华东院-延迟焦化装置三种换热分馏流程方案分析1.doc

延迟焦化装置三种换热分馏流程的比较 谢崇亮 李小娜 毕治国
延迟焦化装置三种换热分馏流程的比较
谢崇亮 李小娜 毕治国
中国石油工程建设公司华东设计分公司，青岛，266071

摘要：以一套加工大庆减压渣油的240万吨/年延迟焦化装置为例，经过模拟计算及用能分析，对原料油与反应油气塔外换热流程（以下简称“流程一”）、原料油与反应油气塔内换热流程（流程二）、蜡油与反应油气塔内换热流程（流程三）进行了能耗、能质利用及设备投资等方面的分析。分析结果表明：在三种流程均达到同样的分离效果前提下，流程一设备投资最高，流程二能质利用最优，流程三能耗最低。
关键词：延迟焦化 分馏塔 换热 能耗 分析
1.前言
随着常规原油的日益减少，重质油、油砂、沥青砂等非常规原油的开发和利用越来越多，加上全球高油价的推动及石油焦的气化技术和焦化-气化-汽电联产组合工艺的开发和大规模应用，使得延迟焦化装置因其自身的优点成为劣质重油加工的重要手段，这也使得对延迟焦化工艺流程进行优化分析，节能降耗具有更普遍的现实意义。
本文以国内某240万吨/年延迟焦化装置为例，以ASPEN 2006的模拟计算及用能分析为媒介，对三种流程进行分析比较。比较的基础是保证分馏塔各侧线产品质量合格，同时尽量保持分馏塔上部取热比例相同。
2.工艺流程简介
流程一如图1所示，减压渣油经过一系列原料油换热器换热后，进入加热炉进料缓冲罐，与来自分馏塔底的焦化循环油一起在加热炉进料缓冲罐内混合后进入焦化加热炉。其特点在于减压渣油不再进入焦化分馏塔进行换热和洗涤，增设分馏塔底循环油外取热器、循环油回流泵，通过调节分馏塔底循环油的取热量来灵活调节循环比。

流程二如图2所示，减压渣油经过一系列原料油换热器换热后，分上、下两股物料进入分馏塔下段，与焦炭塔顶来的反应油气直接接触，进行传质和传热。换热后的渣油与循环油一起经加热炉进料泵进入焦化加热炉。通过调节焦化分馏塔换热挡板上方的减压渣油量来调节循环比。

流程三如图3所示，减压渣油经过一系列原料油换热器换热后直接进入分馏塔底部，不再作为洗涤油与焦炭塔顶反应油气直接接触。换后的蜡油回流分两路分别返回换热挡板上方和塔底，返回档板上方的作为洗涤油与反应油气直接接触进行传质和传热，返回塔底的一股主要作为调节循环比和灵活控制塔底温度用。

3 三种换热分馏流程对比分析
3.1 原料性质、产品收率及控制指标
该装置设计处理量为240万吨/年(年操作时数按8400小时计)，模拟中分馏塔采用26层理论板（实际板数53层），其原料性质、分馏塔产品收率及控制指标分别见表1和表2。
表1 减压渣油主要性质
项目
比重，d420
分子量
馏程（ASTM D86），℃
0%
2%
5%
10%
数值
0.9187
1085
305
399
489
530
表2 分馏塔产品收率及控制指标
物料名称
流率，kg/h
控制指标
分馏塔顶气
78744

煤油
20142
ASTM D86>170℃,EP<250℃,煤柴脱空度：（5%-95%）≥10℃
柴油
81286
ASTM D86 95%≤350℃；柴蜡脱空度：（5%-95%）≥-10℃
轻蜡油
36914
ASTM D86 EP≤440℃；残炭：<0.05m%；沥青质：<0.02m%
重蜡油
20229
ASTM D86 EP≤485℃；残炭：<0.05m%；沥青质：<0.02m%
分馏塔底油
114286/400000

