張典元，，湯志剛，魏翔

（1.中國石油哈爾濱石化公司，哈爾濱 150056；2.清華大學(xué)化學(xué)工程系，北京 100084；3.中國石油華北石化公司，河北任丘 062550）

1 背景簡述

常減壓蒸餾裝置是煉油化工企業(yè)的“龍頭”裝置，在全廠能耗的占比高，降低該裝置能耗是全廠節(jié)能降耗工作的重點(diǎn)。與相關(guān)企業(yè)相比，哈爾濱石化公司常減壓蒸餾裝置綜合能耗偏高，節(jié)能壓力很大，見圖1。

2 能耗較高問題分析

2.1 裝置能耗構(gòu)成

裝置能耗主要包括燃料、動力和熱輸轉(zhuǎn)三部分，見圖2，能耗量詳見表1。綜合來看，降低燃料消耗是日常生產(chǎn)調(diào)整和節(jié)能優(yōu)化的工作重心。

2.2 同類裝置能耗對比

2017年同類裝置能耗情況見表2。

表2中數(shù)據(jù)充分說明，雖然裝置能耗受裝置規(guī)模、加工路線、所加工的原油性質(zhì)、產(chǎn)品方案、上下游物料互供及熱量輸轉(zhuǎn)等多方面的影響，但裝置能耗從較高的11.0 kgEO/t到較低的8.5 kgEO/t，裝置之間相差2.5 kgEO/t，差別較大。

近幾年哈爾濱石化公司常減壓蒸餾裝置原油加工量和綜合能耗對比統(tǒng)計(jì)見圖3。由圖3可以看出，綜合能耗與原油加工量呈反向趨勢，但在同等原油加工量下，裝置能耗總體呈下降趨勢。雖然提高負(fù)荷有助于降低能耗，文章主要從能量利用本身探討節(jié)能技術(shù)措施和效果。

2.3 能耗影響因素分析

從裝置能耗構(gòu)成來看，降低裝置能耗的重心是降低燃料消耗。根據(jù)能量守恒定律，單位時間內(nèi)的輸入能量＝單位時間內(nèi)的輸出能量，因此對加熱爐做全爐熱平衡：

加熱爐熱效率：

圖1 2015年部分常減壓蒸餾裝置能耗對比

圖2 常減壓裝置能量消耗構(gòu)成

圖3 近年常減壓裝置綜合能耗隨原油加工量變化趨勢

表1 常減壓裝置能源消耗

表2 部分煉化企業(yè)常減壓裝置2017年能量消耗情況

式中：QN—燃料燃燒放熱，MW，等于燃料消耗量B與燃料低熱值qL的乘積即QN＝BqL；Q2—燃料顯熱與霧化蒸汽顯熱之和，MW（該值很小可以忽略）；QK—空氣帶入的熱量，MW（該值很小可以忽略）；QR—被加熱介質(zhì)吸收的熱量，即有效熱負(fù)荷，MW；Qys—排煙損失，MW，包括煙氣帶走熱量、化學(xué)不完全燃燒和機(jī)械不完全燃燒損失；QSS—散熱損失，MW，與爐體外壁溫度有直接關(guān)系；F—爐管內(nèi)介質(zhì)流量，kg/s；Tout、Tin—爐出口、入口溫度，℃；Cp—爐管內(nèi)介質(zhì)比熱，kJ/kg℃。

根據(jù)式（1～3），結(jié)合現(xiàn)場實(shí)際，確定降低燃料消耗的可行途徑：一是提高加熱爐熱效率，二是提高加熱爐進(jìn)料溫度。

2.4 原油換熱終溫對能耗的影響分析

1）換熱溫度與能耗關(guān)系

原油換熱終溫大多可理解為常壓爐進(jìn)料溫度。該溫度的高低，可以真實(shí)反映裝置自身換熱網(wǎng)絡(luò)運(yùn)行狀況，包括能量回收率、熱量梯級利用、低溫?zé)岬睦玫?，對降低裝置能耗尤其是燃料消耗起到至關(guān)重要的作用。各公司同類裝置之間的這一參數(shù)差別較大，較高的已達(dá)320℃，低的不足260℃。

通過調(diào)整換熱網(wǎng)絡(luò)取熱分配、開關(guān)換熱器副線等措施，標(biāo)定出換熱溫度與燃料消耗的關(guān)系，結(jié)合水電蒸汽消耗核算出綜合能耗，見圖4。由圖4可知，在其他條件相對穩(wěn)定的前提下，隨著換熱溫度的降低，裝置能耗同步升高。

