催化裂化裝置節能降耗措施回顧與展望

檀衛霖

福建聯合石油化工有限公司 福建泉州 362800

福建聯合石油化工有限公司催化裂化裝置（以下簡稱催化裝置）于1992 年9 月投產，是常規工藝的重油催化裂化，當時裝置規模為140 萬t/ a。該裝置是由沉降器和兩個再生器組成的高低并列式流化催化裂化裝置。經過歷次改造，目前是規模為230 萬t/ a 的常規工藝蠟油催化裂化裝置。

催化作為極為重要的二次加工裝置，為原油加工輕質化發揮了積極作用，是汽油生產的主力裝置，但同時其生產過程也消耗了大量的能源。針對催化裝置開展用能技術分析、挖掘節能潛力，并科學應用有效的節能降耗措施，可以有效降低能源費用、提高經濟效益。多年來，裝置技術人員積極實施技術改造，運行優化手段，合計降低裝置綜合能耗21.95kgEo/ t。同時，也由于負荷提高的影響，最終裝置的綜合能耗從2003 年的72.93kgEo/ t 降至2020 年的44.33kgEo/ t。

1 節能潛力分析

2007 年催化裝置改造前，設計方面與較高的焦炭產率匹配不理想，焦炭能量利用率低的問題難以得到根本解決（表1），主要表現在外取熱器能力不足、煙氣余熱利用率低，以及排放煙氣CO 濃度高三方面。此外，分餾系統熱量利用率低，塔頂油氣、頂循回流的熱量沒有得到回收。

表1 焦炭能量利用潛力

1.1 外取熱器能力不足

由于焦炭產率相對較高，三器熱量富余較大，外取熱器僅能產蒸汽26t/ h，還需往提升管噴10～18t/ h的急冷水以控制三器熱量平衡。外取熱器能力約束導致的熱量損失達到11.21MW，折合裝置綜合能耗5.88kgEo/ t。同時，急冷水的使用還增加了含硫污水外排量，導致污水汽提裝置能耗上升。

1.2 煙氣余熱利用率低

煙機排出溫度為410～420℃的煙氣僅1/ 4 左右進入CO 鍋爐，還有112500Nm3/ h 的煙氣直接排入煙囪，未回收余熱達到6.18MW，折合能耗3.24kgEo/ t。

1.3 排放煙氣中的CO濃度高

二再由于長期存在富氧操作時稀相尾燃超溫的問題，不得不在操作上控制為適度貧氧，最終排放煙氣中的CO 平均濃度高達4.3%(v/ v，下同)。扣除CO 鍋爐利用的煙氣，直排煙氣的CO 熱值損失達到16.59MW，折合能耗8.70kgEo/ t。

1.4 分餾系統熱量利用不足

分餾系統只有油漿循環系統和二中回流循環系統熱量得到完全利用。一中回流給解吸塔做熱源后，返分餾塔前被冷卻降溫30℃，余熱損失3.11MW；頂循回流、塔頂油氣則無任何余熱回收流程，余熱損失分別達10.55MW、11.61MW；柴油換熱產汽后損失余熱1.46MW。

上述四部分合計有26.73MW 的節能潛力，詳見表2。

表2 分餾系統熱量利用潛力

2 節能措施回顧

2.1 實施技術改造

2.1.1 2007 年技術改造

為了解決排放煙氣CO 濃度高及煙氣余熱利用率低的突出矛盾，2007 年進行了一次技術改造，拆除了二再煙氣蒸汽過熱器和蒸汽發生器，增設高溫燃燒煙道及高溫取熱爐，拆除CO 鍋爐并新建余熱鍋爐。而原來存在的外取熱器能力不足問題，考慮到加氫處理投產后催化原料性質變輕、焦炭產率變低的情況，決定不作改造。增設分餾塔頂油氣/ 熱水換熱器，通過循環熱水為新建2# 氣分丙烯塔提供熱源。

從改造前后的運行數據(表3)對比看，由于增設了高溫燃燒煙道，排放煙氣CO 濃度有所降低，煙機做功后煙氣全部進余熱鍋爐，余熱利用率大幅度提高，最終體現在蒸汽產量明顯增加。在原料性質基本相同情況下，反再部分能耗下降8.99kgEo/ t，而分餾部分也由于對2# 氣分的熱輸出，能耗下降2.18kgEo/ t，合計降低裝置綜合能耗11.17kgEo/ t。

表3 2007 年改造前后蒸汽耗量及熱輸出對比

2.1.2 余熱鍋爐改造

由于設計核算偏差，且煙氣CO 沒有完全燃燒，余熱鍋爐入口煙氣溫度只有440～460℃，過熱器過熱能力不足，30～40t/ h 的3.9MPa 飽和蒸汽被迫并入1.0MPa 蒸汽。另外，省煤器聯箱因為露點腐蝕原因頻繁泄漏，激波吹灰器故障頻繁，導致爐管積灰嚴重，排煙溫度曾一度持續高達240℃。

經過2011 年、2015 年兩次改造，低溫過熱器、中溫過熱器爐管更新為翅片管，徹底解決了過熱能力不足的問題，實現自產汽100%過熱。更新后的省煤器采用裝配翅片管的模塊化設計，大大提高換熱面積。同時，增加了給水預熱器，將給水溫度從104℃提高到135℃，從根本上杜絕了露點腐蝕的現象。配合激波吹灰器優化設計與安裝，排煙溫度從改造前的240℃降低到改造后的160℃，汽包上水溫度提高了20℃，合計降低能耗2.25kgEo/ t。

