王 仕 文

(中海石油寧波大榭石化有限公司，浙江 寧波 315812)

在“雙碳”戰(zhàn)略背景下,節(jié)能降碳目標(biāo)任務(wù)已列入國民經(jīng)濟(jì)和社會(huì)發(fā)展“十四五”規(guī)劃和2035年遠(yuǎn)景目標(biāo)綱要,為今后幾十年我國的經(jīng)濟(jì)高質(zhì)量發(fā)展和生態(tài)環(huán)境保護(hù)明確了目標(biāo)和方向。石化行業(yè)是國民經(jīng)濟(jì)的支柱產(chǎn)業(yè),規(guī)模體量大、產(chǎn)業(yè)鏈條長、資本技術(shù)密集,能源消費(fèi)和碳排放位居工業(yè)部門前列,面臨嚴(yán)峻的節(jié)能降碳?jí)毫Α?/p>

節(jié)能作為煉化企業(yè)降低生產(chǎn)運(yùn)行成本、提升綜合競爭力、源頭減少碳排放實(shí)現(xiàn)綠色發(fā)展的重要途徑,歷經(jīng)多年發(fā)展,已經(jīng)取得了豐富的理論和應(yīng)用成果[1-5]。多方測算表明,節(jié)能和提高能效對我國實(shí)現(xiàn)2030年前碳排放達(dá)峰目標(biāo)的貢獻(xiàn)率達(dá)到70%以上[6]。為此能效提升是煉化企業(yè)實(shí)現(xiàn)“雙碳”目標(biāo)的重要手段。中海石油寧波大榭石化有限公司(簡稱大榭石化)在充分消化吸收國內(nèi)外同行先進(jìn)能量優(yōu)化經(jīng)驗(yàn)的基礎(chǔ)上,借助流程模擬、對標(biāo)、大數(shù)據(jù)分析等方法,在裝置工藝過程、換熱網(wǎng)絡(luò)、低溫?zé)岷侠砝?、蒸汽梯?jí)能量利用等方面挖掘節(jié)能潛力,于2018—2021年通過對存量項(xiàng)目實(shí)施了首輪全流程能量優(yōu)化診斷,提出優(yōu)化措施62項(xiàng),已實(shí)施重點(diǎn)項(xiàng)目8項(xiàng),實(shí)現(xiàn)了能效快速提升。

1 全廠能量利用優(yōu)化的方法

1.1 利用“三環(huán)節(jié)”理論建立能量平衡和邏輯關(guān)系

“三環(huán)節(jié)”理論是煉化企業(yè)實(shí)施能量優(yōu)化的理論基礎(chǔ),“三環(huán)節(jié)”能量模型(見圖1)是適用于復(fù)雜能量過程系統(tǒng)的數(shù)學(xué)模型。決定用能的關(guān)鍵是能量利用環(huán)節(jié),它是過程優(yōu)化的核心部分,在該環(huán)節(jié)中能量推動(dòng)各個(gè)單元過程的進(jìn)行;其次是能量回收環(huán)節(jié),主要涉及換熱網(wǎng)絡(luò),還包括功回收、能量升級(jí)、物流循環(huán)等;第三個(gè)環(huán)節(jié)是能量轉(zhuǎn)化和傳輸環(huán)節(jié),如熱能和物流的流動(dòng)能。根據(jù)“三環(huán)節(jié)”模型,先對能量利用環(huán)節(jié)進(jìn)行計(jì)算,評估分析工藝本身用能情況,再對能量回收環(huán)節(jié)進(jìn)行計(jì)算,評估能量回收情況,在能量利用環(huán)節(jié)和能量回收環(huán)節(jié)優(yōu)化后,根據(jù)工藝能量需求合理配置公用工程,評估能量轉(zhuǎn)化環(huán)節(jié)的效率。利用“三環(huán)節(jié)”理論可清晰描述各模塊間的用能邏輯關(guān)系,建立裝置各模塊間的能量平衡關(guān)系,結(jié)合“三環(huán)節(jié)”能量模型結(jié)構(gòu),能量平衡關(guān)系如式(1)所示。

圖1 三環(huán)節(jié)能量模型結(jié)構(gòu)

EP=EB+EW+ET+EJ+EE

(1)

