利用夹点技术优化催化裂化装置的换热网络

利用夹点技术优化催化裂化装置的换热网络
尚建龙;王婷;沈琳;孙兰义
【摘要】某石化企业年处理量为1.40 Mt 的催化裂化装置存在较大的节能潜力，
应用夹点技术对其能量利用状况进行分析与优化。

研究结果表明：通过优化并改造换热网络，可使催化裂化装置节省1.0 MPa 蒸汽7.88 t/h，节省循环水3.77 t/h，节省电耗16 kW；改造后催化裂化装置节能约109.19 MJ/t，年经济效益增加1221.3万元。

%Pinch technology was applied to optimize the heat exchanger network (HEN)for a petro-chemical enterprise with a capacity of 1.4 Mt/a FCCU. The results show that the energy consumption of the whole FCCU are decreased by 7.88 t/h of 1.0 MPa steam,3.77 t/h of circulating water and 16 kW of electricity. And the comprehensive energy consumption of the optimized FCCU is decreased by 109.19
MJ/t,equivalent to the benefit of ￥12.213 million/a.
【期刊名称】《石油炼制与化工》
【年(卷),期】2015(000)007
【总页数】6页(P89-94)
【关键词】催化裂化;能量系统优化;换热网络;夹点技术
【作者】尚建龙;王婷;沈琳;孙兰义
【作者单位】中国石油大学重质油国家重点实验室，山东青岛 266580;中国石油
大学重质油国家重点实验室，山东青岛 266580;中国石油大学重质油国家重点实
验室，山东青岛 266580; 中国石油西南油气田分公司天然气研究院;中国石油大学重质油国家重点实验室，山东青岛 266580
【正文语种】中文
节能已成为当今世界主要的技术和社会问题，与能源供应密切相关的措施都具有非常重要的战略意义[1]。

迄今为止，石油化工行业依旧是世界上最大的能源消耗产业，占世界工业总能源消耗的30%。

然而，基于化工行业的用能复杂性，其节能
潜力的评估依旧是个难题[2]。

在我国，石化行业是国民经济的支柱产业，但其也
是能耗大户，每年能源消费量为全国能源总消费量的10%～12%。

同时，能源消
耗占化工产品成本的20%～30%，高耗能产品达到60%～70%。

石化行业节能降耗面临巨大的压力[3]。

目前，我国催化裂化装置总加工能力已将近150 Mt/a，其总进料的近40%为渣油，生产的汽油组分占汽油产品总量的70%，柴油组分占柴油产品总量的30%，丙烯产量占丙烯总量的40%[4]。

然而，我国催化裂化装置能量的消耗普遍较高，与世界先进水平相比还有较大差距。

法国某先进炼油厂催化裂化装置的能耗为1.63
GJ/t，而我国催化裂化装置能耗一般为2.3～3.34 GJ/t，约为前者的2倍[5]。

这
样的高能耗导致我国催化裂化装置加工成本乃至整个原油加工行业成本普遍较高。

因此，降低催化裂化装置的能耗是我国石油炼制行业的重要任务。

Linnhoff等[6]提出了过程能量综合方法——夹点技术(Pinch Technology)。

20
世纪70年代末，Linnhoff参与新厂设计和老厂改造项目时发现夹点技术的应用可促使装置平均节能30%；1982年，在试算了9个工程案例后，Linnhoff发现使
用夹点方法可促进装置平均节能50%[7]。

夹点技术在新建炼油厂的设计和旧炼油厂的改造方面前景广阔。

一般认为，催化裂化装置的换热网络较为简单，所以夹点技术在国内催化裂化装置中应用较少，导致了许多不合理用能。

本课题以某石化企
业1.40 Mt/a催化裂化装置为例，应用夹点技术分析与诊断当前换热网络，对换热网络进行优化并提出改进方案。

某石化企业1.40 Mt/a催化裂化装置，原料油残炭为5%，回炼比为0.1，反应器出口温度为505 ℃，主风机出口压力为0.42 MPa，富气压缩机出口压力为1.6 MPa。

