熱聯合技術在煉化裝置上的應用

王萌，李曉輝

（中國石化洛陽分公司，河南洛陽 471012）

1 熱聯合技術的發展

熱聯合技術是將裝置多余的熱量輸出給另一套裝置作為熱源，其出發點是在大系統內尋找合適的熱匹配，達到能量優化利用的目的，避免“高熱低用”以及反復加熱、冷卻所帶來的能源消耗，是一項重要的、發展成熟的節能措施。

Dhole和Linnhoff[1]首先提出了總廠熱聯合的概念，優化不同裝置之間的熱聯合，提出了總廠熱源－熱阱圖，用來確定總廠中所有熱源能發生的各個等級的蒸汽量。Kleme?等[2]進一步發展了總廠熱源－熱阱圖與總負荷曲線圖，用來分析總廠的能量目標。Rodera和Bagajewicz[3]提出了用數學規劃法來解決總廠能量聯合問題，分析了直接換熱與間接換熱方式的優劣，并進一步分析了在間接換熱的總廠熱聯合中，采用多股中間介質物流的情況。近年，Perry等[4]將總廠熱聯合的邊界擴展到了廠區周邊居民的用能，并增加了對二氧化碳排放的考慮。Varbanov和Kleme?[5]則將可再生能源的利用考慮進了總廠的熱聯合。Kapil等[6]在總廠熱聯合的方法中加入了對低溫熱量的考慮，并考慮了熱泵等節能手段[7]。

2 洛陽石化熱聯合技術應用概況

洛陽石化熱聯合技術的應用經歷了三個階段，即裝置內部的熱聯合、裝置與裝置間單股物流的熱聯合、上下游之間的深度熱聯合。

2002年前后，洛陽石化陸續實施了兩套催化裝置一中油作為穩定塔和解吸塔底重沸器的熱源，常減壓裝置初底油與一催化油漿的熱聯合，部分常壓渣油與兩套催化裝置的熱聯合，脫瀝青油與兩套催化裝置的熱聯合，減壓渣油與溶劑脫瀝青裝置熱聯合，兩套催化油漿與油漿拔頭、減黏裂化裝置熱聯合，催化柴油與催柴加氫裝置熱聯合。

2008年，常減壓裝置擴能改造后加工能力達到800萬t/a，陸續實現了常減壓與兩套催化裝置熱聯合，兩套催化與汽油加氫裝置熱聯合，重整裝置與芳烴裝置熱聯合，兩套催化與催柴加氫裝置熱聯合。

2012年，隨著焦化裝置、蠟油加氫裝置、260萬t/a柴油加氫裝置的陸續投用平穩運行后，根據裝置間物料流向和關聯，經現場調研和模擬優化，逐步實現了上下游之間的深度熱聯合，避免了物料的冷卻和再加熱，減少了換熱網絡的兩次傳熱?損。

3 洛陽石化熱聯合應用現狀及效果

3.1 應用現狀

目前，洛陽石化熱聯合技術應用較好的為熱供料，焦化裝置汽、柴油和頂循三股物料去加熱CFB鍋爐的除鹽水，焦化裝置自產0.3 MPa蒸汽去PTA發電機組等。

洛陽石化現有熱供物料15路，涉及11套生產裝置，2012－2015年主要煉油裝置進料熱供比例可達92%。具體熱供物料流程如圖1所示（石腦油至重整裝置僅為直供，未熱供）。

圖1 洛陽石化熱聯合物料流程

2016年，通過大檢修對熱供料流程進一步優化，相關裝置熱供物料進出裝置溫度如表1所示。

3.2 應用效果

3.2.1 熱供料效果

利用Petro-Sim軟件對熱供料后加熱爐所減少的燃料消耗進行模擬計算（以常減壓裝置瓦斯組成為測算依據），得出加熱爐入口溫度每增加10℃，燃料消耗減少0.02 t/h。與2012年初洛陽石化熱供料溫度進行對比，2016年僅裝置熱進料使煉油裝置燃料消耗降低0.204 t/h。按照2016年608萬t加工量計算，煉油綜合能耗下降0.27 kgEO/t。

3.2.2 其他熱聯合效果

焦化裝置與動力部CFB鍋爐熱聯合，可節約動力部除鹽水加熱用1.0 MPa蒸汽約8 t/h，同時減少焦化裝置循環水消耗約120 t/h。焦化裝置與PTA發電機組熱聯合，PTA每小時可增加700 kW·h發電量。二催化裝置頂循與氣分T501熱聯合，減少T501 0.5 MPa蒸汽用量約6 t/h。精制航煤與石腦油加工流程熱聯合，減少T3302底重沸器1.0 MPa蒸汽用量約4.5 t/h，停用精制航煤出裝置空冷，每小時節電110 kW·h。