式中：EP為供入能;EB為轉(zhuǎn)換輸出能;EW為損失能;ET為熱力學(xué)能差;EJ為排棄能;EE為回收輸出能。

1.2 利用流程模擬軟件探索關(guān)鍵影響因素。

現(xiàn)代化流程模擬軟件具備完善的數(shù)據(jù)庫,復(fù)雜而精確的數(shù)學(xué)模型,能進(jìn)行物料、能量和設(shè)備計(jì)算、經(jīng)濟(jì)評價(jià)、工況分析、穩(wěn)態(tài)和動(dòng)態(tài)集成、離線或在線模擬。應(yīng)用Aspen Plus,ProII,Petro-SIM等先進(jìn)流程模擬軟件,建立裝置嚴(yán)格能量計(jì)算模型,獲得裝置進(jìn)料性質(zhì)變化、裝置負(fù)荷變化以及不同生產(chǎn)方案對能耗的影響規(guī)律[7]。

1.3 大數(shù)據(jù)分析尋求用能優(yōu)化

煉化企業(yè)是一個(gè)異常龐大而復(fù)雜的集合體,很多用能過程無法用機(jī)理清晰闡述,也無法建立嚴(yán)格的模型。隨著數(shù)字及智能技術(shù)發(fā)展,大部分煉油廠建立了PI系統(tǒng)或MES系統(tǒng),構(gòu)成了海量數(shù)據(jù)庫,為能量優(yōu)化大數(shù)據(jù)分析和應(yīng)用奠定了良好的數(shù)據(jù)基礎(chǔ)。因此,企業(yè)可利用大數(shù)據(jù)進(jìn)行對標(biāo)或先進(jìn)的多變量尋優(yōu)算法等手段尋找出特定條件下(如效益最大化、能源利用效率最大化)的最佳控制參數(shù),最終實(shí)現(xiàn)能效提升。

2 優(yōu)化案例分析

大榭石化在實(shí)施全流程能量優(yōu)化診斷過程中,發(fā)現(xiàn)企業(yè)能量利用過程主要存在供料流程設(shè)置不合理、操作條件不優(yōu)化、能量梯級(jí)利用不合理、換熱流程設(shè)置不合理、余熱利用不充分等典型問題,下面通過一些典型案例給予分析。

2.1 提高DCC裝置原料直供比

大榭石化2.20 Mt/a DCC裝置采用的是中石化石油化工科學(xué)研究院有限公司(簡稱石科院)開發(fā)的以中間-石蠟基原油的常壓渣油(常渣)和加氫裂化尾油為原料,以多產(chǎn)乙烯、丙烯為目的的重油催化裂解工藝。在本次能量優(yōu)化過程中發(fā)現(xiàn)裝置混合供料溫度只有104 ℃,相對設(shè)計(jì)值偏低8 ℃,常渣直供比(常壓塔塔底常渣直供DCC裝置流量與常渣供DCC裝置總流量的比值)只有34%,與行業(yè)先進(jìn)值80%還有較大差距。經(jīng)排查,主要因常渣進(jìn)罐調(diào)節(jié)閥按100%負(fù)荷設(shè)計(jì)選型,當(dāng)常渣熱供料流量偏大時(shí),至罐區(qū)的常渣流量偏離了調(diào)節(jié)閥原設(shè)計(jì)工作范圍,常壓塔液位波動(dòng)大,為保證常壓塔液位平穩(wěn),不得不降低常渣直供比以保證常渣至罐區(qū)流量在調(diào)節(jié)閥的正常工作范圍內(nèi),這是典型的供料流程設(shè)置不合理造成的能量浪費(fèi),同樣的問題也存在于加氫尾油供料流程上。通過采取調(diào)節(jié)常渣和加氫尾油進(jìn)罐調(diào)節(jié)閥前后手閥的臨時(shí)措施,保證常壓塔及加氫裂化裝置分餾塔液位穩(wěn)定,實(shí)現(xiàn)了提高DCC裝置混合料直供比的目的,直供比由優(yōu)化前51%提高到81%,原料溫度提高了15 ℃,油漿蒸發(fā)器生產(chǎn)的3.5 MPa蒸汽量增加3.5 t/h,罐區(qū)渣油和加氫尾罐區(qū)供料泵供均由2臺(tái)改為1臺(tái)運(yùn)行,每小時(shí)節(jié)電110 kW·h,合計(jì)年節(jié)約能量3 997 tCE(1 tCE=29.3 GJ),減少CO2排放10.8 kt,經(jīng)濟(jì)效益693萬元,優(yōu)化效果見表1。