2）換熱網(wǎng)絡(luò)問題分析

典型的常減壓蒸餾裝置原油換熱系統(tǒng)大多分為三段：原油進(jìn)裝置到電脫鹽預(yù)處理為第一段（脫前原油），原油溫升約45～140℃；電脫鹽預(yù)處理之后至初餾塔為第二段（脫后原油），溫升約138～212℃；初餾塔底油繼續(xù)換熱為第三段（初底油），其溫升210～290℃。該裝置原油換熱終溫較低時只有279℃，根據(jù)現(xiàn)場實(shí)際分析其主要原因有以下幾點(diǎn)：

圖4 同一裝置的原油換熱最終溫度與裝置總能耗的關(guān)系

① 高溫位、熱容量大的熱源未能梯級利用

比較突出的是常二線和減二線，抽出溫度都在270℃以上，其中常二線流量高達(dá)100～120 t/h，減二線流量50～80 t/h。按照能量梯級利用原則，這些物流的一次換熱應(yīng)該安排在第三段，此后二次換熱再到溫位低的第二段，這樣可有效提高原油換熱溫度，而裝置實(shí)際是直接安排在了溫位較低的第二段。

② 熱源出換熱系統(tǒng)溫度（即入冷卻器溫度）明顯偏高

比較突出的有減底渣油150～160℃，其大部分可以與下游催化裂化裝置實(shí)現(xiàn)150～160℃直供料，但考慮到直供料的運(yùn)行安全及減壓塔底液位控制需要，仍有10～20 t/h的渣油量須經(jīng)冷卻器冷卻后外送。這部分渣油雖然流量不大，但進(jìn)冷卻器溫度高，勢必增大循環(huán)水消耗。

此外常三線、減二線、減三線出換熱系統(tǒng)溫度也都在132℃以上，大量熱量被循環(huán)水帶走，造成能源浪費(fèi)。

③ 中段回流取熱分配不盡合理

優(yōu)化調(diào)整前的原始標(biāo)定數(shù)據(jù)見表3，由表3可以看出，雖然常一中與常二中的取熱占到57%，但高溫位的常二中取熱還是偏少，常二中雖然溫位高，但流量偏低，對原油換熱的貢獻(xiàn)低，并導(dǎo)致塔頂取熱負(fù)荷過大，塔頂空冷和水冷的冷卻負(fù)荷均大幅度提高，致使循環(huán)水消耗和電耗增加，能量損失巨大。

④初餾塔、常壓塔頂余熱沒有充分回收利用

初餾塔頂溫度和常壓塔頂溫度設(shè)計(jì)值分別是117℃和125℃，而實(shí)際常頂溫度已達(dá)133℃，這部分熱量直接經(jīng)空冷器散入大氣。為了提高冷卻效果，還需要增開空冷風(fēng)機(jī)，能量損失巨大。

表3 常壓塔的能量平衡

2.5 加熱爐熱效率對能耗的影響

加熱爐作為煉化企業(yè)重要的耗能設(shè)備，其耗能占煉化企業(yè)的30%～40%，而對于常減壓蒸餾裝置其燃料消耗占到裝置綜合能耗的70%以上。加熱爐熱效率與裝置總能耗的關(guān)系見圖5。

由圖5可知，加熱爐效率越高，裝置能耗越低，個別裝置受生產(chǎn)條件及水電汽等因素影響略有差異。

圖5 同類裝置加熱爐熱效率與裝置總能耗的關(guān)系

3 降低能耗措施

3.1 強(qiáng)化日常管理，從點(diǎn)滴做起，實(shí)施小型節(jié)能技改項(xiàng)目

1）節(jié)水方面。一是原有機(jī)泵冷卻水為新鮮水，使用后直排污水系統(tǒng)，現(xiàn)已改造為密閉循環(huán)系統(tǒng)，降低新鮮水消耗240 t/d；二是將電脫鹽注水由除鹽水改為凈化水（中水），節(jié)約除鹽水192 t/d；三是“三頂水”由直接排入污水系統(tǒng)改為回收至酸性水裝置統(tǒng)一處理，減少污水排放約204 t/d。

