降低气分装置能耗

中原油田2013年
降低气分装置能耗
小组名称：工艺研究QC小组
发布人：涂联
单位名称：石油化工总厂气聚车间
2013年12月30日
一、小组概况o
二、选题理由 2 二、现状调查 3
四、活动目标 5
五、原因分析及要因确认■ ■ ■■■iiaimia .......... ■■■
六、制定对策10
11
七、对策实施
八、效果检查
---- 14
九、巩固措施
十、体会及下步打算
降低气分装置能耗
、小组概况（表1）
小组成员情况（表2）
二、选题理由
2011年气分装置进行了扩能改造，装置的液化气处理能力由8万
吨/年提咼到12万吨/年，取得了良好的经济效益。

气分改扩建项目采取了许多的节能措施：将常压装置的热媒水并入
气分装置的低温热系统作为丙烯塔的重沸器热源；引入全厂的凝结水作为脱乙烷塔的重沸器热源；引入催化装置的顶循油作为脱丙烷塔的重沸器热源；这些措施的应用显著降低了装置的蒸汽消耗。

同时，选用新型节能高速泵，进一步降低装置电耗。

改扩建之后的气分装置的综合能耗为50.61千克标油/吨，在中石化28个相同工艺的气分装置名列21位。

见图1 （平均气分装置的综合能耗约为44千克标油/吨）。

图1气分能耗柱状对比图
制图：涂联日期：2013.2.6 为此，我们选择“降低气分装置能耗”做为活动课题。

三、现状调查
1、气分能耗分析
气分装置2012年的综合能耗为50.61千克标油/吨，能耗见下表:
表3气分能耗组成表
根据表3，我们绘制了气分装置的能耗组成饼状图。

见图 2
图2气分装置的能耗组成饼状图
日期：2013.2.26
由图2可知，气分装置的蒸汽消耗约占综合能耗的 47%，气分装置 实现无蒸汽消耗在中石化28个相同工艺的气分装置有13个。

因此，“降低蒸汽消耗，最终实现气分装置无蒸汽消耗”是我们开展气 分装置节能研究的方向。

2、气分蒸汽消耗调查
气分装置蒸汽使用点有两处，一是低温热系统的蒸汽消耗。

二是脱 丙烷塔重沸器蒸汽消耗。

项目
电
循环
水
蒸汽
软化 水
新鲜
水
凝结水 低温
热水
顶循油
合计
数值（千克
标油/吨）
6.477 2.97 24.092 0.828 0.00051 6.709
6.121 3.412 50.61
制表：涂联 日期：2013226
3.412, 7%
6.477, 13%
24.092, 47%
二I 电 ■■循环水 二蒸汽 厂软化水 ■新鲜水 ■凝结水 ■低温热水 ■
顶循油
制图：涂联
6.709, 13% 0.00051,0%
0.828, 2%
6.121, 12%
2.97, 6%
2.1低温热系统的蒸汽消耗
低温热水的流量是200t/h ,回水温度控制在65 C, (E003/1.2 )的热
负荷是6720KW，则来水温度为：
T2=Q 热/w 热C 热+ T i=6720 / (200*1000/3600 ) *4.2+65=94 C
实际来水温度88 C,需补充蒸汽量为：
D o二D i C i (T2-T1) / (H I-C2T2)=200*4.2*6 / (2762-4.2*94)=2.13t/h
2.1脱丙烷塔重沸器蒸汽消耗
脱丙烷塔的全塔负荷为2967KW
(E001/1 )采用催化装置的顶循油作为热源，其热负荷为：
Q1= W 热C 热(T2-T1) =(70000/3600)*3.55*22=1518KW
(E001/2 )采用系统蒸汽作为热源，每小时补充蒸汽量为：
W 热二Q2/R 热= 1449/2087*3600=2.5t/h
脱丙烷塔重沸器(E001/1 )采用催化装置的顶循油作为热源，其热
负荷不能满足全塔需求，需投用(E001/2 )，每小时补充蒸汽约2.5吨。