2.1.3 頂循冷卻器改造

頂循冷卻器E- 2202/ 1.2 通過實施管束材質升級、油路增加三通閥的優化方案，為鍋爐除氧器的進水預熱，達到減少除氧器蒸汽用量的目的，為鍋爐除氧器輸出熱量7.57MW，降低裝置綜合能耗1.18kgEo/ t。

2.1.4 柴油換熱流程優化

改造前的輕柴蒸汽發生器只能產出600kg/ h 的1.0MPa 蒸汽，重柴熱量則完全排棄，總的熱量利用率很低。通過優化換熱方案，將輕柴、重柴先后與溫度較低的自抽罐區冷原料換熱，1.20M～2.25MW 的熱量轉移到油漿蒸汽發生器產汽。該方案可降低能耗0.38～0.83kgEo/ t。

2.2 運行優化措施

2.2.1 充分利用CO 熱值

由于二再無法富氧操作的問題沒有解決，混合煙氣中CO 濃度高、O2濃度低，而此處注入補燃風溫度又只有200℃，拉低了CO 起始燃燒溫度，大大降低了燃燒速度，導致還沒來得及燒掉的CO 進入高溫取熱爐因溫度顯著下降而無法繼續燃燒，最終排放煙氣中的CO 濃度仍有3%左右。

為了進一步降低煙氣中的CO 濃度，決定從2016年初開始使用CO 助燃劑。使用助燃劑后，由于一再煙氣中的CO 濃度降低、CO2濃度上升，二再實現了富氧操作，煙氣中O2濃度從平均不到0.2%上升到3%～6%，高溫燃燒煙道的操作條件大為改觀，在950～1050℃的溫度下迅速將CO 燃燒殆盡，最終排放煙氣CO 濃度平均不到500×10-6。由于CO 完全燃燒，燒焦熱量充分利用，外取熱器汽包、高溫取熱爐合計多產了20t/ h 的3.9MPa 蒸汽，降低能耗達5.82kgEo/ t，節能效果顯著。

2.2.2 最大化利用裝置間熱供料

2009 年新建加氫處理裝置開工后，通過優化調整，使直供催化的蠟油量最大化，以便油漿蒸汽發生器產汽最大化，并作為操作優化策略長期執行。增加輕柴去加氫處理熱出料跨線并投用，使輕柴對加氫處理熱輸出最大化；停用重柴水槽，使重柴對加氫裂化熱輸出最大化。

2.2.3 優化分餾塔中下熱量分配

在滿足分餾塔產品切割的基礎上，采取油漿上返塔量大循環操作模式，增加分餾塔底部取熱負荷，減少一中回流冷卻器冷卻負荷，最終增產3.9MPa 蒸汽3t/ h，降低裝置能耗0.86kgEo/ t。

2.2.4 優化機泵參數

通過核算分析發現，自抽原料泵額定流量為155m3/ h，而平時大多時候流量僅30～40m3/ h，但某些工況下又需要大流量，于是采用加變頻器的辦法實現節電。此外，分餾的一中回流泵、頂循泵中，穩定的富氣水洗泵揚程過剩嚴重。為此，實施了葉輪切削、利舊替換等節能措施。四臺泵通過各自優化措施的實施，合計節電233kW，降低裝置能耗0.22kgEo/ t。詳見表4。

表4 機泵參數優化情況

3 展望

經過改造及持續地運行優化，催化裝置尤其是反再系統在節能降耗的道路上有了長足的進步，不過依然存在一些提升空間。

3.1 高溫取熱爐積灰問題

使用CO 助燃劑后，高溫燃燒煙道溫度上升到950～1050℃，出現了高溫取熱爐爐管積灰加劇傾向。為控制煙機入口溫度，不得不向三旋入口煙道噴水降溫，導致少產了3t/ h 的3.9MPa 蒸汽，折合能耗0.86 kgEo/ t。為此，需要尋找一套安全、有效、可靠的高溫取熱爐吹灰方案，解決積灰問題。

3.2 頂循與氣分熱聯合

2021 年大修主要完成頂循與1# 氣分熱聯合技改項目，用頂循做脫丙烷塔重沸器熱源，加上已經投用的頂循/ 除鹽水換熱器E- 2202/ 1.2，頂循熱量可以得到全部利用。項目投用后，可減少1# 氣分0.45MPa 蒸汽用量6t/ h，降低催化能耗0.65kgEo/ t，同時降低氣分能耗4.98kgEo/ t。

3.3 分餾系統節能潛力

一中回流仍有約1.55MW 余熱沒有回收，可以通過技改將一中富余熱量用于除氧器給水預熱，進一步降低除氧器耗汽量。

隨著裝置負荷上升，分餾塔頂油氣可用熱量從2008 年的11.61MW 上升到目前的18.63MW，大大高于2# 氣8.92MW 的熱量需求。較為優選的節能方案是將1# 氣分丙烯塔的熱泵流程改造為常規流程，利用分餾塔頂油氣、貧吸收油、重柴和輕柴等余熱，產熱水供給1# 氣分丙烯塔做熱源，可降低催化裝置綜合能耗2.38kgEo/ t。

4 結語

通過對催化裝置用能技術分析，挖掘節能潛力，實施科學有效的技術方案，可以消除裝置原有的能耗短板。福建聯合石油化工有限公司催化裝置通過技術改造，合計取得節能15.05kgEo/ t 的可觀成果。同時，結合本裝置各個階段的實際條件，常態化開展優化運行工作，共降低裝置綜合能耗6.90kgEo/ t。

隨著裝置或公用工程系統等生產條件的變化，有可能出現新的短板。因此，需要定期進行回顧分析，制定新的節能措施。高溫取熱爐積灰問題若能得到解決，同時分餾的換熱系統進一步改造、與氣分實現深度熱聯合，催化裝置還有3.89kgEo/ t 的節能空間。