70 萬噸/年連續重整裝置能耗核算分析

王奇，李林，陳愛青

（中國石化長嶺煉化公司，湖南岳陽 414000）

某煉化企業70 萬噸/年連續重整裝置包括預加氫處理、重整反應和后分餾部分，以石腦油為原料，在催化劑作用下使烴類分子結構重新排列，生產苯、甲苯、二甲苯等化工原料和高辛烷值汽油組分，同時生成大量氫氣[1]。其中，石腦油原料組成中90%以上為直餾石腦油，少部分為其它石腦油；2009 年進行原油劣質化及油品質量升級改造工程后，將原有的低壓組合床重整改造為連續移動床工藝，重整裝置規模從50 Mt/a 擴能至70 Mt/a，催化劑循環量由260 kg/h提高到350 kg/h。重整反應是強吸熱反應，低壓高溫利于反應進行，生產過程所需能耗較高[2]。隨著重整裝置擴能改造，石腦油原料優質化升級，生產過程中部分加熱爐負荷瓶頸逐漸凸顯。利用模擬軟件、設計參數核實比對、機泵額定功率核算等綜合計算方式，分析出裝置實際的能耗分布和能源消耗情況，了解裝置負荷瓶頸，對系統平穩運行及更好的挖掘裝置降耗潛能具有重要意義。

1 能耗核算

1.1 瓦斯消耗

70 萬噸/年連續重整裝置部分塔底重沸器和反應裝置采用瓦斯加熱，瓦斯消耗設備有預加氫反應加熱爐F1101、汽提塔底重沸器F1102、重整反應加熱爐F1201、脫戊烷塔底重沸器F1202 和脫重塔底重沸器F1203，其中重整反應加熱爐F1201 為四合一爐，爐效率93%。通過PertroSIM 軟件搭建重整模型，計算各加熱爐瓦斯消耗量，核算裝置瓦斯消耗總量。重整裝置流程如圖1所示。

圖1 重整裝置示意流程

1.1.1 F1101

PertroSIM軟件擬合F1101進料，根據F1101油品進出口溫度計算出焓差值，F1101 熱效率93%，由瓦斯組成核算出瓦斯低發熱值36 000 kJ/kg。表1 為F1101 油品物料組成和擬合結果，包含C2～C11異構烷烴、正構烷烴、烯烴、環烷烴和芳烴質量占比；表2 為模擬條件和負荷核算結果。由表1 可知，F1101 油品進料組成擬合結果與化驗分析一致，擬合度較好，結果可信度高。由表2 可知，預加氫進料經F1101 加熱至282.5 ℃需要消耗熱功率為4 667.7 kW，折算瓦斯量為0.467 t/h。F1101設計負荷為6 080 kW，即實際消耗熱功率為設計負荷的76.8%，負荷存富余。

表1 F1101 進料擬合結果

表2 F1101 模擬條件及結果

1.1.2 F1102

利用瓦斯組成核算出瓦斯低發熱值36 000 kJ/kg，F1102 熱效率93%，軟件模擬汽提塔T1101 分餾過程，模擬條件及結果見表3。由T1101分餾條件核算出F1102熱量消耗為7 201.1 kW，折算成瓦斯量為0.720 t/h，爐設計負荷為7 380 kW，實際消耗熱功率為設計負荷的97.6%，即實際生產過程中F1102負荷受限，在裝置大負荷運行過程中加熱爐供熱負荷瓶頸凸顯，限制裝置處理能力。為確保安全運行，可通過適當降低汽提塔回流比，降低塔底油初餾點等方式降低塔底重沸爐負荷。

表3 T1101 模擬條件及結果

1.1.3 F1201

擬合重整反應進料、生成油和循環氫組成，具體擬合條件見表4。通過計算油品和循環氫在各加熱爐進出口焓差值，核算出四合一爐瓦斯消耗量，具體結果見表5。利用瓦斯組成核算出瓦斯低發熱值36 000 kJ/kg，重整四合一爐F1201熱效率93%，設計負荷47 170 kW，由表5 結果可知，加熱爐核算負荷為32 159 kW，消耗瓦斯量為3.216 t/h。實際消耗熱功率為設計負荷的68.2%，重整反應加熱爐F1201負荷存在富余。

表4 重整反應模擬計算條件

表5 F1201 模擬計算結果

1.1.4 F1202

利用瓦斯組成核算出瓦斯低發熱值36 000 kJ/kg，F1202熱效率93%。模擬T1201分餾過程，模擬條件及結果見表6。核算F1202 熱量消耗為6 357.0 kW，折算成瓦斯量為0.636 t/h，脫戊烷塔底重沸爐F1202設計負荷為6 740 kW，實際消耗熱負荷為設計負荷的94.3%，即實際生產過程中F1202 負荷受限，在裝置大負荷運行過程中加熱爐供熱負荷瓶頸凸顯，可操作彈性減小。實際生產過程中需適當控制塔回流比在較低水平，降低塔底油初餾點，減少塔底重沸爐負荷。

