錢成

（中國石化鎮(zhèn)海煉化分公司煉油三部，浙江寧波315200）

目前煉油業(yè)正面臨著環(huán)保法規(guī)日益嚴(yán)格、清潔燃料標(biāo)準(zhǔn)不斷提高、原料劣質(zhì)化和產(chǎn)品清潔化矛盾突出等壓力，煉油企業(yè)越來越注重節(jié)能降耗，節(jié)能減排已成為當(dāng)前的一項(xiàng)重要工作內(nèi)容。加氫反應(yīng)過程需消耗大量的燃料和動力，是煉廠能耗較高的裝置之一，因此對該裝置進(jìn)行用能分析及節(jié)能優(yōu)化，對提高裝置運(yùn)行水平，提高經(jīng)濟(jì)效益具有積極的意義[1]。

1 裝置概況

為滿足國內(nèi)柴油質(zhì)量升級的需要，中國石化鎮(zhèn)海煉化分公司新建一套300萬t/a柴油加氫裝置（以下簡稱Ⅶ加氫）。Ⅶ加氫裝置以直餾柴油、催化柴油、焦化柴油為混合原料，生產(chǎn)硫含量小于10 μg/g的國Ⅴ柴油，同時副產(chǎn)石腦油、脫硫低分氣及脫硫干氣。裝置反應(yīng)部分采用爐前混氫、冷熱高分工藝，脫硫部分設(shè)置循環(huán)氫、低分氣、干氣脫硫，溶劑再生等設(shè)施；分餾部分采用雙塔流程，設(shè)汽提塔T402、分餾塔T403，分餾塔底設(shè)重沸爐F402，在分餾塔中實(shí)現(xiàn)石腦油與柴油的分離。

2 裝置用能分析

裝置設(shè)計(jì)能耗11.56 kgEO/t，為了解Ⅶ加氫裝置正常開工后近一年的能耗現(xiàn)狀，統(tǒng)計(jì)了2017年6月至2018年6月裝置運(yùn)行能耗數(shù)據(jù)，見表1。

由表1可知：

1）裝置總體能耗呈逐步下降趨勢，從最高的6.77 kgEO/t下降到了最低5.62 kgEO/t。

2）蒸汽消耗也有一定程度的降低，同時根據(jù)裝置用汽需求系統(tǒng)產(chǎn)汽也所有提高，裝置燃料氣用量也呈逐月下降趨勢。

3）裝置用水、用電相對較為穩(wěn)定。

為了找出影響裝置能耗的主要因素，將2017年6 月至2018 年6 月期間能耗組成分類，其中燃料氣消耗占比較大，占42.8%，蒸汽消耗約占36.7%，電耗占12%，合計(jì)接近裝置總能耗的92%。因此，裝置能耗優(yōu)化的重點(diǎn)是燃料氣及蒸汽耗量。

3 燃料氣耗量優(yōu)化

3.1 加熱爐三門一板的調(diào)整

影響加熱爐燃料氣用量的主要因素是加熱爐負(fù)荷及熱效率，所以需要通過優(yōu)化加熱爐操作、提高燃燒效率等手段來降低燃料氣消耗[2]。Ⅶ加氫裝置加熱爐F401、F402 燃燒器共有20 個，其中反應(yīng)爐F401 設(shè)計(jì)熱負(fù)荷為12.34 MW，燃料氣設(shè)計(jì)消耗量約320 m3/h。F401正常運(yùn)行負(fù)荷較低，僅需點(diǎn)1～2個火嘴即可滿足生產(chǎn)需要，氧含量在3%～4%之間，且波動較大。另外裝置加工混合原料復(fù)雜，原料性質(zhì)的變化影響分餾爐F402的操作負(fù)荷。燃燒器的燃燒情況不理想，爐子熱效率不高。圖1 表明了氧含量與燃料氣單耗之間呈高度相關(guān)關(guān)系[3]。

加熱爐各燃燒器（主火嘴和長明燈）由于配風(fēng)量的不均勻，燃燒器燃燒形態(tài)較差，有發(fā)飄、發(fā)黃、火焰高等問題，影響了加熱爐的傳熱效率。根據(jù)不同的工況掌握好“三門一板”與爐子氧含量之間的關(guān)系，通過合理調(diào)整爐子三門一板，采用低氧燃燒將氧含量降低至2.5%左右，可以有效減少燃料氣消耗。調(diào)節(jié)風(fēng)門開度主要目的是調(diào)節(jié)各燃燒器的供風(fēng)量，使風(fēng)配比均勻，在配風(fēng)量大致均勻后，對各燃燒器進(jìn)行細(xì)微調(diào)整，使每個燃燒器的燃料及配風(fēng)量達(dá)到理論配比或者接近理論配比，見圖2。