装置的设计通过联合装置内各单元内部用能的优化配置和节能降耗措施降低各单元的能耗，装置设计能耗为2 020.46 MJ/t。

装置的物料平衡见表1，换热物流数据见表2(其中热物流的热量已考虑热损失)，公用工程参数见表3。

催化裂化装置能量系统分析需要先确定最小传热温差(ΔTmin)，ΔTmin确定后便能计算出能量系统的最小能耗目标。

2.1 确定最小传热温差
ΔTmin是指任何冷换设备中冷、热物流在逆流的条件下冷端和热端之间的最小温度差值，反映了设备投资与能耗之间的权衡关系。

ΔTmin越小，热回收量越多，则能量的费用越少。

但此时整个换热网络各处的传热温差均相应减小，换热面积增大，设备投资费用增大。

在不断的实践与研究中，各种不同系统的ΔTmin也有经验取值范围。

对于许多炼油装置，如催化裂化装置、延迟焦化装置、原油预热系统、加氢装置及重整装置，适用的ΔTmin范围见表4[8]。

从表4可以看出：对于催化裂化装置，工艺物流与工艺物流之间的换热ΔTmin可取20 ℃，而工艺物流和公用工程之间的换热则大为不同，所以需要针对不同种类的公用工程来分别定义ΔTmin；工艺物流和冷却水之间的ΔTmin仅设为10 ℃，这是因为冷却水是温度最低的可用公用工程，所以必须降低ΔTmin，从而使冷却水达到装置的冷却要求；工艺物流和空气之间的ΔTmin设为15 ℃，为满足装置中现有空气冷却器的ΔTmin而设定。

2.2 换热网络夹点分析及用能诊断
利用Aspen Plus对流程进行模拟，将数据导入到Aspen Energy Analyzer中进
行能量利用分析与诊断。

由上述分析，可以确定在ΔTmin为20 ℃的情况下，平均夹点温度为341 ℃，即热流温度为351 ℃，冷流温度为331 ℃，最小加热公用工程量为0，最小冷却公用工程用量为41 795.19 kW，如图1所示。

对装置实际用能状况进行分析可知，当前加热公用工程量为2.46 MW(较Aspen Energy Analyzer计算所得的最小加热公用工程量多2.46 MW)，冷却公用工程量为44.06 MW(最小冷却公用工程用量的1.054倍)。

由此可见，当前换热网络能量利用不太合理，节能潜力较大。

工艺物流的夹点温度较高，而且经分析可知系统中的工艺物流与工艺物流之间无跨夹点的换热，但是由于公用工程夹点的存在，一些工艺物流和公用工程的换热过程会跨越夹点，造成公用工程使用的浪费，其中解吸塔塔底循环油与1.0 MPa蒸汽的换热为跨公用工程夹点的换热，与最小热公用工程用量为0相比，造成了较大的能量耗损。

以整个换热网络的最小公用工程用量为研究重点，以最小能量目标为基础，提出催化裂化装置内部换热网络的有效配置和优化改造建议，提高工艺物流之间的换热，消除跨越公用工程夹点的换热，降低公用工程的使用，从而达到最大限度节能降耗目的。

3.1 稳定汽油换热流程改进
稳定汽油换热及出装置优化前后流程示意见图2和图3(椭圆内的数字代表换热器热负荷，kW，下同)。

从图2可以看出：初始温度为156 ℃的稳定汽油出稳定塔进料换热器(E1305)后温度为140 ℃，经过稳定汽油-凝缩油换热器(E1306)后温度为105 ℃，依次经过稳定汽油-热水换热器(E1315)、稳定汽油-除盐水换热器(E1307)，换热后温度为70 ℃，进稳定汽油干式空冷器(E1308)、稳定汽油冷却器(E1309)冷却后温度为37 ℃，分成两路，一路去汽油加氢精制装置，另一路经补充吸收剂冷却器(E1314)冷却至30 ℃；优化前稳定汽油(105 ℃)先与热水进行换
热，换热后温度为92 ℃，再与除盐水进行换热，换热后温度为70 ℃，换热流程
不合理，因为除盐水需要升温至90 ℃左右后送至除氧器，除氧器热源来自于1.0 MPa蒸汽，升高除盐水终温会有效减少蒸汽的使用量。