表1 提高DCC裝置原料直供比優(yōu)化方案的實(shí)施效果

2.2 DCC柴油汽提塔及乙苯裝置脫非芳烴塔汽提蒸汽操作優(yōu)化

為了避免同質(zhì)競爭,大榭石化DCC裝置裂解石腦油未走生產(chǎn)汽油路線而是經(jīng)加氫精制后作為芳烴抽提原料,而與之配套的芳烴抽提裝置只設(shè)置了苯塔、甲苯塔,C9+組分在石腦油加氫裝置分餾塔切割后仍進(jìn)柴油調(diào)合池,為此裂解石腦油中芳烴盡可能地控制在C8以下。經(jīng)模擬分析裂解石腦油終餾點(diǎn)控制165 ℃左右即可回收所有C8芳烴,因此裂解石腦油的終餾點(diǎn)控制在165～170 ℃比較合適,但實(shí)際運(yùn)行過程裂解石腦油終餾點(diǎn)一直按不大于187 ℃控制,170～187 ℃之間的餾分既增加了石腦油加氫裝置的能耗,也增加了DCC柴油汽提塔的汽提蒸汽用量,為此將DCC柴油汽提塔的汽提蒸汽用量由1.9 t/h降低至1.2 t/h后,裂解石腦油終餾點(diǎn)控制在165～170 ℃之間,抽提裝置苯、甲苯、混合二甲苯收率及質(zhì)量幾乎不受影響,優(yōu)化后實(shí)現(xiàn)節(jié)能量638 tCE/a,減少CO2排放1 880 t/a,節(jié)約蒸汽成本109萬元/a。類似的情況也出現(xiàn)在300 kt/a乙苯裝置的循環(huán)苯脫非芳烴塔T105上,優(yōu)化示意見圖2。經(jīng)模擬分析,T-105進(jìn)料在當(dāng)時(shí)的操作條件下已處于全氣相狀態(tài),該塔的汽提蒸汽完全可以停運(yùn),但實(shí)際汽提蒸汽用量一直維持在2.9 t/h,處于典型的操作不優(yōu)化狀態(tài)。將T-105汽提蒸汽停運(yùn)后,循環(huán)苯的質(zhì)量未受任何影響,證明流程模擬運(yùn)算結(jié)果具有很強(qiáng)的指導(dǎo)性。經(jīng)評估每年實(shí)現(xiàn)節(jié)能2 645 tCE,減少CO2排放7 788 t,每年節(jié)約蒸汽成本451萬元。

圖2 乙苯裝置循環(huán)苯脫非芳烴塔汽提蒸汽優(yōu)化示意

2.3 DCC裝置分餾塔設(shè)計(jì)和操作優(yōu)化

DCC裝置因干氣和液化氣收率合計(jì)高達(dá)55.85%,是普通催化裂化裝置的兩倍以上,且相對設(shè)計(jì)值偏高1.81百分點(diǎn),其主要運(yùn)行參數(shù)與設(shè)計(jì)對比情況如表2所示,為此DCC分餾塔設(shè)計(jì)和操作是否優(yōu)化直接影響到DCC裝置能耗水平。

表2 DCC裝置分餾塔主要運(yùn)行參數(shù)與設(shè)計(jì)值對比

經(jīng)對標(biāo)分析及流程模擬發(fā)現(xiàn)DCC裝置實(shí)際運(yùn)行過程中存在以下問題：

(1)分餾塔一中段、二中段取熱比不合理

DCC分餾塔一中段、二中段取熱流程示意見圖3。由圖3可知,DCC裝置分餾塔一中段設(shè)計(jì)抽出溫度為234 ℃,實(shí)際為257 ℃,相對設(shè)計(jì)偏高23 ℃,表明二中段明顯取熱不足導(dǎo)致熱量上移,二中段抽出量223 t/h,抽出溫度272 ℃作為穩(wěn)定塔塔底重沸器E-304A熱源,而穩(wěn)定塔塔底另一重沸器E-304B采用3.5 MPa蒸汽作為熱源,蒸汽用量34.3 t/h。一中段最后一級(jí)換熱器為熱水換熱器,產(chǎn)出的熱水屬低品位熱源。為此提出一中段少取熱少產(chǎn)熱水,二中段多取熱,將熱量更多供穩(wěn)定塔塔底再沸器E-304A,這樣就可以降低穩(wěn)定塔另一臺(tái)以蒸汽做熱源的重沸器E-304B的熱負(fù)荷,減少高品位熱源3.5 MPa蒸汽的消耗。優(yōu)化實(shí)施后二中段抽出量由278 t/h提高至424 t/h,穩(wěn)定塔再沸器E304B的3.5 MPa蒸汽消耗降低8.5 t/h(見表3),每年實(shí)現(xiàn)節(jié)能量8 976 tCE,減少CO2排放24 711 t,節(jié)約蒸汽成本1 535萬元。

