糠醛精制裝置工藝過程節(jié)能優(yōu)化

糠醛精制裝置工藝過程節(jié)能優(yōu)化

在此之前和之后的很長一段時間里，中國的石油和天然氣行業(yè)主要通過改造現(xiàn)有裝置和節(jié)能來提高能源的綜合利用效率。中國石油化工股份有限公司荊門分公司(以下簡稱荊門石化)糠醛精制裝置分輕、重兩套,由原料脫氣系統(tǒng)、抽提系統(tǒng)、精制液回收系統(tǒng)、抽出液回收系統(tǒng)、水溶液回收系統(tǒng)、抽真空系統(tǒng)及0.3MPa自產蒸汽發(fā)生系統(tǒng)七部分組成。溶劑回收系統(tǒng)為“兩效三塔”工藝,水溶液回收系統(tǒng)兩套共用,即“兩頭一尾”的生產工藝。先進的精制液回收系統(tǒng)是將閃蒸和汽提分開,抽出液回收系統(tǒng)為“三效”蒸發(fā),并且抽出液汽提塔也是將閃蒸和汽提分開。由于荊門石化糠醛精制裝置采用“兩效”蒸發(fā),裝置能耗高,需要對裝置進行用能綜合優(yōu)化改進。應用過程系統(tǒng)能量綜合優(yōu)化的三環(huán)節(jié)系統(tǒng)方法和換熱網絡結構優(yōu)化技術,在糠醛精制裝置工藝與用能改進中采取如下措施:在抽出液回收系統(tǒng)由“二效”蒸發(fā)變“三效”蒸發(fā)的技術改造中,優(yōu)化“三效“蒸發(fā)溶劑回收工藝參數(優(yōu)化各效蒸發(fā)率);換熱網絡結構調優(yōu);換熱網絡的優(yōu)化合成及應用強化傳熱技術。通過這些措施制定出綜合優(yōu)化的荊門石化糠醛精制裝置工藝改進和節(jié)能優(yōu)化方案,使裝置的能耗降低,效益增加。1該工藝利用鏈接的可用性分析和優(yōu)化糠醛精制裝置的主要用能單元(子系統(tǒng))為萃取塔和溶劑回收系統(tǒng)(蒸發(fā)塔及其換熱器)。1.1萃取系統(tǒng)配置1.1.1工藝參數優(yōu)化依據臨界溶解溫度確定抽提溫度,考慮荊門石化生產的實際情況,對抽提溫度和劑/油比進行工藝優(yōu)化。通過提高抽提溫度和降低劑/油比,輕脫加氫改質料由加工量22~25t/h、精制油平均產率72%,提高到處理量最大28t/h,精制油產率可達75%,而且能耗有所降低。1.1.2糠醛精制液溶劑回收系統(tǒng)在萃取塔頂采用精制液沉降系統(tǒng),使精制液攜帶的糠醛得到部分分離后返回抽提塔循環(huán)使用,從而減少精制液加熱爐與汽提塔負荷,同時減少由于加熱爐管壁局部超溫而使糠醛氧化變質帶來的糠醛消耗,并可得到品質優(yōu)良的精制油。另外,在萃取塔底增設抽出液沉降罐,使富油液返回萃取塔再抽提,以提高精制油產率,并提高產品的產值。荊門石化糠醛精制液溶劑回收系統(tǒng)采用先換熱達到150℃,再經加熱爐加熱到205℃,進汽提塔回收糠醛的工藝流程。由于糠醛蒸發(fā)潛熱較大(0.45MJ/kg),回收精制液中15%~18.89%的糠醛溶劑需消耗大量的燃料,致使精制液加熱爐燃料消耗占裝置總燃料消耗的25%以上。為了節(jié)能降耗,對糠醛精制裝置精制液溶劑回收工藝進行了技術改造,利用溫度降低則糠醛溶劑對油品的溶解度降低的特性,在糠醛溶劑精制裝置上運用了精制液冷卻-沉降-分離溶劑-換熱回收溶劑的工藝。1.2萃取溶液回收系統(tǒng)的優(yōu)化1.2.1蒸發(fā)方案優(yōu)化燕山石化公司3號糠醛精制裝置應用石油大學開發(fā)的糠醛精制多效蒸發(fā)優(yōu)化軟件系統(tǒng),投用后收到良好效果。該系統(tǒng)為“五塔三效”(三次蒸發(fā)加閃蒸、汽提),采取低-中-高操作方案。標定數據表明,在溶劑比為2.0和處理量405萬t/a條件下,“一、二效”換熱蒸發(fā)率為64.8%,裝置能耗比原同類裝置最好水平降低137MJ/t。