再者，汽油加氢脱硫单元
的工艺要求稳定汽油温度在50 ℃左右，目前稳定汽油经空冷水冷却至37 ℃后去
加氢精制装置，温度偏低，且增加空冷电耗及循环水用量。

从图3可以看出，优
化方案中稳定汽油出稳定汽油-凝缩油换热器(E1306)后，首先与除盐水进行换热，与除盐水换热后的稳定汽油温度为80 ℃，然后与热水进行换热，而后直接抽出一股与去加氢精制单元的稳定汽油进行混合，控制混合后温度在50 ℃左右，这样在满足汽油加氢脱硫单元工艺要求的基础上，降低了稳定汽油干式空冷器(E1308)的电耗，节约了稳定汽油冷却器(E1309)循环用水量。

3.1.1 稳定汽油干式空冷器电耗量换热流程优化后，干式空冷器换热负荷降低，空冷器风机排风量减少，电动机转速降低，电机功率减少，电耗降低。

空冷器热负荷降低量按下式计算：
式中：H0为优化前干式空冷器的热负荷，kW；H1为优化后干式空冷器的热负荷，kW。

利用换热器设计软件Aspen Exchanger Design and Rating对该空冷器进
行计算得出其优化前后电机功率，从而得出其电耗节省量为16 kW。

3.1.2 稳定汽油冷却器循环水节省量换热流程优化后，冷却器热负荷降低量为35 kW，公用工程循环冷水温升为30～40 ℃(实际温升在8～10 ℃)。

在1 h内，水
冷器热负荷减少量(ΔH2)按下式计算：
根据能量衡算，水冷器热负荷减少量为相应的循环水的换热量：
ΔH2=WH2OCPΔt，得WH2O=3.77 t/h，式中：WH2O为减少的循环水流量，kg/h；CP为循环水热容，J/(kg·℃)；Δt为循环水温度变化量，℃。

3.1.3 1.0 MPa蒸汽节省量除盐水需要升温至90 ℃左右后送至除氧器，除氧器热源来自于1.0 MPa蒸汽，升高除盐水终温会有效减少蒸汽的使用量。

调整换热顺
序后，稳定汽油-除盐水换热器热负荷与流程优化前相比增加了473 kW。

该部分
热量在数值上等于节省的1.0 MPa蒸汽加热除盐水释放的热量。

蒸汽节省量(W蒸汽)可用下式计算：
式中：ΔH3为稳定汽油-除盐水换热器热负荷降低量，kW；W蒸汽为蒸汽节省量，kg/h；ΔHH2O为水的汽化潜热，kJ/kg。

3.1.4 节能降耗效果对当前换热流程改进后，节能降耗效果见表5。

将优化方案与原流程进行能量分析比较，可以计算得出优化方案节能降耗6.53 MJ/t，根据公用工程价格表，计算出优化改进后流程的年收益增加78万元。

3.2 主分馏塔一中段循环油-解吸塔塔底重沸器热联合
解吸塔塔底重沸器热量利用现状见图4。

解吸塔只设一个再沸器(E1312)，由1.0 MPa蒸汽提供热源，热负荷2.469 MW，温度300 ℃，用量7.3 t/h，蒸汽用量
较大。

另一方面，主分馏塔一中段循环油流量约150 t/h，自稳定塔塔底重沸器换热后，温度为249 ℃，然后直接进入分馏一中段油-热水换热器换热至约202 ℃
后进入主分馏塔，热量利用不合理。

针对上述问题，提出优化方案。

使主分馏塔一中段循环油出稳定塔塔底重沸器后，与解吸塔塔底需要加热的循环油换热，新增解吸塔塔底辅助重沸器(E1316)，从而替代7.3 t/h、1.0 MPa过热蒸汽作为塔底再沸器的热源，通过优化并改造换热网络，可使催化裂化装置节省1.0 MPa蒸汽7.88 t/h。