2）節(jié)電方面。三臺塔底泵安裝6 000 V高壓變頻器，部分側(cè)線泵及塔頂空冷風(fēng)機(jī)均安裝380 V低壓變頻器，其中初底泵450 kW電機(jī)節(jié)電29.2%，節(jié)電3 150 kW·h/d；常底泵315 kW電機(jī)節(jié)電率34.8%，節(jié)電1 824 kW·h/d，節(jié)電效果明顯。

不足之處：大量變頻器的應(yīng)用雖然節(jié)電效果明顯，但在調(diào)整尤其是啟停過程中對電網(wǎng)沖擊較大，威脅電網(wǎng)運(yùn)行安全，目前已不再支持新增應(yīng)用。

3）節(jié)汽方面。優(yōu)化干式減壓抽真空系統(tǒng)，減壓塔頂采用機(jī)械抽真空的二級抽真空工藝，將冷凝器由原來的濕式空氣冷凝器改為水冷器，大幅度降低蒸汽、新鮮水、電的消耗；同時原設(shè)計(jì)減壓抽真空系統(tǒng)中的一級噴射器為A、B兩臺并聯(lián)，其過熱蒸汽消耗分別為4 803 kg/h和1 601 kg/h，通過優(yōu)化操作調(diào)整，在保證減壓真空度和減壓拔出率的前提下，逐步停運(yùn)較大的噴射器。這樣抽空器實(shí)際蒸汽耗量為1 560 kg/h，比設(shè)計(jì)值8 945 kg/h降低了7 385 kg/h，節(jié)約蒸汽消耗177 t/d。

3.2 優(yōu)化換熱網(wǎng)絡(luò)，降低燃料消耗

根據(jù)現(xiàn)有生產(chǎn)條件對整個原油換熱網(wǎng)絡(luò)重新優(yōu)化調(diào)整，重點(diǎn)解決中段回流取熱不足、三段換熱分配不合理、部分換熱器偏小或壓力降偏大、塔頂余熱未回收等問題。

3.2.1 確定換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化方案

結(jié)合不同的原料情況、物料流程設(shè)置、換熱面積的增加和預(yù)達(dá)到的換熱終溫，先后對比了10套優(yōu)化方案，見表4。

在兼顧投資成本和能耗的情況下，最終確定采用第10套技術(shù)方案。原油處理量435萬t/a，第一段和第三段換熱采用二路流程，第二段脫后原油采用三路流程。新增換熱面積5 460 m2。在充分利舊原有換熱器的基礎(chǔ)上重新優(yōu)化，通過更改換熱方式或增加換熱面積、調(diào)整循環(huán)水流量等控制換熱網(wǎng)絡(luò)中的節(jié)點(diǎn)溫度如電脫鹽溫度和初餾塔進(jìn)料溫度，改造后的換熱網(wǎng)絡(luò)原油換熱終溫300℃，裝置運(yùn)行能耗降低1個單位以上。

表4 換熱網(wǎng)絡(luò)10套比對方案

3.2.2 系統(tǒng)用能優(yōu)化匹配

根據(jù)不同溫位熱源的特點(diǎn)，合理實(shí)現(xiàn)裝置間的熱聯(lián)合，在較大范圍內(nèi)進(jìn)行冷熱物流的合理進(jìn)出，如上下游物料直供，避免高能低用，實(shí)現(xiàn)能量的梯級利用。

通過換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化，裝置初底油與催化裂化主分餾塔循環(huán)油漿進(jìn)行“熱聯(lián)合”，實(shí)現(xiàn)與下游裝置熱料直供，包括減底渣油160℃直供催化裂化，混合蠟油120℃直供加氫裂化，常一、二線柴油直供柴油加氫。這樣常減壓裝置的常三線、減二線、減三線、減渣等11臺冷卻器停運(yùn)，既降低下游裝置進(jìn)料升溫加熱的負(fù)荷，又減少常減壓裝置的冷卻負(fù)荷，從而達(dá)到綜合節(jié)能效果。

3.2.3 熱源合理匹配，實(shí)現(xiàn)梯級利用

常減壓裝置的熱源一是分餾塔剩余熱量，主要是塔頂回流和各中段回流取熱；二是各種高溫位的側(cè)線抽出物流；三是高溫位且熱容量大的渣油等。在實(shí)際換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化中，安排一個高溫?zé)嵩炊啻螕Q熱，即根據(jù)冷源溫度的高低依次換熱，減小每次的傳熱溫差，做到能量的梯級利用。