3.2 用能比较
能具有量和质两重属性，能的质用（即有效能）描述。长期以来，一直以装置的综合能耗和产品单耗（焓分析法）等作为评价系统优劣的准则，但是这些准则仅表征系统对能的数量利用状况，而忽略了系统中能量形式的转换及同种形式能量由温度、比焓等参数的变化引起的能质变化。从技术角度看，科学用能要求能量效率和能质效率应同步高效，因为只有二者都达到高效，才能表明用能系统对能量和能质的利用都是充分的。
3.2.1 分馏塔部分 三种流程的分馏塔用能情况见表3。
表3 三种流程分馏塔用能情况对比
项 目
流程一
流程二
流程三
顶
循
环
回
流
取 热，MJ/h
66987.8
66987.8
66987.8
所占比例，%
28.92
37.14
31.16
流量， MJ/h
14413.1
14485.5
14446.8
所占比例，%
15.95
22.46
17.69
柴
油
回
流
取 热，MJ/h
40465.6
39732.9
39569.6
所占比例，%
17.47
22.03
18.41
流量， MJ/h
16026.9
15679.4
15599.1
所占比例，%
17.73
24.30
19.11
中
段
回
流
取 热，MJ/h
36843.3
36843.3
36843.3
所占比例，%
15.90
20.43
17.14
流量， MJ/h
16393.1
16440.9
16407.4
所占比例，%
18.13
25.49
20.10
重
蜡
油
循
环
取 热，MJ/h
47728.8
36802.6
71558.8
所占比例，%
20.61
20.40
33.29
流量， MJ/h
23372.0
17903.0
35193.5
所占比例，%
25.86
27.75
43.10

循
环
油
取 热，MJ/h
39602.5

所占比例，%
17.10

流量， MJ/h
20173.4

所占比例，%
22.31

总取热量， MJ/h
89857.4
64508.8
81634.7
分离 量， MJ/h
6469.2
6433.4
6488.6
损失， MJ/h
40761.9
41808.7
41152.3
从表3可以看出：1）对于流程二、流程三而言，分馏塔上部取热比例偏高，下部偏低，但是应该注意到对于这两种流程来说在分馏塔底部均隐含着直接接触传热未体现出来；2）三种流程的分离量基本相同，进一步佐证了三种流程达到相同的分离效果；3）对于由传热、传质不可逆引起的分馏塔损而言，流程一损最小，流程二损最大，这可从分馏塔板上传热温差上得到解释（图4），同时也说明了就分馏塔单个设备而言，流程一在能质的利用上最优。

图4 三种流程分馏塔理论板上气液相温差比较
3.2.2 加热炉部分
延迟焦化是一个不可逆的热裂解反应过程，由加热炉提供裂解反应所需要的能量。在原料性质、循环比、加热炉出口温度确定的情况下，提高加热炉入口温度，是降低加热炉能耗的关键措施之一。
本文采用夹点技术合理安排原料油与分馏塔各侧线及循环回流换热流程，三种流程基本换热顺序如图5所示。

图5 原料油换热流程
换热情况对比见表4。从表中可以看出：就加热炉能耗而言，流程二最低，流程一最高；就原料油经由换热器间接换热而言，流程二损最小，而流程一最大。
表4 三种流程原料油换热情况对比
原料换热
流程一
流程二
流程三
换热终温，℃
320.15
271.54
303.57
进加热炉温度，℃
330.34
342.23
336.69
损，MJ/h
7553.14
5115.75
6336.85
3.2.3 换热分馏部分综合对比
为了提高用能效率，分馏塔侧线产品及循环回流热量除了用来加热原料油、提供吸收稳定部分所需热量外，其余热量尽可能用来发生蒸汽，这样做的好处除了回收能量外，也便于分馏塔回流温度的控制。
三种流程的换热分馏部分综合对比见表5。表中以流程二为基准比较了加热炉能耗和换热分馏部分总能耗，其中能耗栏正值为多消耗，负值为相对节省能量。
表5 三种流程换热分馏部分综合对比
项 目
流程一
流程二
流程三
加热炉能耗，MJ/h
+14837.09
0注1
+6935.47
1.0MPa蒸汽折合能量，MJ/h
42250.95（13278.11kg/h）
34541.44
（10855.26 kg/h）
45664.75
（14350.96 kg/h）
电耗，MJ/h
+4601
0注1
+2036.43
总能耗，MJ/h
+11728.58
0注1
-2151.41
总损，MkJ/h
48.32
46.93
47.48
总效率，%
71.44
72.26
71.93
注1：加热炉能耗、电耗、总能耗均以流程二为基准进行比较，“+”为相对多消耗能量，“-”为相对节约能量。
从表5中可以看出：流程一能耗最高，效率最低；流程二蒸汽发生量最少，总损最低，效率最高；流程三发生蒸汽量最大，总能耗最低，但高质燃料气发生低质蒸汽量多于流程二，所以总效率略低于流程二。
3.3 设备投资费用比较
不同的换热分馏流程在固定设备投资方面也有差别，三种流程换热器规格（基于相同的面积裕量）如表6所示。从表中可以看出，流程一所需换热器台数最多（23台），换热器投资费用为流程二的1.71倍，流程三的1.40倍。
另外，流程一与其它两种流程相比，需要增加循环油与回流泵2台、加热炉进料缓冲罐（Φ5400X15000）一座。
表6 三种流程换热器规格比较
流程
名 称
型 号
台数
重量,kg

