糠醛精制裝置工藝過(guò)程節(jié)能優(yōu)化

糠醛精制裝置工藝過(guò)程節(jié)能優(yōu)化

在此之前和之后的很長(zhǎng)一段時(shí)間里，中國(guó)的石油和天然氣行業(yè)主要通過(guò)改造現(xiàn)有裝置和節(jié)能來(lái)提高能源的綜合利用效率。中國(guó)石油化工股份有限公司荊門(mén)分公司(以下簡(jiǎn)稱(chēng)荊門(mén)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(chǎn)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(chǎn)工藝。先進(jìn)的精制液回收系統(tǒng)是將閃蒸和汽提分開(kāi),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(kāi)。由于荊門(mén)石化糠醛精制裝置采用“兩效”蒸發(fā),裝置能耗高,需要對(duì)裝置進(jìn)行用能綜合優(yōu)化改進(jìn)。應(yīng)用過(guò)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(wǎng)絡(luò)結(jié)構(gòu)優(yōu)化技術(shù),在糠醛精制裝置工藝與用能改進(jìn)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(shù)改造中,優(yōu)化“三效“蒸發(fā)溶劑回收工藝參數(shù)(優(yōu)化各效蒸發(fā)率);換熱網(wǎng)絡(luò)結(jié)構(gòu)調(diào)優(yōu);換熱網(wǎng)絡(luò)的優(yōu)化合成及應(yīng)用強(qiáng)化傳熱技術(shù)。通過(guò)這些措施制定出綜合優(yōu)化的荊門(mén)石化糠醛精制裝置工藝改進(jìn)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?yán)面溄拥目捎眯苑治龊蛢?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(shù)優(yōu)化依據(jù)臨界溶解溫度確定抽提溫度,考慮荊門(mén)石化生產(chǎn)的實(shí)際情況,對(duì)抽提溫度和劑/油比進(jìn)行工藝優(yōu)化。通過(guò)提高抽提溫度和降低劑/油比,輕脫加氫改質(zhì)料由加工量22~25t/h、精制油平均產(chǎn)率72%,提高到處理量最大28t/h,精制油產(chǎn)率可達(dá)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(fù)荷,同時(shí)減少由于加熱爐管壁局部超溫而使糠醛氧化變質(zhì)帶來(lái)的糠醛消耗,并可得到品質(zhì)優(yōu)良的精制油。另外,在萃取塔底增設(shè)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(chǎn)率,并提高產(chǎn)品的產(chǎn)值。荊門(mén)石化糠醛精制液溶劑回收系統(tǒng)采用先換熱達(dá)到150℃,再經(jīng)加熱爐加熱到205℃,進(jìn)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?cè)剂舷牡?5%以上。為了節(jié)能降耗,對(duì)糠醛精制裝置精制液溶劑回收工藝進(jìn)行了技術(shù)改造,利用溫度降低則糠醛溶劑對(duì)油品的溶解度降低的特性,在糠醛溶劑精制裝置上運(yùn)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(hào)糠醛精制裝置應(yīng)用石油大學(xué)開(kāi)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(biāo)定數(shù)據(jù)表明,在溶劑比為2.0和處理量405萬(wàn)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(lèi)裝置最好水平降低137MJ/t。茂名石化公司煉油分部3號(hào)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(jìn)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(fù)荷降低26%,裝置能耗降低188.4MJ/t。荊門(mén)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(jīng)過(guò)技術(shù)經(jīng)濟(jì)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(duì)“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(shù)。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(yīng)用夾點(diǎn)技術(shù)對(duì)“三效”蒸發(fā)本身的各效優(yōu)化蒸發(fā)率進(jìn)行了研究,結(jié)果表明前兩種方案較好。根據(jù)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(fù)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(jiàn),低-高-中方案比低-中-高方案加熱爐負(fù)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(mén)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(shù)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(mén)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(jí)蒸發(fā)塔壓力高,糠醛氣化率低,加熱爐負(fù)荷大?？