4 熱聯合存在的問題

熱聯合技術應用范圍廣，可匹配能量多，但因為系統壓力、產品質量的影響，熱聯合技術在實際運作中也存在一定的問題，熱聯合效果也會打折扣，需要突破上下游的一些固有約束。

表1 洛陽石化熱供物料基本情況

4.1 不符合設備設計溫度要求

部分下游裝置的原料緩沖罐、原料泵等在設計時未考慮熱供料工藝，設備設計溫度無法滿足熱進料溫度的要求。根據《固定式壓力容器安全技術監察規程》的要求，不能實施熱供料。

1）航煤加氫裝置

航煤加氫裝置原料油罐設計溫度為80℃，航煤熱進溫度（100℃以上）高于罐體設計溫度，違反《固定式壓力容器安全技術監察規程》的要求，考慮設備安全運行等因素，2014年10月停止熱供。

常減壓裝置為將航煤出裝置溫度降至80℃以下，需運行空冷A1003，電機功率30 kW，使常一線至航煤加氫裝置進料平均溫度降為56.3℃，滿足了固定式壓力容器的安全運行要求。但增加了常減壓裝置的電耗，以及航煤加氫裝置的燃料消耗。

2）S-Zorb裝置

目前催化穩定汽油至S-Zorb裝置溫度為69℃，原料泵設計操作溫度40～70℃，不能滿足兩套催化裝置穩定汽油提高熱供溫度的要求。

4.2 熱聯合裝置熱進出料溫差大

實際生產中，因熱聯合裝置間距離、管線保溫情況等因素的影響，造成裝置間輸送溫差大，熱損嚴重。

1）常減壓裝置常一線至航煤加氫裝置熱進出料溫差大

航煤加氫裝置由原來的直餾柴油加氫裝置改造而來，常一線至航煤加氫裝置管線部分利用以前常一線至罐區管線，部分利舊以前的直柴加氫裝置進料管線，造成常一線至航煤加氫裝置部分管線有保溫，部分無保溫，增加了物料傳輸過程中的熱損。2015年12月，常一線熱料出溫度約103℃，航煤加氫熱料進溫度約79℃，熱料進出溫差約24℃，熱損為1 265 kW。

2）溶劑脫瀝青裝置DMO至蠟油加氫裝置熱進出料溫差較大

溶劑脫瀝青裝置與蠟油加氫裝置距離較遠，熱聯合管線實際長度約1 000 m，加上管線保溫時間長等因素的影響，造成DMO熱進出料溫差較大。2016年7月以來，DMO熱進出溫差逐步由10℃左右增加至27℃左右。

4.3 影響下游裝置正常運行

熱供料的溫度并不是越高越好，需要通過系統的技術經濟評價和綜合權衡后才能確定，因為上游裝置熱出料之后，相應的熱阱需要新的熱源，同樣下游裝置的熱源也要找到新用戶，兩個換熱網絡原來的換熱順序打亂，需要重新匹配，只有熱阱和熱源匹配符合能量逐級利用的原則，才能使系統能量得到綜合優化。大部分裝置在設計時并未考慮熱進料，因此當系統實施深度熱聯合后，對下游裝置的正常運行造成了較為明顯的影響。

1）影響下游裝置產品質量

煉油系統實施深度熱聯合后，大幅降低了加熱爐燃料消耗，但較大影響了分餾系統的平穩生產。類似問題普遍存在于“出產品”的煉油裝置中，例如航煤加氫裝置、汽油加氫裝置等。

柴油加氫裝置的進料溫度大幅提高，受制于裝置內部換熱流程的局限，上游裝置將熱量轉移至柴油加氫裝置后，在原有換熱網絡下，裝置內的熱量又聚集在分餾系統，而精制柴油出裝置溫度無法滿足＜55℃的要求，進而影響到精制柴油的產品質量。因此只能將部分（或全部）進料退出熱供，降低原料熱進溫度。

2）影響下游裝置平穩運行

焦化裝置穩定汽油換熱器與動力部CFB鍋爐熱聯合，將原有約64℃，240 t/h的除鹽水加熱至75℃左右，可節約1.0 MPa蒸汽約8 t/h，同時減少焦化裝置循環水消耗約120 t/h。

實際生產中，由于系統管網壓力的影響，加之設備長周期運行后，易出現穩定汽油泄漏至除鹽水系統中的現象，影響鍋爐水的品質，進而影響鍋爐的平穩運行。

4.4 單裝置能耗與系統效益的矛盾

焦化和蠟油加氫裝置分別自產0.5 MPa和1.0 MPa蒸汽，在計算單裝置能耗時，自產蒸汽按折標系數計入能耗，而裝置熱供料時，存在外輸熱折算，這種規定算法對單裝置能耗具有較大影響。實際操作中，裝置往往采取多產汽的措施來降低能耗。