茂名石化公司煉油分部3號糠醛精制裝置在抽出液溶劑回收系統(tǒng)上采用了“四塔三效”工藝,以低-中-高方案進行:一次蒸發(fā)塔壓力30~40kPa,溫度165~170℃;二次蒸發(fā)塔壓力35~45kPa,溫度168~178℃;三次蒸發(fā)塔壓力110~130kPa,溫度218~230℃。改造后,“一、二效”換熱蒸發(fā)率從33.4%提高到49.95%,加熱爐負荷降低26%,裝置能耗降低188.4MJ/t。荊門石化糠醛精制裝置現(xiàn)用二次蒸發(fā)工藝回收溶劑,工藝總用能較大。經過技術經濟優(yōu)化,將現(xiàn)有“二效”蒸發(fā)改為“三效”蒸發(fā)是較適宜的選擇。對“三效“蒸發(fā)工藝而言,每一效的蒸發(fā)比例又是一組需要優(yōu)化的參數。每效的蒸發(fā)率有幾種方案:低-中-高、低-高-中、低-低-高(以壓力劃分)等。徐亦方應用夾點技術對“三效”蒸發(fā)本身的各效優(yōu)化蒸發(fā)率進行了研究,結果表明前兩種方案較好。根據其研究成果得出的低-中-高、低-高-中方案每效的優(yōu)化蒸發(fā)率及末效的加熱爐負荷如表1所示(表1中蒸發(fā)率是指每一效的蒸發(fā)量占三效總蒸發(fā)量的比率)。由表1可見,低-高-中方案比低-中-高方案加熱爐負荷高,采用低-中-高方案是“三效”蒸發(fā)較適宜的選擇。綜上所述,建議荊門石化抽出液回收系統(tǒng)由“二效”蒸發(fā)改為“三效”蒸發(fā)的技術改造中采用低-中-高方案。1.2.2蒸發(fā)塔壓力下降2004年10月以前,玉門煉油化工總廠糠醛精制裝置糠醛干燥塔和脫水塔均采取常壓操作,抽出液各級蒸發(fā)塔壓力高,糠醛氣化率低,加熱爐負荷大?？啡└稍锼呢搲翰僮骱?操作壓力由原來的0.1MPa下降為-0.02MPa。各蒸發(fā)塔壓力也明顯下降,抽出液一、二級蒸發(fā)塔糠醛氣化率提高,加熱爐進料量降低1~2m3/h,精制液加熱爐出口溫度下降2℃,抽出液加熱爐出口溫度下降4℃,兩爐燃料消耗共計下降30kg/h,加熱爐負荷降低,裝置能耗下降42MJ/t。從理論上講,糠醛干燥塔的真空度越高,各蒸發(fā)塔的蒸出率就越高,加熱爐的負荷就會越低。但是由于精制液閃蒸塔向精制液汽提塔的返量以及抽出液高壓蒸發(fā)塔向抽出液汽提塔的返量都是靠兩塔間的壓力差實現(xiàn),糠醛干燥塔的壓力過低,難于實現(xiàn)上述蒸發(fā)塔向汽提塔的返量,所以一般將糠醛干燥塔的壓力保持在-0.015~-0.02MPa的范圍內。為此,建議荊門石化對干燥塔和脫水塔實施負壓操作,維持真空度0.02MPa左右。1.2.3糠醛精制裝置投料油換熱器南陽石化公司通過如下措施優(yōu)化換熱流程,提高“一、二效”蒸發(fā)率:(1)消除抽出液與“二效”塔頂換熱器傳熱限制因素,將抽出液加熱爐對流室撤出“一效”進料換熱系統(tǒng),自“二效”塔頂換熱器直接進入“一效”蒸發(fā)塔?！岸А彼敁Q熱器出口壓力由0.06MPa下降到0.02MPa,將傳熱溫差4℃提高到12℃,氣化點提前了,換熱效果大大提高?！耙恍А闭舭l(fā)塔的蒸發(fā)率從試車時的8%提高到30.2%。(2)將抽出液與“三效”塔頂氣換熱器的換熱面積由20m2增加為110m2;去掉“一效“塔頂與原料油換熱器,將“一效”塔頂與抽出液換熱器的換熱面積由205m2增加為330m2;將“三效”塔頂與“一效”塔底換熱器的換熱面積由330m2增加為425m2。(3)將閃頂汽水冷器改造為換熱器,讓閃頂氣和“一效”進料換熱,換熱面積由15m2增加為70m2。(4)將“二效”進料改進抽出液加熱爐對流室的對流管由四路并聯(lián)改為串聯(lián),進出口管線由DN350改為DN100,作為“二效”進料的第一個補熱措施。