表6 T1201 模擬參數及結果

1.1.5 F1203

利用組成核算出瓦斯低發熱值36 000 kJ/kg，F1203 熱效率93%。模擬T1202 分餾過程，模擬條件及結果見表7，其中模擬控制條件為塔頂液相外排量33 t/h，塔底溫度173 ℃，塔頂回流量18 t/h。由T1202分餾條件核算出F1203熱量消耗為5 323.7 kW，折算成瓦斯量為0.532 t/h，爐設計負荷為5 850 kW，實際運行負荷為設計負荷91.0%。在實際生產過程中，脫重塔塔頂料作為芳烴抽提裝置原料，如重整原料較優，芳烴抽提裝置原料產量增加時，脫重塔底重沸爐負荷受限明顯，需根據重沸爐負荷適當調整抽提進料量，確保塔底重沸爐不超設計負荷。

表7 T1202 模擬參數及結果

1.2 蒸汽消耗

連續重整裝置有余熱鍋爐自產3.5 MPa 蒸汽，同時重整循環氫氣壓縮機汽輪機消耗3.5 MPa蒸汽，重整預分餾塔T1102 使用3.5 MPa 蒸汽提供塔底熱源。1.0 MPa蒸汽消耗主要有脫丁烷塔T1203和發泡劑塔T1205，為發泡劑生產過程塔底重沸器供熱。

1.2.1 T1203

E1211出口凝結水溫度150 ℃，壓力0.7 MPa，該溫度壓力下凝結水汽化熱為2 047 kJ/kg，升溫比熱容為4.25 kJ/（kg·℃），E1211入口蒸汽和出口凝結水溫差為70 ℃，計算溫降放熱值297.5 kJ/kg，傳熱有效熱功率93%。如表8 所示，由擬合T1203 分餾條件核算出相應熱量消耗2 020 kW，折算成1.0 MPa蒸汽為3.34 t/h。

表8 T1203 模擬參數及結果

1.2.2 T1205

E1221 出口溫度146 ℃，壓力0.7 MPa，該溫度壓力下凝結水汽化熱為2 047 kJ/kg，升溫比熱容4.25 kJ/（kg·℃），E1221入口蒸汽和出口凝結水溫差74 ℃，計算溫降放熱值314.5 kJ/kg，傳熱有效熱功率93%。如表9 所示，由擬合T1205 分餾條件核算出相應熱量消耗1 834 kw，折算成1.0 MPa蒸汽為3.0 t/h。

表9 T1205 模擬參數及結果

1.2.3 T1102

擬合T1102 分餾過程，其中T1102 的控制參數見表10。表11、表12 為模擬生產過程中3.5 MPa蒸汽與1.0 MPa 蒸汽焓值大小和換熱前后焓值變化，其中3.5 MPa蒸汽實際壓力達到3.61 MPa，1.0 MPa蒸汽實際壓力只有0.87 MPa。由表可知，蒸汽經換熱器后放出的熱量中潛熱遠大于顯熱。實際生產過程中，換熱器入口加除氧水降溫后給T1102 塔底重沸器供熱，因熱量主要為蒸汽潛熱，所以溫度降低對蒸汽消耗量影響不大。為簡化計算結果，不考慮除氧水注入使蒸汽溫度下降后對蒸汽消耗量的影響。T1102分餾過程所需3.5 MPa蒸汽和1.0 MPa蒸汽結果見表13。即T1102 分離過程用1.0 MPa 蒸汽供熱需7.96 t/h，用3.5 MPa 蒸汽加熱需蒸汽量7.44 t/h。

表10 T1102 分離控制參數

表11 3.5 MPa 蒸汽焓值和焓差大小

表12 1.0 MPa 蒸汽焓值和焓差大小

表13 T1102 塔底重沸蒸汽消耗量

1.2.4 連續重整3.5 MPa 蒸汽

重整裝置3.5 MPa 蒸汽包括自產蒸汽和蒸汽消耗部分，后者為汽輪機和T1102 重沸器消耗。以3月數據為例，汽輪機蒸汽消耗量為14 t/h，T1102蒸汽消耗量為7.4 t/h；自產3.5 MPa蒸汽為11.8 t/h。即重整裝置3.5 MPa蒸汽消耗量為9.6 t/h。

重整裝置鍋爐自產3.5 MPa 蒸汽量一定，消耗量為汽輪機和預分餾塔底供熱，其中重整循環氫壓縮機依靠3.5 MPa 蒸汽帶動汽輪機做功，在重整負荷一定情況下，汽輪機消耗3.5 MPa 蒸汽量降幅有限。預分餾塔底3.5 MPa蒸汽消耗量為7.4 t/h，占比達34.6%，其塔底溫度約為140 ℃，屬于高質低用，可改為1.0 MPa蒸汽為其塔底供熱熱源，以減少3.5 MPa蒸汽消耗[3]。