煉油裝置是一個大的系統，當實施深度熱聯合后，從能量轉換角度來說，少產蒸汽，可以減少傳熱?損，增加能量轉換效率，有利于降低整個系統的燃動費用。

4.5 個別裝置仍存在熱阱

目前，S-Zorb裝置穩定塔底精制汽油（175 t/h、140℃）直接和低溫熱水換熱，再經空冷、循環水冷卻器冷卻至35℃去罐區，熱源浪費較大。

5 改進建議及措施

5.1 更換部分設備，調整工藝參數

核算熱進料裝置經濟效益，在效益明顯的情況下，對制約熱聯合的設備按照熱進溫度的實際情況進行設計更新。

2015年大檢修前，對航煤加氫裝置原料罐進行設計更新。結合熱聯合實際情況，將原有的罐體設計溫度80℃更改為140℃，實現了航煤裝置原料的熱供。更新后，航煤加氫裝置原料進裝置溫度由55℃左右提高至79℃左右，停用常一線出裝置前空冷器。裝置燃料消耗由之前的0.68 t/h下降至0.61 t/h。

建議提高S-Zorb裝置原料油泵P101機封材質，將進料溫度從目前的70℃提高至90℃，降低裝置燃料消耗約0.04 t/h。

5.2 完善熱聯合管線保溫

航煤實現熱供后，航煤熱進出料溫差近24℃，熱聯合效果未能完全體現。對管線保溫情況進行現場檢查后發現，常一線至航煤加氫裝置管線部分保溫缺失長度約500 m。完善航煤進料管線保溫后，平均溫度由79℃增加至103℃，熱進出溫差大幅降低。航煤加氫裝置燃料消耗由0.61 t/h降至目前的0.30 t/h，降幅明顯。

建議對DMO至蠟油加氫裝置管線保溫進行更新，降低DMO熱進出溫差。初步估算，在現有生產條件下，可降低蠟油加氫裝置燃料消耗約0.04 t/h。

5.3 增上精制柴油低溫熱發電設施

為解決柴油加氫裝置實施熱進料后不能平穩運行的問題，建議增上低溫熱發電設施。

實現深度熱聯合時，精制柴油冷卻前的溫度基本維持在110～150℃，流量180～250 t/h，壓力1.3 MPa。利用有機朗肯循環（ORC）低溫熱發電機組對這部分余熱進行回收發電，具體改造流程如圖2所示，系統性能見表2。

該項目投資費用約1 200萬元，按柴油加氫裝置年運行8 000 h計算，凈發電量為780.8萬 kW·h/年，年效益為312萬元，投資回收期約3.8年。

圖2 柴油加氫裝置余熱發電系統改造流程

表2 柴油加氫裝置余熱發電系統性能參數

5.4 增上熱媒介質

焦化裝置與動力部熱聯合具有較好的節能效果和經濟效益，但由于系統壓力的問題，存在物料泄漏的風險。建議增上熱媒水換熱系統，利用低壓力的介質作為換熱媒介，實現熱量回收和利用。改造流程如圖3所示。

改造后，可節約動力部除鹽水加熱用1.0 MPa蒸汽約8 t/h，同時減少焦化裝置循環水消耗約120 t/h。

5.5 優化單裝置換熱網絡[8]

對焦化和蠟油加氫裝置內部換熱網絡進行優化，停用或降低蒸汽產汽量，增加能量轉換利用效率。在權衡裝置能耗和系統效益的前提下，建議：

1）優化焦化裝置換熱網絡，降低焦化裝置0.5 MPa蒸汽產汽量，將熱量轉移至焦化重蠟，提高焦化重蠟至蠟油加氫裝置進料溫度，進一步降低蠟油加氫裝置反應爐的燃料消耗。

2）優化蠟油加氫裝置換熱網絡，降低蠟油加氫裝置1.0 MPa、0.5 MPa蒸汽產量，將熱量轉移至兩套催化裝置。

5.6 充分利用裝置熱阱

針對S-Zorb裝置目前存在的熱阱，建議在穩定塔C201精制汽油（170 t/h、140℃）與P101出口增加一臺換熱器，用精制汽油的熱量給泵出口冷油加熱，從而降低加熱爐燃料消耗，同時可降低精制汽油線路上冷卻水量、空冷風機的電耗。

圖3 焦化裝置增上熱媒系統流程

6 結論

裝置間的熱聯合是將上下游兩套或者多套裝置作為一個整體，在大系統內進行“高熱高用，低熱低用”匹配，以達到能量優化綜合利用的目的。其實質是在幾套裝置內而不是孤立地在一套裝置內考慮能量的優化利用。

熱供料溫度的優化涉及到換熱網絡系統、分餾系統的獨立優化和協同優化，是以熱供料溫度為變量的多次分解協調，需要根據裝置間的具體操作，運用?經濟學技術評價，多個方案進行綜合比較后才能得出。

煉化裝置實施深度熱聯合后，使各裝置間的操作關系更加緊密，切換操作變得更加復雜，因而需要優化操作以減少對操作過程的影響，以及準備應急方案來保證熱聯合情況下裝置的平穩運行。實現深度熱聯合，必須在確保上下游裝置平穩運行的基礎上進行，不能單純以節能降耗為目的，影響下游裝置的安全操作和產品質量。