(5)消除“一效”進料、“二效”進料、“三效”進料和對流室出口管線上存在的4個大“U”彎,改為高架管線,減小管路壓降。同時,系統(tǒng)內糠醛溶劑藏量減少約15t,縮短了溶劑周轉周期。荊門石化糠醛精制裝置溶劑回收仍沿用最初設計的“二效三塔”工藝。由于干燥塔公用,致使兩套同時滿負荷生產時,抽出液一次蒸發(fā)塔(塔-3)壓力最高為0.075MPa,一次蒸發(fā)率不高,大量的糠醛由加熱爐提供熱量在抽出液二次蒸發(fā)塔(塔-4)中回收?？啡┚蒲b置塔-3蒸發(fā)率不足30%,塔-4蒸發(fā)率達60%以上,兩塔蒸發(fā)比例不太理想,因此抽出液加熱爐負荷大,燃料消耗多。實際生產中采用了以下3條途徑優(yōu)化抽出液溶劑回收系統(tǒng)操作,使一次蒸發(fā)率達到35%。(1)提高塔-4壓力到0.16MPa,從而提高二次蒸發(fā)溶劑的氣化溫度,提高一次抽出液與二次糠醛氣的傳熱溫差,提高塔-3進料溫度3~5℃。(2)通過調節(jié)干燥塔頂冷卻器溫度,使干燥塔處于微負壓狀態(tài)操作,從而將塔-3壓力由0.075MPa降低至0.05MPa。(3)更換萃取塔(塔-1)抽出液和一次糠醛氣換熱器(換-3),增大其換熱面積90m2,以充分取走一次糠醛氣冷凝熱,進一步降低塔-3壓力到0.04MPa。2通過轉換連接2.1醛重套裝置加熱爐節(jié)能技術糠醛精制裝置是燃料用能大戶。由于溶劑回收工藝落后,荊門石化糠醛溶劑回收主要靠加熱爐提供熱量。雖然糠醛輕套裝置加熱爐節(jié)能改造后熱效率達到88%以上,但糠醛重套裝置兩臺加熱爐設計熱效率均為75%,熱效率極低,燃料消耗大。2008年4月荊門石化對糠醛精制裝置重套兩臺加熱爐進行節(jié)能改造。(1)重套裝置加熱爐增加一套空氣預熱系統(tǒng)。(2)加熱爐燃燒器更新。通過改造,煙氣溫度由300℃降到150℃,加熱爐爐膛溫度下降80℃,煙氣氧含量控制在2%~4%,加熱爐熱效率達到92%以上,瓦斯單耗下降了6.6kgEO/t。當然,2008年荊門石化瓦斯脫硫系統(tǒng)投用后,瓦斯發(fā)熱值得到提高對降低瓦斯單耗也發(fā)揮了一定作用。2.2機泵的節(jié)能技術2005年荊門石化糠醛精制裝置進行能量測試,測得30kW以上機組效率見表2。從表2可見,荊門石化糠醛精制裝置30kW以上機組效率較低,“大馬拉小車”現(xiàn)象普遍存在。機泵的節(jié)能,也就是減少機泵的能量損失,可通過兩條途徑來實現(xiàn)。一種改變機泵工況點的途徑是葉輪切削改造,其原理是經過切削的葉輪,其特性曲線會按一定規(guī)律發(fā)生變化,根據切削后的運行參數,計算切削量,改變葉輪的外徑,使機泵特性曲線按要求發(fā)生變化;另一種是調速運行,通過改變機泵的轉速,來改變機泵的運行曲線。上述兩種方式均可使機泵的運行性能得到提高,額定負荷與需要相適應,從而達到節(jié)能的目的。2.2.1葉輪切割法荊門石化糠醛精制裝置離心泵實際流量一般為設計流量的1/2~2/3,長期處在偏離設計工況點下工作,揚程高,靠泵出口閥節(jié)流調節(jié)流量,使節(jié)流損失大,機泵效率低,電耗大。根據離心泵葉輪切割定律,將葉輪外徑車小,獲得操作流量下合適的揚程,這是一種投資少、簡單易行的節(jié)能途徑。2008年,對荊門石化糠醛精制裝置循環(huán)糠醛泵進行了葉輪切割。該泵的主要性能參數為流量180m3/h、揚程150m、功率130kW、軸功率113kW、轉速2950轉/min等。經過計算,切削后的泵流量Q′=0.8652×180=135m3/h,切削后的泵揚程H′=0.8652×150=112m,可以滿足裝置滿負荷生產時最大糠醛流量100m3/h的需要。