加氫裂化基礎能耗計算

1、1適用范圍本計算方法適用于以生產(chǎn)中間餾分油產(chǎn)品為主的加氫裂化裝置的基準能耗計算，基本流程包 括反應部分（包括壓縮機部分）、分餾部分，其中反應部分采用冷高分流程，循環(huán)油循環(huán)至裂化 反應器入口；分餾部分采用先穩(wěn)定后分餾流程，設脫丁烷塔、脫乙烷塔、常壓塔及減壓塔，不包 括液化石油氣及氣體脫硫、溶劑再生及酸性水汽提部分。2基準能耗的基礎條件2.1原料原料油：低硫原料，90C進裝置。氫氣：氫氣純度99.9 mol %, 40 C進裝置。2.2產(chǎn)品裝置的產(chǎn)品為干氣，液化石油氣，輕、重石腦油，航煤，柴油。干氣，40C出裝置。液化石油氣，40C出裝置。輕石腦油(C5-82C)，40C出裝置。重石腦油(82-1

2、38C)，40C出裝置。航煤(138-238C)，45C出裝置。柴油(238-350C)，50C出裝置。2.3反應部分基準條件采用冷高分流程，循環(huán)油循環(huán)至裂化反應器入口。2.4分餾部分基準條件脫丁烷塔：塔頂壓力1.55MPa (G)，回流罐溫度40Co常壓塔：塔頂壓力0.03MPa (G)，回流罐溫度40Co減壓塔：塔頂壓力-0.064MPa (G)，減頂污油罐溫度40Co2.5加熱爐熱效率熱效率按90% o2.6其他循環(huán)氫壓縮機采用離心機背壓式蒸汽透平驅(qū)動，動力為3.5 MPa蒸汽，排汽為1.0MPa蒸汽。新氫壓縮機采用電動往復式。泵采用電機驅(qū)動。各塔熱源均按重沸供熱。物流溫度在50C以上，

3、冷卻方式為空冷器冷卻，空氣設計溫度按31C考慮；在50C以 下，冷卻方式以水冷考慮，循環(huán)水給水溫度按30C考慮，水的溫升10C。物流(除反應流出物、各塔頂餾出物外)高于 100C的熱均認為是利用熱而不計入能 耗。小于等于100C的熱量均認為被冷卻而計入能耗。透平回收的能量不計入能耗。除氧水的注入量按照新鮮原料中雜質(zhì)的含量確定。散熱損失按3% 5%考慮。3基礎條件的說明3.1原料原料油性質(zhì)：加氫裂化裝置原料的性質(zhì)對操作條件及工藝流程的選擇有很大影響，例如，干點、氮含量的變化會引起操作壓力的變化，而操作壓力直接影響能耗的高低；原料硫含量的變化不 但影響操作條件，還影響工藝流程的選擇，當硫含量達到一

4、定程度，反應部分需要設置循環(huán)氫脫硫 設施，分餾部分需要考慮液化石油氣回收設施乃至不同的分餾流程。由于原料性質(zhì)對加氫裂化裝置 影響的復雜性，本計算方法目前限定原料為低硫原料，對加工高硫原料的裝置，僅按增設循環(huán)氫脫 硫設施考慮引起的能耗的增加，目前暫時不考慮由分餾部分流程引起的能耗的變化情況。氫氣：新氫的組成對加氫裂化裝置的操作壓力有一定的影響，當新氫的純度降低而甲烷含量增 加時，會引起操作壓力增加，新氫壓縮機的功率增加。同時，新氫的邊界壓力對新氫壓縮機的功率 也有較大影響。3.2產(chǎn)品裝置的產(chǎn)品在一定程度上決定了裝置的操作條件及流程設置，本計算方法限定裝置的產(chǎn)品為干 氣，液化石油氣，輕、重石腦油、