流

程

一
原料-轻蜡油换热器(Ⅱ)
BES1100-4.0-315-6.0/25-6I(B=450)
2
17140/台
原料-柴油换热器
BES1400-4.0-540-6.0/25-4I(B=400)
6
28604/台
原料-轻蜡油换热器(Ⅰ)
BES1200-4.0-375-6.0/25-6I(B=400)
2
20240/台
原料-中循换热器
BES1400-4.0-540-6.0/25-4I(B=400)
2
28604/台
原料-重蜡油换热器
BES1400-4.0-515-6.0/25-6I(B=350)
2
28540/台
原料-循环油换热器
BES1500-4.0-605-6.0/25-6I(B=400)
6
32879/台
中循蒸汽发生器
BJS1400-4.0-542-6.0/25-4(B=600)
1
27480/台
重蜡油蒸汽发生器
BJS1400-4.0-542-6.0/25-4(B=600)
1
27480/台
循环油蒸汽发生器
BJS1200-4.0-390-6.0/25-4(B=600)
1
19460/台
合计：

23
632366

流

程

二
原料-轻蜡油换热器(Ⅱ)
BES1000-4.0-255-6.0/25-6I(B=450)
2
13960/台
原料-柴油换热器
BES1400-4.0-540-6.0/25-4I(B=400)
6
28604/台
原料-轻蜡油换热器(Ⅰ)
BES1300-4.0-445-6.0/25-6I(B=450)
2
24906/台
原料-中循换热器
BES1400-4.0-515-6.0/25-6I(B=350)
2
28540/台
原料-重蜡油换热器
BES900-4.0-205-6.0/25-4I(B=400)
1
10740/台
中循蒸汽发生器
BJS1400-4.0-542-6.0/25-4(B=600)
1
27480/台
重蜡油蒸汽发生器
BJS1300-4.0-467-6.0/25-4(B=600)
1
24154/台
合计：

15
368810

流

程

三
原料-轻蜡油换热器(Ⅱ)
BES1100-4.0-315-6.0/25-6I(B=450)
2
17140/台
原料-柴油换热器
BES1400-4.0-540-6.0/25-4I(B=400)
6
28604/台
原料-轻蜡油换热器(Ⅰ)
BES1300-4.0-445-6.0/25-6I(B=450)
2
24906/台
原料-中循换热器
BES1500-4.0-635-6.0/25-4I(B=400)
2
33039/台
原料-重蜡油换热器
BES1500-4.0-605-6.0/25-6I(B=400)
2
32879/台
中循蒸汽发生器
BJS1400-4.0-542-6.0/25-4(B=600)
1
27480/台
重蜡油蒸汽发生器
BJS1600-4.0-688-6.0/25-6(B=600)
1
38370/台
合计：

16
453402
3.4 其它方面比较
除了上述的能耗、损、设备投资等方面的比较外，三种流程其它方面的优缺点见表7。
表7 三种流程其它方面比较
流程
优 点
缺 点
流
程
一
分馏塔下部换热板不易结焦；容易准确调整循环比；加热炉进料泵条件缓和。
循环油做洗涤油洗涤效果较差，蜡油段焦粉携带量较多；塔外换热，散热损失较大，燃料气消耗高，流程长。
流
程
二
分馏塔洗涤效果好，焦粉携带量少；
加热炉负荷较小，燃料气消耗少。
分馏塔下部换热板设计不当易结焦；循环比调节较繁琐，不适合于较小循环比（低于0.2）的操作
流
程
三
分馏塔下部换热板不易结焦；燃料气消耗较少；大循环比操作时，可防止分馏塔底温度过高，减少分馏塔底结焦倾向。
蜡油做洗涤油的洗涤效果较差，蜡油段焦粉携带量较多；分馏塔下部气相负荷比流程一大0.8%。
4 结论
通过对三种换热分馏流程的分析比较，得出如下结论：1）三种流程可以达到同样的分离精度；2）流程一设备投资费用最高，能耗最高；流程二能质利用最优；流程三能耗最低，设备投资费用较低；3）对于易结焦的物料来说，推荐流程一、流程三；对于进料不易结焦、大循环比操作的装置来说，推荐流程二、流程三；对于原料性质变化大，循环比变化大的装置来说，推荐流程一、流程三。
参考文献：
1. 项新耀，Ji Kun，成庆林，化工装置反应能量系统的传递描述，化工学报，2007，58（9），2178-2182.
2. 曹新波，段占庭，利用PRO/Ⅱ进行催化裂化回收系统的分析，计算机与应用化学，2003，20（5），657-661.
3. 华贲，沈剑峰，分馏塔网络能量综合的经济优化方法，石油化工，1992，21（6），392-399.