表3 分餾塔一中段、二中段取熱優(yōu)化效果評估

圖3 DCC分餾塔一中段、二中段取熱流程示意

(2)分餾塔塔頂循環(huán)換熱流程設(shè)計(jì)不合理

優(yōu)化前分餾塔塔頂循環(huán)流程示意見圖4。由圖4可知,DCC裝置分餾塔塔頂循環(huán)抽出量526 t/h,抽出溫度135 ℃,用于產(chǎn)低品位的低溫?zé)崴?且因塔頂循環(huán)泵流量限制,單臺(tái)泵額定流量只有532 m3/h,導(dǎo)致富余的熱量上移至塔頂,大大增加了分餾塔塔頂?shù)睦鋮s負(fù)荷,大部分能量被空氣冷卻器及水冷卻器冷卻,造成能量浪費(fèi)。

圖4 分餾塔塔頂循環(huán)流程示意(優(yōu)化前)

氣體分離裝置與DCC裝置分餾塔聯(lián)合優(yōu)化改造示意見圖5。由圖5可見,氣體分離裝置脫丙烷塔塔底溫度108 ℃,重沸器E102AB采用高品位1.0 MPa蒸汽作為熱源,每臺(tái)重沸器蒸汽用量約10 t/h。從能量梯級(jí)合理利用角度考慮,分餾塔塔頂循環(huán)應(yīng)優(yōu)先考慮加熱溫度90～135 ℃之間的熱阱。為此提出利用分離塔塔頂循環(huán)熱源代替氣體分離裝置脫丙烯塔其中一個(gè)重沸器蒸汽熱源的方案。經(jīng)模擬計(jì)算,分餾塔塔頂循環(huán)作為熱源代替氣體分離裝置脫丙烷塔一個(gè)重沸器,需要熱量為7.24 MW,而分餾塔塔頂循環(huán)量提高至1 000 t/h,溫度由135 ℃降至123 ℃后熱負(fù)荷為7.33 MW,完全可以替代氣體分離裝置脫丙烷塔其中一臺(tái)重沸器。

圖5 DCC裝置分餾塔塔頂循環(huán)與氣體分離裝置熱聯(lián)合優(yōu)化改造示意

但在實(shí)際實(shí)施過程中,因氣體分離單元現(xiàn)場位置受限,實(shí)施難度較大,并考慮到正在建設(shè)的1-丁烯項(xiàng)目需要消耗大量的低溫?zé)崴?為此最終未采取分餾塔塔頂循環(huán)與氣體分離裝置熱聯(lián)合方案,而采取分餾塔塔頂循環(huán)多產(chǎn)熱水方案,即在DCC裝置分餾塔并聯(lián)增設(shè)了一套塔頂循環(huán)系統(tǒng),其優(yōu)化效果見表4。改造后塔頂循環(huán)量提高到909 t/h,塔頂循環(huán)熱水總產(chǎn)量由525 t/h提高至1 058 t/h,分餾塔塔頂回流量由174 t/h降低至114 t/h,塔頂空氣冷卻器運(yùn)行數(shù)量由14臺(tái)減少為12臺(tái),塔頂回流泵由兩臺(tái)運(yùn)行減少為一臺(tái),合計(jì)減少電耗72 kW,但因新增塔頂循環(huán)泵而增加電耗103 kW。綜合計(jì)算,電耗增加28.3 kW;因塔頂冷回流量減少,整個(gè)分餾塔塔頂管路系統(tǒng)壓降減少,在同等處理負(fù)荷下DCC裝置氣壓機(jī)的3.5 MPa蒸汽消耗量由175.4 t/h降低至173.7 t/h,減少1.7 t/h,經(jīng)綜合評估每年可實(shí)現(xiàn)節(jié)能9 774 tCE,減少CO2排放29 689 t,降低運(yùn)行成本約1 154萬元。