5、航煤、柴油。對于產(chǎn)品與基礎條件相差較大的裝置，目前暫時不 考慮由分餾部分流程引起的能耗變化。3.3氣象條件氣象條件對加氫裂化裝置能耗的影響比較復雜，主要影響伴熱蒸汽耗量、循環(huán)水耗量及空冷器 電耗量，對于南方地區(qū)伴熱蒸汽耗量較北方地區(qū)小，而循環(huán)水及空冷器電耗量則較北方地區(qū)大，綜 合考慮以上因素，本計算方法暫不考慮氣象條件對加氫裂化裝置能耗的影響。4基準能耗的計算方法4.1所需的原始數(shù)據(jù)產(chǎn)品收率(m%)干氣(YG)、液化石油氣(YLPG)、輕石腦油(YLN)、重石腦油(YHN)、航煤(Yj)、柴 油(yd)原料原料油密度DF(t-m-3)，新氫壓縮機入口壓力PMH(MPa)，新氫分子量Mh。操作條

6、件新鮮進料量F (th-i)，新鮮進料溫度Tff (C)，反應器入口溫度Tri (C)，出口溫度Tro(C)，氫耗Yh (m%)，單程轉(zhuǎn)化率C (m%)，高分壓力PHS (MPa)，新氫壓縮機出口溫度 Tmh (C)，循環(huán)氫壓縮機出口溫度Trg (C)，循環(huán)氫分子量Mrg，反應流出物換熱終溫Te(C)，高分溫度Ths (C)，循環(huán)氫壓縮機入出口壓差AP (MPa)，循環(huán)油密度Du (tm-3)，反 應進料泵體積流量VF (m3-h-1)，循環(huán)油泵體積流量Vu(m3-h-1),循環(huán)氫壓縮機體積流量VH(m3n-h-1), 循環(huán)氫(不含冷氫、旁路循環(huán)量)體積流量VR(m3n-h-1),冷氫體積流量

7、VQ(m3n-h-1)04.2基準能耗計算方法及步驟4.2.1燃料能耗加氫裂化裝置的燃料消耗由熱平衡決定，集中反映裝置的用能水平。熱平衡按反應、分餾兩部 分考慮。反應部分供熱方：反應流出物反應流出物由反應生成氣體、液化石油氣、輕石腦油、重石腦油、航煤、柴油、循環(huán)油、循環(huán) 氫組成，所提供的熱量為各組分所提供熱量的和。假設各組分的比焓為定值，則有：Qs=氣。)】式中：GIP 各組分質(zhì)量流率；KIP 各組分在反應系統(tǒng)條件下的比焓。需熱方：新鮮進料，新氫，循環(huán)氫，循環(huán)油，低分油。Q =G K (T -T )+G K (T -T )NIF IF RI IFIP IP PF LP式中：GIF 各進料組分質(zhì)

8、量流率；KIF 各進料組分比焓；GIP 各產(chǎn)品組分質(zhì)量流率；Kip 各產(chǎn)品組分在分餾系統(tǒng)條件下的比焓；tif各進料組分進入反應系統(tǒng)的溫度(新氫、循環(huán)氫以壓縮機出口溫度計，循環(huán)油溫度按100 r 計)；tpf 各產(chǎn)品組分進入分餾系統(tǒng)的溫度；tlp 一低分溫度。循環(huán)氫在分別作為供熱方及需熱方時的流量不同，當作為供熱方時其流量為(VR+VQ)，而作為需熱方時僅為VR。分餾部分由于基礎條件限定了分餾部分的流程，所需熱量由重沸爐或重沸器提供。對于任一塔，進出塔的焓守衡，有如下關(guān)系：EHF1p+Qh=EHP1p+Qc式中：HF.p 產(chǎn)品各組分入塔條件下的焓；HP.p 產(chǎn)品各組分出塔條件下的焓；QH 一全塔