1）解決中段回流取熱不足問題。常一中增加1臺換熱器，常二中增加1臺；減一中換熱器增加換熱面積，并增加1臺換熱器；減二中增加1臺換熱器。如此調(diào)整后常一中和常二中換熱器各4臺，減一中和減二中各2臺。

2）為增大高溫位熱源的熱量回收，常三線增加了2臺換熱器，減二線增加了1臺換熱器。

3）為更好的回收塔頂余熱，增加初頂油氣/原油換熱器和常頂油氣/原油換熱器各2臺，實(shí)現(xiàn)塔頂油氣先與原油換熱，回收利用其顯熱和相變熱，再經(jīng)串聯(lián)流程進(jìn)入空冷器，盡可能減少熱量損失。改造后分餾塔的背壓會略有升高。原油溫度可由45℃升高到78～82℃，而塔頂油氣也可由120～130℃汽相冷凝冷卻到80℃左右汽液兩相。

4）為更多回收減底渣油熱量，從降低渣油出換熱系統(tǒng)溫度入手，增加了7臺渣油換熱器，渣油換熱器總數(shù)達(dá)到24臺。兩路并聯(lián)多次換熱，實(shí)現(xiàn)渣油熱量的梯級利用。

5）從節(jié)能角度出發(fā)，適當(dāng)提高初餾塔進(jìn)料溫度，提高初頂石腦油收率，有效降低常壓爐進(jìn)料量，進(jìn)而降低燃料消耗。初餾塔進(jìn)料溫度為220℃，脫后原油流程增加了9臺換熱器，并從原來的兩路換熱改為三路換熱。

3.3 提高加熱爐熱效率，降低燃料消耗

1）將常壓爐改造為輻射—對流型方箱爐。為有效利用爐膛空間，提高加熱爐的體積熱強(qiáng)度，減少散熱損失，輻射室設(shè)計(jì)了兩個相對獨(dú)立的爐膛空間。

2）煙氣出輻射室后進(jìn)入一個共用對流室。對流室煙氣出口設(shè)置煙氣余熱回收系統(tǒng)，預(yù)熱器采用擾流子與熱管組合式，以較大幅度降低排煙溫度，同時兼顧煙氣低溫露點(diǎn)腐蝕問題。

3）加熱爐輻射室頂部采用遮蔽布置爐管（即臥管），輻射室空間小，提高輻射爐管傳熱系數(shù)。

4）輻射室襯里結(jié)構(gòu)采用了與爐管同心的瓦棱柱面結(jié)構(gòu)，以增加襯里的反輻射能力。更新輻射室襯里材料，輻射室爐頂及四壁保溫整體噴涂，采用普通硅酸鋁耐火陶瓷纖維和高鋁耐火纖維復(fù)合襯里材料，且整體厚度由160 mm增加為180 mm，提高了爐體保溫效果，降低外壁溫度，減少散熱損失。

5）根據(jù)燃料的不同，均勻布置了16臺低NOx燃?xì)馊紵?，提高燃料完全燃燒的程度，大幅度減少煙氣中的CO含量，減少不完全燃燒損失。

6）針對熱管預(yù)熱器使用一段時間后傳熱效率降低、冷端與熱端隔板密封不嚴(yán)、積灰等情況，定期排放熱管內(nèi)不凝氣，并定期集中清灰。將密封不嚴(yán)的熱管抽出，根據(jù)隔板尺寸制作專門的密封隔板。

提高加熱爐熱效率的關(guān)鍵之一是降低排煙溫度，但排煙溫度越低，其露點(diǎn)腐蝕會加劇，故此在降低煙氣低溫露點(diǎn)腐蝕方面，采取了以下控制措施：

一是嚴(yán)把制造和安裝質(zhì)量關(guān)?？諝忸A(yù)熱器的腐蝕主要發(fā)生在低溫區(qū)，嚴(yán)把制造過程工序和檢驗(yàn)關(guān)，確保現(xiàn)場使用高質(zhì)量預(yù)熱器?，F(xiàn)場安裝過程，要把握好空氣與煙氣的隔熱板密封，加好密封填料。

二是測定露點(diǎn)溫度，確定合理的排煙溫度。目前燃料氣中的H2S含量都較低甚至為0，稀H2SO4腐蝕基本消除，但排煙溫度仍然不能很低，否則會出現(xiàn)水露點(diǎn)腐蝕。一般80℃為水露點(diǎn)溫度，在加熱爐管理中規(guī)定排煙溫度應(yīng)高于露點(diǎn)溫度20～30℃，因此排煙溫度控制在110～130℃較為合理。