表4 DCC分餾塔塔頂循環(huán)換熱流程優(yōu)化效果評估

2.4 乙苯裝置低溫余熱回收利用優(yōu)化

(1)存在問題

300 kt/a乙苯裝置生產(chǎn)過程中產(chǎn)生了600 t/h的120 ℃的中溫?zé)崴?直接并入全廠95 ℃低溫?zé)崴到y(tǒng)供全廠使用,95～120 ℃熱阱被白白浪費(fèi);苯乙烯裝置所需的0.35 MPa蒸汽中有15 t/h由1.0 MPa蒸汽減溫減壓提供,存在蒸汽梯級(jí)利用不合理的問題;全廠低溫?zé)崴^剩,需消耗4 000 t/h的循環(huán)水冷卻至67 ℃后方可作為工藝裝置的冷卻介質(zhì)使用,溫度過高的熱水并入系統(tǒng)導(dǎo)致循環(huán)水消耗增加。

(2)優(yōu)化思路及改造效果

乙苯低溫余熱回收利用優(yōu)化示意見圖6。由圖6可知,采用二類吸收式熱泵技術(shù)(該技術(shù)是一種高效且環(huán)保的熱能轉(zhuǎn)移系統(tǒng),可將低溫位熱源轉(zhuǎn)化為高溫位熱源[8-10]),將乙苯裝置所產(chǎn)的低品位溫?zé)崴?120 ℃,600 t/h)產(chǎn)生高品位的0.35 MPa蒸汽(11 t/h)直接供苯乙烯裝置使用,熱水經(jīng)熱泵完成熱轉(zhuǎn)移后溫度降至92 ℃再并入全廠低溫?zé)崴到y(tǒng),一方面可減少苯乙烯裝置1.0 MPa蒸汽減溫減壓為0.35 MPa的蒸汽量,另一方面可降低全廠過剩的低溫?zé)崴h(huán)水冷卻負(fù)荷,提高全廠低溫?zé)崴芰坷寐省ｍ?xiàng)目投用后,熱泵機(jī)組產(chǎn)0.35 MPa蒸汽10 t/h,每小時(shí)節(jié)約冷卻循環(huán)水2 090 t,低溫?zé)崴疁囟扔?15.3 ℃降至92.9 ℃,全廠低溫?zé)崂寐视?1.3%提高到47.6%,提高了16.3%,每年節(jié)能7 881 tCE,減少CO2排放24 662 t,綜合效益增加1 374萬元。

圖6 乙苯裝置低溫余熱回收利用優(yōu)化示意

2.5 芳烴抽提裝置甲苯塔進(jìn)料換熱網(wǎng)絡(luò)設(shè)計(jì)優(yōu)化

400 kt/a芳烴抽提裝置甲苯塔(T302)塔頂溫度177.8 ℃,塔底溫度215 ℃,進(jìn)料溫度為139.5 ℃,遠(yuǎn)低于泡點(diǎn)溫度,大大增加了塔底再沸器高品位熱源3.5 MPa蒸汽消耗量,而塔頂和塔底的高品位熱源產(chǎn)完熱水后全被空氣冷卻器和低溫循環(huán)水冷卻,這是典型的設(shè)計(jì)原因造成的能量利用不合理問題。因此提出利用甲苯塔塔頂和塔釜熱源提高甲苯塔進(jìn)料溫度的設(shè)想,改造示意見圖7。經(jīng)模擬計(jì)算,優(yōu)化后進(jìn)料溫度可由139 ℃升高至180 ℃,甲苯塔塔底再沸器3.5 MPa蒸汽消耗量降低0.45 t/h,塔頂空氣冷卻器A302熱負(fù)荷降低甚至可以關(guān)閉,空氣冷卻器電耗明顯降低,扣除熱水換熱器E311和E308熱媒水量減產(chǎn)13.73 t/h的影響,綜合每年可產(chǎn)生經(jīng)濟(jì)效益77.6萬元,節(jié)能278 tCE。但在實(shí)施過程因平面布置限制,管路復(fù)雜,現(xiàn)場無位置可布置新增的兩臺(tái)進(jìn)料換熱器,因此最終未能實(shí)施。