9、加熱負荷；QC 一全塔冷卻負荷。由上可知，對于整個分餾部分，有如下關(guān)系：5+叫廣叫+斗式中：HFip產(chǎn)品各組分進入分餾部分條件下的焓；HPip 產(chǎn)品各組分出分餾部分條件下(塔底)的焓；QHi 各塔加熱負荷；QCi 各塔冷卻負荷。假設各產(chǎn)品(除塔頂物流)均經(jīng)與工藝物流換熱回收熱量，至100C后進行冷卻，所回收的熱 量為：QeSKip (Tn100)HPip-HFiP=G .Kip (TiTpf)式中：Gi 各組分質(zhì)量流率；Ki 各組分比焓；Tip 各組分出分餾部分的溫度。根據(jù)全裝置的熱平衡可知，全裝置加熱爐所提供的熱量為：Q廣Qn-。+豚字+眼廣理Qe=G K (T -T ) +G K (T -

10、T ) - (T -T )G K if if Ri iFip ippF Lp RO E ip ip+ G ipKip(Tip-Tpf)-EGipA (孔-100) += EGiFKiF(Tri-Tif)-(Tro-Te)GipKip+G(100孔)+。燃料部分的能耗記為E1則有：E1=Qt/0.9(1-r)F其中r為散熱損失系數(shù)，可按3%5%考慮因各組分收率等于各組分流率與原料流率之比即Yi=Gi/F所以有下式：E =Y K (T -T ) - (T -T ) Y K +Y K (100-T ) +Q /0.9(1-r)1 L iF if Ri iFRO E ip ipip iplpCiL v

11、 刀式中的QCi是在根據(jù)模擬計算確定最小回流比后得到的，為最小回流比與各產(chǎn)品組分的收率的 函數(shù)。不同的產(chǎn)品分布必然導致分餾部分各塔的最小回流比的不同，因此，在實際應用中應以流程 模擬計算結(jié)果為準。不同原料油及其產(chǎn)品的焓值的絕對值各不相同，但其焓差應該近似，在實際應用中應通過流程 模擬軟件進行模擬計算后得到各物流的比焓。氣體產(chǎn)品雖然不完全進入分餾系統(tǒng)，但考慮到其產(chǎn)率較低，對能耗的影響也比較小，這里采取 的粗略的處理方法，即根據(jù)流程模擬計算結(jié)果，按氣體成一定比例進入分餾系統(tǒng)考慮。4.2.2電耗新氫壓縮機對于往復式壓縮機，各級的指示功率Nidj（kW）：N. = 1.634P V T -1 Z +

12、Z。由J J k-1 2 Zsj式中：Psj一往復式壓縮機j級的進氣壓力；V. -j級的進氣容積； . -j 級的壓力比, j=Pjd/Pjs；k 絕熱系數(shù)；Zsj, Zdj- j級的進排氣狀態(tài)下的壓縮系數(shù)。往復式壓縮機的絕熱功率為各級絕熱功率的總和N/EN.ad adj軸功率為絕熱功率與絕熱效率之比W1=Nad/n ad反應進料泵W = 0.272 匕也n 1式中：n 1泵效率；Pf一反應進料泵的進出、口壓力差，按照實際情況確定。循環(huán)油泵W = 0.272 匕Pun 2式中：n 2泵效率；Pu一循環(huán)油泵的進出、口壓力差，按照實際情況確定。其它電耗其它用電設備的總功率為：(統(tǒng)計數(shù)據(jù))W4 =入

13、 iF式中：入1其它用電設備的總功率估算系數(shù)，可根據(jù)裝置的實際情況確定。裝置電耗記為E2,則：E2=0.26(W1+W2+W3+W4)/ F加氫裂化裝置電的消耗主要由新氫壓縮機、原料油泵、循環(huán)油泵等大型機泵決定，在基準能耗 的計算中按照理論計算值計，但由于各制造廠產(chǎn)品性能有較大差異，與理論計算值可能存在較大的 偏差，而且該項消耗主要由工藝需要及工廠條件所限制，對節(jié)能工作的指導意義不大，建議在使用 時盡量采用各裝置的設計值。4.2.3蒸汽能耗3.5MPa蒸汽循環(huán)壓縮機氣體絕熱壓縮所需功率(kW)：W5 = 1.634PHSV m E 了 -1冬乒 /nm-12Z .s式中：PHS一進氣壓力；V