由圖2可知：

1）通過調(diào)節(jié)熱風(fēng)道擋板的開度和每個燃燒器風(fēng)門的開度，若燃燒器的火焰處于圖2 a）狀態(tài)，說明燃燒器配風(fēng)量太大，燃燒過剩。

2）降低熱風(fēng)道擋板開度，直至個別火嘴出現(xiàn)圖2 b）狀態(tài)，出現(xiàn)黃色火焰說明燃燒器配風(fēng)量偏小、火焰發(fā)飄，燃燒不全傳熱效率低，繼續(xù)調(diào)整相關(guān)燃燒器的風(fēng)門，使之達(dá)到c）狀態(tài)。

3）繼續(xù)降低熱風(fēng)道擋板開度，若個別火嘴出現(xiàn)d）狀態(tài)，說明燃燒器的燃料及配風(fēng)量達(dá)到理論配比或者接近理論配比，若重復(fù)出現(xiàn)b）狀態(tài)，則按照2）步驟繼續(xù)調(diào)節(jié)，直至出現(xiàn)c）、d）的狀態(tài)，使每個燃燒器達(dá)到最佳燃燒效果。

表1 裝置能耗統(tǒng)計(jì)(2017 年6 月—2018 年6 月) kgEO/t

圖1 氧含量與燃料氣單耗的關(guān)系

3.2 降低空氣預(yù)熱器的排煙溫度

分餾爐F402排煙溫度開工初期控制在240℃左右，部分余熱未經(jīng)充分利用通過煙氣排放，浪費(fèi)了部分熱量，空氣預(yù)熱器余熱回收效率不高。通過逐步關(guān)小空預(yù)器冷風(fēng)跨線，空氣預(yù)熱器出口排煙溫度下調(diào)控制在120℃左右，分餾爐的熱效率從87.1%提高至92.4%，節(jié)能效果顯著。優(yōu)化調(diào)整前后加熱爐相關(guān)參數(shù)對比見表2。

圖2 燃燒器配風(fēng)調(diào)節(jié)和火焰形態(tài)關(guān)系

3.3 改進(jìn)換熱網(wǎng)絡(luò)及加熱爐控制方案

根據(jù)柴油和石腦油的分離情況，生產(chǎn)初期產(chǎn)品分餾塔T403入塔溫度由高換油冷閥TV10610控制，部分汽提塔底油不經(jīng)過換熱進(jìn)分餾塔T403，以達(dá)到控制分餾塔T403 進(jìn)料溫度的要求。高換油冷閥TV10610 開度較大，T403 入塔進(jìn)料溫度控制較低，F(xiàn)402負(fù)荷高燃料氣消耗很大。裝置開工后期，對換熱網(wǎng)絡(luò)控制方案進(jìn)行優(yōu)化，切換TV10610的控制方案，用來單獨(dú)控制高分V403 的入口溫度。隨著反應(yīng)熱的轉(zhuǎn)移，通過提高熱高分V403 入口溫度直接提高汽提塔T402進(jìn)料溫度（從開工初期180℃提高至210℃），這樣間接提高了分餾塔T403 的進(jìn)料溫度，進(jìn)一步降低了分餾爐F402 的燃料氣用量。優(yōu)化后的換熱網(wǎng)絡(luò)控制方案如圖3所示。

表2 優(yōu)化前后加熱爐效率對比

圖3 改進(jìn)后的換熱網(wǎng)絡(luò)控制方案

針對換熱流程控制方案的優(yōu)化，將反應(yīng)熱充分利用起來，使柴油與高換（E401～E403）充分換熱。根據(jù)工況可以在熄滅F401主火嘴的情況下，利用高換冷油溫控閥TV10601 即可對反應(yīng)溫度進(jìn)行控制，完全能滿足日常生產(chǎn)要求。目前反應(yīng)爐F401只點(diǎn)長明燈維持生產(chǎn)，控制方案如圖4所示。

經(jīng)過上述優(yōu)化調(diào)整，裝置加熱爐大幅減少了燃料氣用量。按反應(yīng)爐F401 設(shè)計(jì)需要燃料氣耗量300 m3/h計(jì)算，每年可節(jié)約燃料氣用量近260萬m3，同比節(jié)省操作費(fèi)用約420萬元/年，經(jīng)濟(jì)效益可觀。