圖7 抽提裝置甲苯塔進(jìn)料換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化示意

2.6 抽提蒸餾裝置蒸汽噴射泵技術(shù)應(yīng)用

550 kt/a抽提蒸餾裝置溶劑回收塔T603、溶劑再生塔T604和抽提蒸餾塔T601塔底溫度在170～178 ℃之間,再沸器熱源為2.2 MPa蒸汽,飽和溫度在221 ℃左右,蒸汽的飽和溫度遠(yuǎn)高于塔底再沸器所需溫度,同時(shí)該等級(jí)蒸汽需要通過3.5 MPa蒸汽減溫減壓提供,存在能量梯級(jí)利用不合理的問題;同時(shí)全廠1.0 MPa蒸汽存在一定過?，F(xiàn)象,從全廠平衡角度考慮,希望裝置多消耗1.0 MPa蒸汽以保障全廠1.0 MPa蒸汽管網(wǎng)的安全運(yùn)行。通過采用蒸汽噴射泵技術(shù)(結(jié)構(gòu)簡單、投資小、運(yùn)行可靠,能合理匹配蒸汽的壓力等級(jí)回收低品位蒸汽,提高蒸汽的利用效率[11]),即利用較高壓力的3.5 MPa蒸汽作為動(dòng)力,通過噴嘴時(shí)產(chǎn)生高速氣流,在噴嘴出口處產(chǎn)生低壓區(qū),將低壓的1.0 MPa蒸汽吸入,3.5 MPa蒸汽在膨脹的同時(shí)壓縮低壓蒸汽,用3.5 MPa蒸汽的裕壓提高1.0 MPa蒸汽的品位,然后經(jīng)混合室充分混合后,再通過擴(kuò)壓室恢復(fù)部分壓力,達(dá)到要求的壓力2.2 MPa后并入原2.2 MPa蒸汽管網(wǎng)供溶劑回收塔T603、溶劑再生塔T604和抽提蒸餾塔T601塔等設(shè)備使用,優(yōu)化改造示意見圖8。經(jīng)標(biāo)定,項(xiàng)目實(shí)施后節(jié)約3.5 MPa蒸汽8.4 t/h,除氧水1.6 t/h,消耗1.0 MPa蒸汽9.6 t/h,綜合計(jì)算每年節(jié)能292 tCE,節(jié)約動(dòng)力成本212萬元。本項(xiàng)目更大的意義在于多消耗1.0 MPa蒸汽,解決了企業(yè)芳烴歧化裝置投產(chǎn)后1.0 MPa蒸汽富余的問題,每年產(chǎn)生間接效益500萬元以上。

圖8 550 kt/a抽提裝置蒸汽噴射技術(shù)應(yīng)用優(yōu)化改造示意

3 總體優(yōu)化效果

通過對大榭石化現(xiàn)有運(yùn)行裝置實(shí)施全流程能量優(yōu)化診斷,提出優(yōu)化項(xiàng)目62個(gè),截止到2022年底已實(shí)施重點(diǎn)優(yōu)化項(xiàng)目8項(xiàng),每年產(chǎn)生經(jīng)濟(jì)效益5 727萬元,實(shí)現(xiàn)節(jié)能量約36 ktCE,削減CO2排放量103 kt,全廠低溫?zé)崂寐侍岣?6.3%,能效水平得到明顯提升,具體明細(xì)見表5。本次能量優(yōu)化過程實(shí)施的乙苯裝置低溫余熱回收項(xiàng)目因促進(jìn)了升溫型熱泵機(jī)組大型化進(jìn)程,2022年被國家節(jié)能中心列為節(jié)能技術(shù)應(yīng)用典型案例,經(jīng)碳中和產(chǎn)業(yè)協(xié)同聯(lián)盟預(yù)測,該技術(shù)未來3年推廣應(yīng)用比例可達(dá)到5%,可降低能耗 100 ktCE/a,減排 CO2277.2 kt/a。同時(shí)大榭石化從2021年起將全流程能量優(yōu)化理念應(yīng)用到五期項(xiàng)目設(shè)計(jì)階段,提出優(yōu)化措施35項(xiàng),在詳細(xì)設(shè)計(jì)中均得以落實(shí),預(yù)計(jì)每年降低能耗133 ktCE、降低碳排放196 kt,實(shí)現(xiàn)節(jié)能降碳從源頭防控的目的。