14、一進氣容積； 一壓力比,(Phs+P )/PHS；m 一多變指數(shù)；n 一多變效率；Zsj, Zdj一進排氣狀態(tài)下的壓縮系數(shù)。蒸汽透平汽耗率：SC t/kWh；3.5MPa 蒸汽耗量：SCW5，t/h；3.5MPa蒸汽背壓至1.0MPa蒸汽所產(chǎn)生的能耗為：12SCW5 MMkcal。1.0 MPa蒸汽消耗：1.0MPa蒸汽耗量：入2F, kg/h （統(tǒng)計數(shù)據(jù)）。發(fā)生：按常壓塔及減壓塔回流熱的10%可用于發(fā)生1.0 MPa蒸汽考慮，根據(jù)流程模擬計算結(jié)果確定，以下記為0.1（QCA+QCV），可發(fā)生的蒸汽量記為sg.裝置蒸汽部分能耗記為e3,則：E3=12ScW5 +0.076 （入 2F -Sg）

15、/F式中：入2MPa蒸汽耗量估算系數(shù)，可根據(jù)裝置的實際情況確定。4.2.4 水循環(huán)水：在基準流程的條件下，裝置的循環(huán)水的消耗主要來自分餾部分塔頂及產(chǎn)品冷卻，和大型機泵冷 卻用水。分餾部分塔頂及產(chǎn)品冷卻分餾部分塔頂冷卻負荷已在燃料計算中求得，為QCi。其中水冷器部分的冷卻負荷簡化處理為入3QCio產(chǎn)品冷卻負荷為：QpC=EGIPK!P（50-TIP）式中：GIP 各組分質(zhì)量流率；kip 各組分比焓；Tip 各組分出裝置的溫度；入3水冷負荷估算系數(shù)，可根據(jù)裝置的實際情況確定。大型機泵冷卻大型機泵的冷卻水消耗根據(jù)其軸功率，按經(jīng)驗值取。該部分冷卻水用量記為入4f。入4一機泵冷卻用水估算系數(shù)，可根據(jù)裝置

16、的實際情況確定。裝置循環(huán)水部分能耗記為E4,則：E4 =0.1（入 3QCi+ QPC） 10-4+A 4F/F除氧水：在基準流程的條件下，裝置的除氧水的消耗主要為反應部分注水和發(fā)生蒸汽用水。反應注水的 用量根據(jù)原料的雜質(zhì)含量確定，發(fā)生蒸汽的用水量按蒸汽的發(fā)生量估算。裝置除氧水部分能耗記為e5,則：E5 =9.2 （入 5F+Sg）/F式中：入5反應部分注水量占原料量的百分比，可根據(jù)裝置的實際情況確定。其它水（包括凝結(jié)水、污水等）的能耗：E6 =0.05該項目為統(tǒng)計值。4.2.5其它能耗包括除凈化壓縮空氣、氮氣的能耗。E7= 75/F該項目為統(tǒng)計值。總能耗E：E = E+E+E+E+E+E+E

17、12345675基準能耗的校正5.1高硫油原料循環(huán)氫脫硫循環(huán)氫中硫化氫的濃度除與原料的硫含量高低有關(guān)外，還與原料的氮含量、生成油性質(zhì)、高壓 分離流程及操作條件有關(guān)。當裝置設有循環(huán)氫脫硫設施時，該部分電耗可按下式估算，并計入裝置能耗。W 6 0.272 ,PS式中：n 3泵效率;vs一循環(huán)氫脫硫溶劑泵流量;Ps一循環(huán)氫脫硫溶劑泵進出口差壓。5.2 一次通過流程當裝置為一次通過流程時，對于熱量平衡，相對于全循環(huán)流程，未轉(zhuǎn)化油不再作為需熱方參加熱平衡。其余幾項不變。6基準能耗計算舉例例，鎮(zhèn)海80萬t/a加氫裂化裝置(基本數(shù)據(jù)見表1)燃料能耗包括反應部分加熱爐、分餾部分加熱爐(脫丁烷塔底重沸爐、常壓塔