四、活动目标
1、目标制定
将气分装置能耗从综合能耗为50.61千克标油/吨降低至45千克标油/吨(见图3)。

图3活动目标柱状图
制图：涂联日期：2013.3.15
2、目标依据
根据计算，气分装置每小时降低蒸汽消耗1.0吨，综合能耗可降低至45千克标油/吨。

五、原因分析及要因验证
1、针对要解决的主要问题，小组成员集思广益，采用头脑风暴法进行了原因分析，并绘制了关联图（见图6）
常压取热
量小
精馏塔塔
压力咼
精馏塔回
流比大
保温层破
损
催化取热
量小
热水循环量小
低温热系
统
脱丙烷塔
系统
顶循油热负荷小
蒸汽消耗大
图4关联图
日期：201341
制图：涂联
2、要因验证
验证一：热水流量小
验证时间:2013.4.1 验证地点：气分装置
验证人:王彦俊刘友恩
(E003/1.2 )的热负荷是6720KW，则来水温度为：
根据目前丙烯塔重沸器的(E003/1.2 )的热负荷及低温热系统运行
现状，我们计算合适的热水循环量以满足(E003/1.2 )的热负荷需求。

低温热水循环量为：
W=Q / C 热(T2-T1)=6720/4.2*23=69.56kg/s=251 t/h
根据计算情况，低温热水循环量大于251t/h可满足丙烯塔重沸器的
(E003/1.2 )的热负荷。

实际低温热水循环量为200t/h，相差510t/h.
因此，确定“热水流量小”为g因。

验证二：常压装置取热量小
验证时间:2013.4.5 验证地点：常压装置
验证人:陈新殿赵庆喜
低温热水在常压装置流程是：低温热水从气分装置来后进入常压装
置，送至三层平台L101/1.2内与常压塔顶石脑油换热后，进入冷L108
内与常一线油进行换热；一路送至三层平台L109内与常二二线油进行换热；另一路进入L11O内与常三线油进：行换热；换热后三路合并成一路进入L111 /1.2与热渣油进行换热，换热后的低温热水送往气分装置作为丙烯塔重沸器热源。

经过我们现场测量，常压塔顶油气从105 C降到52 C,常一线从
160 C降到120 C,常二线从120 C降到92 C，常三线从135 C降到
93 C，常压渣油从165 C降到95 C,满足装置工艺要求。

低温热水出水温度达到80 C 以上，回水温度为60 C左右。

低温热利用整体达到效果。

因此，确定“常压装置换热器未投用”为非要因。

验证三：催化装置取热量小
验证时间:2013.4.5 验证地点：催化装置
验证人:张兴平李天峰
低温热水在催化装置流程是：低温热水从气分装置来后进入催化装置，送至三层平台H206/1.2.3内与分馏塔顶油气换热后，进入二层平台H203内与顶循进行换热；一路送至二层平台H210内与柴油进行换热；另一路进入H210内与中段进行换热；换热后二路合并成一路送往气分装置作为丙烯塔重沸器热源。

经过我们现场测量，分馏塔顶油气从116 C降到86 C,柴油从155 C 降到110 C，中段从168 C降到160 C ,顶循从135 C降到90 C,满足装置工艺要求。

低温热水出水温度达到90 C以上,回水温度为60 C左右。

低温热利用整体达到效果。

因此，确定“催化装置换热器未投用”为非要因。

验证四：精馏塔压力大
验证时间:2013.4.10 验证地点:气分装置
验证人:单建明王增建
精馏塔操作压力大，会造成全塔热负荷增加。

小组成员调查脱丙烷
塔和丙烯塔的设计压力和操作压力，见下表
由上表可以得出，两塔的操作压力均低于设计值，不会造成塔底热负荷增加。

因此，确定“精馏塔压力大”为非要因。

验证五：精馏塔回流大
验证时间:2013.4.10 验证地点：气分装置
验证人:李天峰张兴平
精馏塔操回流比大，会造成全塔热负荷增加。

小组成员调查脱丙烷塔和丙烯塔的回流比的设计值和操作值，见下表
表5精馏塔回流比表
由上表可以得出，两塔的回流比均低于设计值，不会造成塔底热负
荷增加。

因此，确定“精馏塔回流比大”为非要因。

验证六：顶循油热负荷小
验证时间：2013.4.15 验证地点:气分装置
验证人：单建明王增建
小组成员计算了脱丙烷塔热负荷和顶循油的热负荷：
脱丙烷塔的全塔负荷为2967KW
（E001/1 ）采用催化装置的顶循油作为热源，其热负荷为：
Q i= W 热C 热（T2-T1）=（70000/3600）*3.55*22=1518KW
根据计算情况，顶循油的热负荷与全塔负荷相差1449KW
脱丙烷塔重沸器（E001/1 ）采用催化装置的顶循油作为热源，其热
负荷不能满足全塔需求，需投用（E001/2 ），每小时补充蒸汽约2.5吨。