1.2.5 連續重整產1.0 MPa 蒸汽

重整裝置1.0 MPa 蒸汽包括自產和消耗部分，自產即C1201產14 t/h，E1106產3.7 t/h（產凝結水和1.0 MPa 蒸汽比例取1:1），合計產1.0 MPa 蒸汽17.7 t/h。

重整1.0 MPa 蒸汽消耗為T1203 消耗3.34 t/h，T1205消耗3 t/h，E1944、E1946、M1941合計消耗蒸汽1.1 t/h，汽化器消耗蒸汽0.2 t/h，合計消耗7.64 t/h。綜合看重整裝置1.0 MPa蒸汽產汽量為10.0 t/h。

重整1.0 MPa 蒸汽整體消耗量正常，預分餾塔底熱源E1106 產生的蒸汽比例較大，為更高效的利用熱值，降低3.5 MPa 蒸汽消耗，可在E1106 蒸汽出口增設減壓閥，減少蒸汽生成。

1.3 電耗

重整新區耗電設備主要包括機泵、壓縮機和電加熱器，由表14、表15和表16可知總額定功率，機泵、運行機泵機組（不含備用）和電加熱器耗電總和即為重整裝置的耗電電量，取額定功率80%，重整裝置電耗負荷為4 282 kW。按3月計算，重整裝置耗電量為3 185 808 kW·h，實際耗電2 213 892 kW·h。因重整和芳烴抽提裝置用電量合并統計，裝置內部電耗分攤導致偏差，實際用電正常。

表14 重整裝置機泵耗電匯總

表15 重整新區壓縮機匯總

表16 加熱器匯總

1.4 其他能源介質

循環水、新鮮水、除氧水、凝結水和除鹽水均采用表計量值。其中，3月份除鹽水消耗為0，統計消耗為11 163 t/h。

2 能耗分析

對70 萬噸/年連續重整裝置進行能耗核算，詳見表17。

表17 月能耗核算分析

由表17可看出：

（1）重整裝置實際綜合能耗大約為70 kgEO/t。

（2）F1102 核算負荷較高，運行過程中存在超負荷風險；F1102為T1101塔底重沸爐，為T1101提供熱源，T1101 塔頂拔出輕烴組分，保證重整進料初餾點。實際運行過程中為保障重整進料初餾點，F1102降低能耗的可能性較小。

（3）F1202 和F1203 核算負荷較高，運行過程中存在超負荷風險；F1202 和F1203 分別為脫戊烷塔T1201 和脫重塔T1202 塔底重沸爐，運行過程中為保障抽提進料初餾點和干點，F1202 和F1203 降耗空間較小。

（4）通過核算可知，T1102 塔底熱源改用1.0 MPa 蒸汽供熱時蒸汽消耗量與3.5 MPa 蒸汽供熱消耗量相近；T1102塔底熱源改用1.0 MPa蒸汽供熱有利于降低裝置綜合能耗。（5）T1102塔底熱源利用率不高，3.5 MPa蒸汽換熱后生成蒸汽較多，可通過在E1106 蒸汽出口增設減壓閥等方式，減少換熱后出口蒸汽量。

3 總結

通過核算發現，重整裝置汽提塔底重沸爐F1102、脫戊烷塔底重沸爐F1202 和脫重塔底重沸爐F1203實際運行負荷較高，運行過程中存在超負荷運行風險，為確保裝置安全運行，裝置大負荷運行過程中，可通過適當降低汽提塔T1101和脫戊烷塔T1201回流比，降低塔底油初餾點等方式降低塔底重沸爐負荷[4]；需根據脫重塔T1202 塔底重沸爐負荷適當調整抽提進料量，確保塔底重沸爐不超設計負荷。

連續重整裝置綜合能耗大約為70 kgEO/t，要完成全年64.5 kgEO/t能耗指標，有以下幾個可能的方向：

（1）T1102重沸蒸汽改1.0 MPa蒸汽。1.0 MPa蒸汽和3.5 MPa 蒸汽供熱熱值差異較小，改用1.0 MPa 蒸汽可降能耗約1.15 kgEO/t，但受限于1.0 MPa蒸汽管線管徑，需要整體改造。

（2）T1102 塔底熱源利用率不高，蒸汽換熱后產生蒸汽較多，可通過在E1106 蒸汽出口增設減壓閥等方式，減少換熱后出口蒸汽量。

（3）停開T1203、T1205可節約1.0 MPa蒸汽6.34 t/h，降低裝置能耗約5.75 kgEO/t，但停產戊烷油產品總體效益不劃算，需綜合權衡。

（4）根據重整進料干點和芳烴抽提裝置二甲苯中非芳含量變化情況調整重整反應溫度，降低反應爐負荷，節約瓦斯。

（5）適當低控重整循環氫量，降低汽輪機轉速，減少3.5 MPa蒸汽消耗量。