18、底重沸爐、減壓塔底重沸 爐)。Ei= 18.7-0.078(Tro-Te)Yg+16.4-0.077(Tro-Te)Ylpg+23.5-0.075(Tro-Te)Yln+9.5-0.069(Tro-Te)Yhn+10.8-0.066(Tro-Te)Yj+25.8-0.067(Tro-Te)Yd +0.367(Tri-Tmh)+0-1Mrg(Tro-Te)-0.1Mrg(Tri-Trg)Yh+ 0-061(Tri-60)+35.5-0.068(Tro-Tr產(chǎn)e+370)(1-C)/C+0.2MrgRh/o(Tr產(chǎn)rg)-rTh/o(Tro-T(22414Df)=18.7-0.078(411-15

19、0)X0.07731+16.4-0.077(411-150)X0.0639+23.5-0.075(411-150)X 0.2065+9.5-0.069(411-150)X0.18323+10.8-0.066(411-150)X0.2203+25.8-0.067(411-150)X 0.30039+0.367(379-128)+0.1 X 4.8(411-150)- 0.1 X 4.8(379-61) X 0.0278+ 0.061(379-60)+35.5-0.068(411-379-150+370)X(1-0.6209)/0.6209+0.2X4.81401.17X (379-61)-167

20、4.57(411-150)/(22414X0.893) =32.85/0.9/0.97=37.6 kg/t(2)電耗新氫壓縮機氣體絕熱壓縮所需功率：W = 5540 kW反應進料泵W2=0.272X115.3X19.3/0.55=1101 kW循環(huán)油泵W3=0.272X 100.9 X 18.9/0.55=943 kW其它電耗其它所有用電設備的總功率為：(統(tǒng)計數(shù)據(jù))W 3 = 11.5X100=1150 kWE2= 0.26 X (5540+1101+943+1150)/100 = 22.7kgl/t(3)蒸汽能耗3.5MPa蒸汽循環(huán)壓縮機氣體絕熱壓縮所需功率：W4=1689 kW3.5 MP

21、a 蒸汽耗量：27.9 t/h1.0MPa蒸汽1.0 MPa蒸汽耗量：3 t/hE3=3.47kg/t水循環(huán)水E4=1.00kg/t除氧水E5 =0.96kg/t其它水包括凝結(jié)水、污水等的能耗。E6 =0.05kg/t(5)其它能耗E7 =75/100=0.75kg/t總能耗E：E = ( E+E+E+E+E+E+E )= 37.6+22.7+3.47+1.0+0.96+0.05+0.751234567= 66.53 kg/t=2786 MJ/t下面將基準能耗計算結(jié)果與設計值進行對比分析。裝置設計的燃料消耗折能耗為37.6kgEo/t，比基準能耗計算值37.19kgEo/1稍高，主要原因是設

22、計條件未考慮散熱損失，而基準能耗考慮了 3%,而裝置設計的反應流出物換熱終溫為162C,基準 能耗的設定值為150C。在扣除了溶劑再生等部分的用汽量以及伴熱蒸汽的耗量后，設計的蒸汽消耗折能耗為 4.2kgEo/t,仍比基準能耗高，主要原因是設計流程中分餾塔中段回流的取熱比基準能耗少。表1鎮(zhèn)海80萬t/a加氫裂化裝置基準能耗計算的基礎數(shù)據(jù)序號符號意 義單位數(shù)值一原料1F加氫裂化新鮮進料量t/h1002D加氫裂化進料比重t/m30.8933PMH新氫進裝置壓力MPa1.11二產(chǎn)品收率m %（新鮮料）1Yg氣體產(chǎn)品收率7.7312Ylpg液化石油氣產(chǎn)品收率6.3933Yln輕石腦油產(chǎn)品收率20.65