三是采用耐腐材料。耐腐材料分為金屬和非金屬材料。金屬材料如耐低溫露點(diǎn)腐蝕的ND鋼，非金屬材料如搪瓷、硼硅玻璃、玻璃鋼等，但其傳熱效率低、使用中剝落等使其應(yīng)用受到限制。石墨材料是一種超強(qiáng)抗酸腐蝕材料，基本不與硫酸反應(yīng)，具有良好導(dǎo)熱能力，其導(dǎo)熱率55～110 W/m·k，大于碳鋼45 W/m·k，并有良好的自潤滑性能，阻力降很小，不易結(jié)垢。

四是提高空氣預(yù)熱器入口空氣溫度。最常用方法是采用空氣再循環(huán)方法，即把預(yù)熱后的空氣一部分再循環(huán)至引風(fēng)機(jī)入口與冷空氣混合。

五是采用低氧燃燒器，控制過剩空氣量，能有效減少SO3的生成量，降低露點(diǎn)溫度。

六是燃料脫硫。燃料氣脫硫處理至20μg/g以下，可顯著降低煙氣露點(diǎn)溫度，減少低溫腐蝕。

4 改造效果

上述全部措施實(shí)施后，裝置整體運(yùn)行平穩(wěn)，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定合格，餾分間分離較好，達(dá)到公司產(chǎn)品質(zhì)量調(diào)和及裝置間原料互供的質(zhì)量指標(biāo)要求。

4.1 換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化效果

換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化運(yùn)行后，整個換熱系統(tǒng)的節(jié)點(diǎn)溫度明顯改善，達(dá)到預(yù)期效果，見表5。由表5可知，電脫鹽溫度基本穩(wěn)定，可以保證脫鹽率；初餾塔進(jìn)料溫度由此前204℃升高到222℃；原油換熱最終溫度由此前的279℃升高到299℃（設(shè)計(jì)值為300℃）提升了20℃，加之與催化裂化裝置油漿的熱聯(lián)合，使常壓爐進(jìn)料溫度達(dá)到305℃。

表5 換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化前后節(jié)點(diǎn)參數(shù)對比

4.2 加熱爐優(yōu)化運(yùn)行效果

換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化調(diào)整的同時，對加熱爐實(shí)施節(jié)能完善，在原油換熱溫度提高了20℃的基礎(chǔ)上，使加熱爐進(jìn)料溫度提高了9℃（受下游催化裂化裝置取熱負(fù)荷影響）；考慮到煙氣露點(diǎn)腐蝕因素，排煙溫度只能控制在120℃，夏季可靈活調(diào)節(jié)排煙溫度；爐體外壁溫度明顯下降，散熱損失大幅度降低；加熱爐熱效率提高了近4.0%，詳見表6。

4.3 裝置綜合能耗大幅度降低

全部節(jié)能完善項(xiàng)目投運(yùn)后，對裝置綜合能耗進(jìn)行了標(biāo)定，數(shù)據(jù)匯總見表7。由表7可知，通過優(yōu)化換熱網(wǎng)絡(luò)，提高了加熱爐進(jìn)料溫度。采取有效措施降低加熱爐排煙損失和散熱損失，進(jìn)而提高了加熱爐熱效率，使全廠綜合能耗由原來的10.55 kgEO/t降低至9.52 kgEO/t，降低1.0 kgEO/t以上。

表6 加熱爐優(yōu)化前后的關(guān)鍵參數(shù)對比

5 結(jié)論

哈爾濱石化常減壓蒸餾裝置針對工藝用能、能量傳輸和轉(zhuǎn)換、能量回收利用三大環(huán)節(jié)確定換熱流程優(yōu)化方案，打破單套裝置界限，實(shí)現(xiàn)了上下游裝置間的熱聯(lián)合和原料直供。合理匹配熱量梯度，高溫?zé)嵩炊啻螕Q熱，實(shí)現(xiàn)梯級利用。通過優(yōu)化換熱網(wǎng)絡(luò)，提高了原油最終換熱溫度以及加熱爐進(jìn)料溫度。措施實(shí)施后，裝置綜合能耗由原來的10.55 kgEO/t降低至9.52 kgEO/t，節(jié)能效果顯著。

表7 優(yōu)化改造前后裝置綜合能耗對比