裝置的凈利潤和碳排放的影響，如圖2所示，其中美元匯率按照1∶7進行核算。

由圖2中信息結合常壓塔換熱流程可知，常二中參與初底油換熱，隨著常二中取熱比例的增加，原油進入常壓爐的溫度提高，從而導致常壓爐負荷的降低，降低了燃料氣的使用量，因此燃料氣的減排量逐漸增加；同時常頂循和常一中只參與脫前和脫后原油換熱，隨著取熱比例的降低，為了在原換熱網絡的基礎上保持脫前原油和脫后原油的換熱終溫不變，需要更大的換熱面積，因此換熱設備的投資總額逐漸增加；與此同時減少了低溫熱的產生，降低了循環水的使用量，所以循環水的減排量逐漸增加[17]。常壓塔輕油拔出率隨常二中取熱比例變化基本不變。綜上所述，裝置取熱比例與裝置減排量和凈利潤均呈正相關，因此當常二中取熱比例從33.1%提高到38.1%時，可增加約1 300萬元/年凈利潤的同時，減小約4 117 t CO2/a碳排放。

2.2 減壓塔中段取熱優化分析

對其他參數優化后的減壓塔進行中段取熱分析如圖3所示。

由圖3中信息結合減壓塔換熱流程可知，減二中、減三中以及減渣參與初底油換熱，隨著減三中取熱比例的增加，原油進入減壓爐的溫度提高，從而導致減壓爐負荷的降低，降低了燃料氣的使用量，因此燃料氣的減排量逐漸增加；同時減一中和減二中取熱比例會降低，為了在原換熱網絡的基礎上保持脫前原油和脫后原油的換熱終溫不變，需要更大的換熱面積，因此換熱設備的投資總額逐漸增加；與此同時減少了低溫熱的產生，降低了循環水的使用量，所以循環水的減排量逐漸增加。與常壓塔不同的是，減壓塔過氣化率相對較低，減三中取熱的增加會降低減壓塔的輕油拔出率，經核算凈利潤逐漸降低。綜上所述，裝置取熱比例與裝置減排量呈正相關，而與凈利潤呈負相關。優化原則為限制碳排放在合理范圍內的同時盡可能地提高企業利潤，因此可將減三中取熱比例由40.0%降低到35.4%時，雖增加約644 t CO2/a排放，但增加約1.33億元/年凈利潤。對優化前后工況進行工藝指標和操作彈性分析，如表3所示。

圖2 常壓塔中段取熱分析

圖3 減壓塔中段取熱分析

表3 優化前后參數對比[17]

由表3可知，在其他工藝參數優化的基礎上，通過中段取熱優化調整后產品的工藝指標符合生產要求，產品產率也在下游裝置操作彈性范圍內，因此該優化存在實施的可行性。

3 結論與展望

在傳統的成本利潤核算的基礎上，結合國標和行標的相關標準，綜合考慮碳排放因素得到以下結論。

1）由于常壓塔過氣化率相對較高，在一定操作范圍內，隨著常二中取熱比例的增加，燃料氣碳排放量逐漸降低，循環水碳排放量逐漸降低，因此總排放量逐漸降低；輕油拔出率基本不變，經核算凈利潤逐漸升高。因此當常二中取熱比例從33.1%提高到38.1%時，可增加約1 300萬/a凈利潤的同時，減小約4 117 t CO2/a的裝置排放。

2）由于減壓塔過氣化率相對較低，在一定操作范圍內，隨著減三中取熱比例的增加，燃料氣碳排放量逐漸降低，循環水碳排放量逐漸降低，因此總排放量逐漸降低；但輕油拔出率逐漸下降，經核算凈利潤逐漸降低。通過對減壓塔凈利潤和裝置排放進一步分析，確定當減三中取熱比例由40.0%降低到35.4%時，雖然增加約644 t CO2/a裝置排放，但增加約1.33億元/a凈利潤。

通過調整常壓塔和減壓塔中段高溫位取熱比例，共可減少3 473 t CO2/a裝置排放，約占裝置總排放量的1.5%，合計可以增加約1.46億元/a凈利潤。

3）通過對比常壓塔和減壓塔不同中段取熱比例的凈利潤與碳排放關系可知，高溫位取熱量的增加有利于提高原油換熱終溫從而提高裝置減排量，但高溫位取熱量的增加不利于提高輕油的拔出率從而降低裝置凈利潤，企業可根據生產規劃和國家政策規定進行相應調整。

4）因更改固定換熱器來承擔中段取熱變化帶來的影響存在一定局限性，且側線產品及公用工程價格也僅供參考，但整體變化趨勢可為企業進行相關優化提供理論基礎。