因此，确定“顶循油热负荷小”为要因。

验证七：保温层破损
验证时间:2013.4.20 验证地点:气分装置
验证人:赵庆喜陈新殿
小组成员对脱丙烷塔和低温热系统的保温层进行了现场检查，发现
保温层均完好无损。

见图5
因此，确定“保温层破损”为非要因。

图5 拍摄：涂联日期：2013.5.15 六、制定对策
表5 对策表
七、对策实施
1、调整低温热系统蒸汽加热器
低温热系统蒸汽加热器（E1603）原为8万吨/年气分装置的使用，其设计最大流量是170 t/h。

低温热水流量提高至230 t/h以上时，加热器出现了较为明显的震动。

针对该情况，我们决定将该加热器拆除，换上直管段。

项目实施后，热水加热后的温度并没有恒定在88C，而是一度降低
至60 C。

针对该异常情况，我们进行了调查和分析，原因为：
拆除了低温热系统蒸汽加热器，系统的压降降低了0.5Mpa。

导致催
化的分流塔顶油气冷却器的低温热水不过量，低温热系统无法对其取热，致使热水加热后的温度并没有恒定在88C,而是一度低至60C。

我们与催化装置结合后，调整了催化两路低温热水的流量分配比例，确保取热平均。

经调整后，热水加热后的温度恒定在88 C,实现了低温
热系统蒸汽的“零”消耗。

见图6
低
温
热
水
I
■低
温
热
图6催化低温热立面图
日期：2013.10.11
2、优化脱丙烷塔和脱乙烷塔重沸器的凝结水加热流程
小组成员调整优化了脱丙烷塔和脱乙烷塔重沸器的凝结水加热流
程。

见图7：
140 C凝结水首先进入脱丙烷塔重沸器（E001/2 ）放热后，温度降至
110 C。

再进入脱乙烷塔重沸器（E002 ）放热后，温度降至73 C,再进入液化气加热器使用，实现凝结水的梯级利用。

同时，根据液化气中乙烷含量，可以通过V006至E002的流量调节阀控制脱乙烷塔塔底温度。

经调整后，脱丙烷塔重沸器的蒸汽消耗由 2. t/h下降至2.0 t/h，节约蒸
汽量为0.5 t/h.
八、效果检查
措施实施后，低温热系统实现了蒸汽零消耗，脱丙烷塔重沸器节约
蒸汽量为0.5 t/h。

气分装置每小时节约蒸汽2.63吨。

气分装置的综合能耗也降低至40千克标油/吨。

在中石化28个相同工艺的气分装置名列10
制图：涂联
图7凝结水流程图
制图：涂联日期：2013.10.11
位。

见图7
图8气分能耗柱状对比图
制图：涂联日期：2013.10.12
制图：涂联日期：2013.10.12
2、经济效益
(1)成本
此次成果应用，消耗巾273*8管线1米，巾89*4.5管线30米，DN80 PN25阀门6个，更换蒸汽加热器一台。

成本为50000元
(2)效益
2.63吨。

全年节约蒸汽
成果应用后，气分装置每小时节约蒸汽
(2.63*24*365 ) =23038.8 吨。

每吨蒸汽按50元计算。

全年节约资金(23038.3*50 ) =115.194万元。

核减成本后，经济效益为110.194万元。

九、巩固措施
1、坚持每周对气分装置蒸汽消耗情况进行准确统计，发现消耗异常情况及时分析原因，组织处理。

2、脱丙烷塔和脱乙烷塔重沸器的加热控制方式的措施以车间生产指令形式下达到操作班组确保措施落到实处。

十、体会及下步打算
2013年小组活动很有成效，小组成员尝到了亲手解决生产难题带来的喜悦，对QC活动兴趣更加浓厚，打算把《降低气分装置软化水消耗》作为小组2014年的活动课题。