切削后的泵功率100kW、軸功率91kW,節(jié)電效果明顯。2.2.2流量調節(jié)方式的選擇結果裝置處于低負荷運行狀態(tài)時,許多機泵也處于低負荷運行狀態(tài)。另外,一些機泵受裝置加工方案、氣候、季節(jié)等因素的影響,負荷率波動較大,出現(xiàn)整套系統(tǒng)欠載運行的不合理匹配狀況。針對這些問題,利用機泵的轉數變化調節(jié)流量,以避免機泵的節(jié)流損失。采用降低電機轉速的方式進行控制,就避免了消耗在閥門的有功功率。這樣,在轉運同樣流量的情況下,僅需要輸入較低的功率,即可獲得節(jié)能效果。當流量減小幅度越大時,變速調節(jié)的節(jié)能效率也越大,即閥門調節(jié)損耗功率越大。但是,泵變速過大時又會造成泵效率降低,超出泵比例定律范圍。因此,在實際應用時應從多方面考慮,在二者之間綜合選擇出最佳的流量調節(jié)方法。1997年荊門石化輕套糠醛精制裝置的原料泵和循環(huán)糠醛泵安裝了變頻調速器后,其工作電流分別由原來的80A和180A下降到40A和60A,電機總功率下降到60kW,節(jié)電60%。同時電機和泵的轉速降低,軸承密封件磨損減輕,故障減少,延長了設備使用壽命。由于當時變頻調速器價格昂貴,因此只試裝了兩臺。2007年11月又對輕套裝置的抽出液泵,重套裝置的原料泵、抽出液泵、循環(huán)糠醛泵安裝了變頻調速器,節(jié)電效果顯著,見表3。3可修改連接請求的使用3.1水冷器最小流量值的計算方法循環(huán)水優(yōu)化調整的兩個目標,即水冷器水側循環(huán)水的流速不小于0.5m/s、出口水的溫度不大于50℃。調節(jié)合適用水,既達到節(jié)水目的,同時又避免水冷器結垢。當水的流速為0.5m/s時,其對應流量即是節(jié)水的最小流量值(回水閥全開)。水冷器的流量不能小于此流量,以確保水冷器的水側不至于被腐蝕及結垢。最小流量值的計算公式為:Q=ρνs。式中,Q為節(jié)水的最小流量,t/h;ν為防腐蝕及結垢最小流速,0.5m/s;s為管束水側的流通面積,m2;ρ為循環(huán)水的密度,t/m3。在日常管理過程中,依據該公式計算出各臺水冷器節(jié)水的最小流量,再根據季節(jié)和氣溫變化,及時調節(jié)每臺冷卻器循環(huán)水量,維持冷卻器上下水溫差大于10℃,以減少循環(huán)水用能。荊門石化糠醛精制輕、重兩套裝置有3臺汽提塔頂共沸物冷卻器(冷-6),每臺冷卻器用水量都在100~150t/h,其下水溫度因生產需要都控制在38~40℃,如果不利用起來,將對循環(huán)水造成一定的浪費。2008年,荊門石化輕、重兩套糠醛精制裝置的冷-6循環(huán)水分別串入抽提塔底回流冷卻器(冷-3/3),循環(huán)水串級利用示意圖見圖1。生產實踐表明,冷-6、冷-3/3出口溫度完全滿足生產需求,裝置循環(huán)水用量同比下降400t/h,節(jié)水效果非常好。3.2精制油冷卻流程改造茂名石化公司重糠醛精制油出裝置的溫度容易超標。經檢查發(fā)現(xiàn),精制油水冷器管程已經結垢。經過分析,該臺換熱器管程結垢的原因并非設備內循環(huán)水流速過低,而是換熱介質精制油的溫度偏高。在生產中,精制油水冷器殼程精制油入口溫度130~150℃,過高的溫度使管程中部分阻垢劑發(fā)生分解,生成物黏附在管束內表面形成結垢。要解決精制油水冷器入口溫度過高的問題,在原精制油水冷器前新增一臺換熱器,將精制油與進裝置的原料油換熱,可將精制油進水冷器前的溫度控制在120℃以下,精制油降溫流程改造示意圖見圖2。荊門石化原料進脫氣塔(塔-8)預處理前,需要1.0MPa蒸