表5 已實(shí)施的重點(diǎn)優(yōu)化項(xiàng)目綜合評價(jià)結(jié)果

4 結(jié)論及建議

(1)通過流程模擬、能效對標(biāo)、大數(shù)據(jù)分析等方法實(shí)施全廠能量利用優(yōu)化診斷,可以快速精準(zhǔn)找到企業(yè)能量利用低效環(huán)節(jié)并提出有針對性的提升措施,是企業(yè)實(shí)現(xiàn)快速能效提升的有效手段,建議煉化企業(yè)定期尤其是在建成后第一運(yùn)行周期開展全流程能量優(yōu)化診斷。

(2)大榭石化對存量項(xiàng)目實(shí)施全廠能量優(yōu)化提出優(yōu)化措施62項(xiàng),但最終成功落地措施只有8項(xiàng),可見已投入運(yùn)行的生產(chǎn)裝置雖然節(jié)能潛力巨大,但能量優(yōu)化項(xiàng)目實(shí)施難度和成本較高,如能將能量利用優(yōu)化提前到項(xiàng)目設(shè)計(jì)階段實(shí)施,可大大降低優(yōu)化成本和風(fēng)險(xiǎn),建議煉化企業(yè)在工藝包確定及基礎(chǔ)設(shè)計(jì)階段進(jìn)行一次全流程能量優(yōu)化診斷。

(3)全廠能量優(yōu)化注重的是全廠各裝置、各專業(yè)間的協(xié)同,在實(shí)施全廠能量利用過程要注重對技術(shù)骨干的培訓(xùn),使其普遍建立能量優(yōu)化認(rèn)同感,這樣有利于提高能量優(yōu)化過程的協(xié)同效率。

(4)能量利用優(yōu)化應(yīng)遵循“高質(zhì)高用、低質(zhì)低用”的原則,只有形成能量多次梯級(jí)利用的用能格局,才能實(shí)現(xiàn)能量的高效利用。

(5)全廠操作類的優(yōu)化實(shí)施成本是最低的,在實(shí)施過程應(yīng)優(yōu)先考慮,為使重點(diǎn)耗能設(shè)備始終處于良好的運(yùn)行狀態(tài),建議企業(yè)結(jié)合操作優(yōu)化的成效利用實(shí)時(shí)數(shù)據(jù)庫系統(tǒng)定制一些操作優(yōu)化的在線監(jiān)控模型,以保證重點(diǎn)耗能設(shè)備偏離最佳控制范圍第一時(shí)間能得到預(yù)警和干預(yù)。

(6)蒸汽噴射式熱泵、壓縮式熱泵、吸收式熱泵、熱泵增壓等技術(shù)經(jīng)過近年來的的發(fā)展,效率和穩(wěn)定性日趨成熟,且逐漸向大型化發(fā)展,在余壓、余熱利用方面將起到關(guān)鍵作用,為此在能量優(yōu)化過程要注重對以上新技術(shù)結(jié)合。

(7)提高直供比是煉化企業(yè)實(shí)施能效提升的重要手段之一,但在設(shè)計(jì)過程如對供料流程設(shè)置缺乏統(tǒng)一規(guī)劃,在實(shí)際運(yùn)行過程中往往難以達(dá)到預(yù)期效果。建議煉化企業(yè)熱供線與冷供線盡量設(shè)置獨(dú)立的供料線,避免出現(xiàn)熱供與冷供搶量的矛盾;如熱供線與冷供線共用一條線,冷供線盡量設(shè)置壓控調(diào)節(jié)設(shè)施,優(yōu)先保證熱供量;如同一物料線需要同時(shí)具備熱供與冷供功能,在裝置外送冷料進(jìn)調(diào)節(jié)閥的選擇上要充分考慮調(diào)節(jié)閥的適用范圍,必要時(shí)可設(shè)兩套調(diào)節(jié)系統(tǒng),一套用于正常操作時(shí)的塔液位控制,一套用于熱供料異常時(shí)的塔液位調(diào)節(jié)。

(8)精餾塔操作過程中段回流應(yīng)按設(shè)計(jì)的梯度進(jìn)行取熱,必要時(shí)進(jìn)行流程模擬復(fù)核設(shè)計(jì)參數(shù)的匹配性,盡量避免熱量上移,減少塔頂冷卻負(fù)荷,提高精餾過程的能量利用率。