23、4Yhn重石腦油產(chǎn)品收率18.3235YJ航煤產(chǎn)品收率22.036Yd柴油產(chǎn)品收率30.039三操作條件1Tri精制反應器入口溫度C3792TRO裂化反應器出口溫度C4113VR循環(huán)氫（不含急冷氫）Nm34VR +VQ循環(huán)氫（含急冷氫）Nm35Yh氫耗m %（新鮮料）2.786C單程轉(zhuǎn)化率m %0.62097PHS HS高分壓力MPa16.28Tmh新氫壓縮機出口溫度C1289t RG循環(huán)氫壓縮機出口溫度C6110Mrg循環(huán)氫分子量4.811Te反應流出物換熱終溫C15012t HS高分溫度C4913AP系統(tǒng)壓降MPa2.7圖1反應部分基準流程示意圖6解湍1町解2常邸3期遍4柬礪溯釁眥汽庭圖2

24、分餾部分基準流程示意圖附件加氫裂化裝置基準能耗編制說明加氫裂化裝置的能耗主要由燃料、電、蒸汽、循環(huán)水的消耗構(gòu)成。在基準流程的限定條件下， 蒸汽主要是由循環(huán)氫壓縮機透平消耗，電的消耗主要由新氫壓縮機、原料油泵、循環(huán)油泵等大型機 泵決定。而燃料消耗由熱平衡決定，集中反映裝置的用能水平。1燃料消耗熱平衡按反應、分餾兩部分考慮。1.1反應部分供熱方：反應流出物反應流出物由反應生成氣體、液化石油氣、輕石腦油、重石腦油、航煤、柴油、循環(huán)油、循環(huán) 氫組成，所提供的熱量為各組分所提供熱量的和。假設各組分的比焓為定值，則有：Qs= (Tro-Te)EGiKi式中：G.各組分質(zhì)量流率；Ki 各組分比焓。需熱方：新

25、鮮進料，新氫，循環(huán)氫，循環(huán)油，低分油。Q =GK (T -T )+GK (T -T )5 II RI III TF LP式中：G.一各組分質(zhì)量流率；K.一各組分比焓；T.一各組分進入反應系統(tǒng)的溫度；ttf 各組分進入分餾系統(tǒng)的溫度；TLP 一低分溫度。1.2分餾部分由于基礎條件限定了分餾部分的流程，所需熱量由重沸爐或重沸器提供。對于任一塔，進出塔的焓守衡，有如下關(guān)系：EHF+Q =HP+QI HI C式中：HFi 一進料各組分入塔條件下的焓；HP.一產(chǎn)品各組分出塔條件下的焓；Qh 全塔加熱負荷；QC 一全塔冷卻負荷。由上可知，對于整個分餾部分，有如下關(guān)系：EHF. + EQlEHP.+ EQl

26、i Hii Ci式中：hf.一產(chǎn)品各組分進入分餾部分條件下的焓；hp.一產(chǎn)品各組分出分餾部分條件下(塔底)的焓；QHi 各塔加熱負荷；QCi 各塔冷卻負荷。假設各產(chǎn)品(除塔頂物流)均經(jīng)與工藝物流換熱回收熱量，至100C后進行冷卻，所回收的熱量為：QE=GiK,i (T.-100)HPHF廣EG K (T.-Ttf)式中：G.一各組分質(zhì)量流率；k.一各組分比焓；t.一各組分出分餾部分的溫度。根據(jù)全裝置的熱平衡可知：Q廣 Qn- Qs+EHPi+Qci-HFi- Qe2電耗電的消耗主要由新氫壓縮機、原料油泵、循環(huán)油泵等大型機泵決定，在基準能耗的計算中按照 理論計算值計，但由于各制造廠產(chǎn)品性能有較大差異，與理論計算值可能存在較大的偏差，而且該 項消耗主要由工藝需要及工廠條件所限制，對節(jié)能工作的指導意義不大，建議在使用時盡量采用