蒸汽管路作为备用，当主分
馏塔一中段循环油无法正常产出时，可临时使用来自管网的蒸汽作为解吸塔塔底再沸器(E1312B)的热源。

优化后流程如图5所示。

节能降耗与收益计算过程同3.1节。

将优化方案同原流程进行能量分析比较，可以计算得出优化方案节能降耗88.76 MJ/t，计算出优化改进后流程的年收益增加1 001.3万元。

3.3 原料油预热过程改进
原料油预热过程的热量利用现状见图6。

对于原料油-产品油浆换热器(E1216)，主分馏塔塔底油浆与原料油换热至200 ℃后，需经产品油浆冷却水箱冷却至160 ℃。

根据夹点技术分析并利用Aspen Energy Analyzer对换热网络进行分析并优化，
可得出主分馏塔塔底油浆可与原料油直接换热至160 ℃，可知原流程增加了冷公
用工程的能耗，用能不合理。

针对上述问题，提出优化方案。

由于主分馏塔塔底油浆的换热终温是160 ℃，可
以直接经原料油-产品油浆换热器换热到160 ℃，这个改动减少了产品油浆冷却水箱的热负荷，从而可以减少冷却水的使用量。

同时，优化之后，原料油经E1216
换热后的出口温度可提高至146 ℃，由于原料油换热终温保持不变，提高了其入
口温度后，原料油-循环油浆换热器的热负荷自然下降，剩余的热量可以提供给循
环油蒸汽发生器用来发生中压蒸汽。

优化后的流程如图7所示。

将优化方案与原流程进行能量分析比较，可以计算得出优化方案节能降耗13.69 MJ/t，优化改进流程后的年收益增加142万元。

3.4 经济性分析
改造前后装置能耗对比见表6。

从表6可以看出，对该催化裂化装置同时使用上述3个改进方案，可使装置每年平均节能约109.19 MJ/t。

改造方案主要增加了换热器、部分管线及其它设备。

其中新增解吸塔辅助重沸器，改造主分馏塔一中段循环油-热水换热器和原料油-产品油浆换热器，其它换热器均利旧即可，新增、改造和安装费用共计46.68万元。

新增稳定汽油分支管线和主
分馏塔一中段循环油管线费用为19.2万元。

本改造总投资65.88万元。

装置改造后降低能耗152 818.2 GJ/a，年经济效益增
加1 221.3万元，投资回收期不到1个月，经济上是可行的。

(1) 通过工程经验确定了工艺物流和公用工程之间的最小传热温差，发现当前换热网络公用工程用量与最小公用工程用量相差较大，并存在跨公用工程夹点的换热。

夹点技术为有效减少催化裂化装置的能量消耗提供重要的技术支撑。

(2) 应用夹点技术分析当前换热网络，根据用能情况和工业实际提出3个节能降耗的改进方案：由稳定汽油先后与热水、除盐水换热改造为先与除盐水换热，后与热水换热；新增解吸塔塔底辅助重沸器，替代1.0 MPa蒸汽；原油预热过程改进，
主分馏塔塔底油浆换热后的温度由200 ℃改为160 ℃。

(3) 通过能耗分析和经济性分析可知，改造后催化裂化的总投资费用为65.88万元，改造后装置节能约109.19 MJ/t，年经济效益增加约1 221.3万元，投资回收期不到1个月。

【相关文献】
[1] Friedler F.Process integration，modelling and optimization for energy saving and pollution reduction[J].Applied Thermal Engineering，2010，30(16)：2270-2280
[2] Saygin D，Patel M K，Worrell E，et al.Potential of best practice technology to improve energy efficiency in the global chemical and petrochemical sector[J].Energy，2011，36(9)：5779-5790
[3] 金戈.石油和化工行业节能降耗的潜力与途径[J].中国石油和化工经济分析，2007(13)：24-29
[4] 许友好.我国催化裂化工艺技术进展[J].中国科学：化学，2014，44(1)：13-24
[5] 尹清华，朱涛.催化裂化装置的能量系统优化[J].石油炼制与化工，2001，32(2)：39-43
[6] Linnhoff B，Hindmarsh E.The pinch design method for heat exchanger
networks[J].Chemical Engineering Science，1983，38(5)：745-763
[7] 马连强，郑开学，贺鑫平，等.利用夹点技术设计换热网络[J].化工设计，2006，15(6)：28-31
[8] Linnhoff B.Introduction to Pinch Technology[M].Targeting House of Linnhoff March，England，1998：20-21。