4 蒸汽耗量優(yōu)化

裝置正常生產(chǎn)時分餾塔塔底有較高的余熱可以利用，故Ⅶ加氫裝置設(shè)有自發(fā)1.0 MPa 蒸汽發(fā)汽系統(tǒng)。發(fā)汽主要供給循環(huán)壓縮機(jī)C402、脫硫化氫汽提塔T402、溶劑再生塔T406。根據(jù)原料硫含量變化，需及時調(diào)整T406塔底蒸汽量以滿足胺液再生的質(zhì)量要求。T402設(shè)計(jì)蒸汽消耗量為9 t/h。需及時調(diào)整發(fā)汽包E406自發(fā)蒸汽量維持裝置用汽量的穩(wěn)定，富裕蒸汽外供1.0 MPa蒸汽管網(wǎng)。

循環(huán)氫壓縮機(jī)設(shè)計(jì)蒸汽消耗量為16.9 t/h，通過合理控制氫油比，轉(zhuǎn)速從開工初期的8 000 rpm降至7 300 rpm，氫油比控制在400（φ）左右，能滿足生產(chǎn)要求。循環(huán)氫壓縮機(jī)轉(zhuǎn)速降低，減少了1.0 MPa蒸汽消耗。

通過提高T402進(jìn)料溫度（從開工初期180℃調(diào)整至210℃），降低油氣分壓等辦法（操作壓力從設(shè)計(jì)的0.8 MPa降至0.65 MPa），改善了汽提塔的脫硫化氫效果，優(yōu)化了汽提塔工況。目前汽提塔蒸汽用量優(yōu)化調(diào)整至6.7 t/h，T406溶劑再生系統(tǒng)塔底蒸汽通過減溫減壓至0.25 MPa（設(shè)計(jì)0.35 MPa），完全能滿足日常生產(chǎn)需要。

裝置發(fā)汽量通過發(fā)汽包E406 冷油溫控閥進(jìn)行控制，裝置生產(chǎn)初期產(chǎn)汽約38 t/h，發(fā)汽包出口溫度較高，沒有充分利用。經(jīng)過調(diào)整操作，降低E406發(fā)汽包出口溫度（從開工初期220℃調(diào)整至190℃左右），使裝置蒸汽產(chǎn)量提高至48 t/h，每年可外供1.0 MPa蒸汽約8.8萬t，節(jié)能效果顯著。優(yōu)化前后裝置發(fā)汽、用汽系統(tǒng)運(yùn)行情況對比見表3。

圖4 優(yōu)化后的反應(yīng)爐溫度控制方案

表3 優(yōu)化前后裝置發(fā)汽、用汽系統(tǒng)運(yùn)行情況對比

圖5 石腦油干點(diǎn)和精制柴油初餾點(diǎn)分布（2018年7月至2018年12月）

5 裝置潛能挖掘

在柴油蒸餾切割多種餾分時，通常以相鄰兩餾分的蒸餾曲線的間隙或重疊程度來衡量分餾塔的分離精度，產(chǎn)品分餾塔塔底溫度是衡量精制柴油閃點(diǎn)的重要指標(biāo)。觀察該裝置運(yùn)行近兩年來發(fā)現(xiàn)，石腦油干點(diǎn)與精制柴油初餾點(diǎn)的偏差在20 ～30℃之間，部分化驗(yàn)數(shù)據(jù)如圖5所示。

由圖5中可知，產(chǎn)品分餾塔T403的分離精度控制過高，部分餾分存在脫空現(xiàn)象。開工至今，T403塔底溫度基本控制在295℃左右，塔頂溫度則根據(jù)塔頂石腦油的產(chǎn)量進(jìn)行控制。為了避免分餾爐熱負(fù)荷過大，在保證精制柴油閃點(diǎn)的前提下，降低分餾爐出口溫度10～20℃，同時有效降低分餾塔塔底的操作溫度，以降低裝置燃料氣的消耗。

6 結(jié)論

通過采取上述節(jié)能改造措施，Ⅶ加氫裝置節(jié)能減排取得一定成效。下一階段希望盡可能提高裝置生產(chǎn)負(fù)荷，繼續(xù)優(yōu)化調(diào)整加熱爐，通過技措技改增設(shè)Ⅱ加氫T202自產(chǎn)脫后干氣并入Ⅶ加氫瓦斯管網(wǎng)的流程，進(jìn)一步減少裝置燃料氣耗量。裝置精柴閃點(diǎn)在62℃以上，初餾點(diǎn)在210℃左右，石腦油產(chǎn)率比設(shè)計(jì)高，精柴的初餾點(diǎn)可以降低至180℃左右，計(jì)劃降低分餾塔塔底的操作溫度，以進(jìn)一步降低加熱爐的耗能[4]。