啡└稍锼呢?fù)壓操作后,操作壓力由原來(lái)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(jí)蒸發(fā)塔糠醛氣化率提高,加熱爐進(jìn)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(jì)下降30kg/h,加熱爐負(fù)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(fù)荷就會(huì)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?jī)伤g的壓力差實(shí)現(xiàn),糠醛干燥塔的壓力過(guò)低,難于實(shí)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(nèi)。為此,建議荊門(mén)石化對(duì)干燥塔和脫水塔實(shí)施負(fù)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(yáng)石化公司通過(guò)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(duì)流室撤出“一效”進(jìn)料換熱系統(tǒng),自“二效”塔頂換熱器直接進(jìn)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(diǎn)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(chē)時(shí)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(jìn)料換熱,換熱面積由15m2增加為70m2。(4)將“二效”進(jìn)料改進(jìn)抽出液加熱爐對(duì)流室的對(duì)流管由四路并聯(lián)改為串聯(lián),進(jìn)出口管線由DN350改為DN100,作為“二效”進(jìn)料的第一個(gè)補(bǔ)熱措施。(5)消除“一效”進(jìn)料、“二效”進(jìn)料、“三效”進(jìn)料和對(duì)流室出口管線上存在的4個(gè)大“U”彎,改為高架管線,減小管路壓降。同時(shí),系統(tǒng)內(nèi)糠醛溶劑藏量減少約15t,縮短了溶劑周轉(zhuǎn)周期。荊門(mén)石化糠醛精制裝置溶劑回收仍沿用最初設(shè)計(jì)的“二效三塔”工藝。由于干燥塔公用,致使兩套同時(shí)滿(mǎn)負(fù)荷生產(chǎn)時(shí),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(dá)60%以上,兩塔蒸發(fā)比例不太理想,因此抽出液加熱爐負(fù)荷大,燃料消耗多。實(shí)際生產(chǎn)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(dá)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(jìn)料溫度3~5℃。(2)通過(guò)調(diào)節(jié)干燥塔頂冷卻器溫度,使干燥塔處于微負(fù)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(jìn)一步降低塔-3壓力到0.04MPa。2通過(guò)轉(zhuǎn)換連接2.1醛重套裝置加熱爐節(jié)能技術(shù)糠醛精制裝置是燃料用能大戶(hù)。由于溶劑回收工藝落后,荊門(mén)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(dá)到88%以上,但糠醛重套裝置兩臺(tái)加熱爐設(shè)計(jì)熱效率均為75%,熱效率極低,燃料消耗大。2008年4月荊門(mén)石化對(duì)糠醛精制裝置重套兩臺(tái)加熱爐進(jìn)行節(jié)能改造。(1)重套裝置加熱爐增加一套空氣預(yù)熱系統(tǒng)。(2)加熱爐燃燒器更新。通過(guò)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(dá)到92%以上,瓦斯單耗下降了6.6kgEO/t。當(dāng)然,2008年荊門(mén)石化瓦斯脫硫系統(tǒng)投用后,瓦斯發(fā)熱值得到提高對(duì)降低瓦斯單耗也發(fā)揮了一定作用。2.2機(jī)泵的節(jié)能技術(shù)2005年荊門(mén)石化糠醛精制裝置進(jìn)行能量測(cè)試,測(cè)得30kW以上機(jī)組效率見(jiàn)表2。從表2可見(jiàn),荊門(mén)石化糠醛精制裝置30kW以上機(jī)組效率較低,“大馬拉小車(chē)”現(xiàn)象普遍存在。機(jī)泵的節(jié)能,也就是減少機(jī)泵的能量損失,可通過(guò)兩條途徑來(lái)實(shí)現(xiàn)。一種改變機(jī)泵工況點(diǎn)的途徑是葉輪切削改造,其原理是經(jīng)過(guò)切削的葉輪,其特性曲線會(huì)按一定規(guī)律發(fā)生變化,根據(jù)切削后的運(yùn)行參數(shù),計(jì)算切削量,改變?nèi)~輪的外徑,使機(jī)泵特性曲線按要求發(fā)生變化;另一種是調(diào)速運(yùn)行,通過(guò)改變機(jī)泵的轉(zhuǎn)速,來(lái)改變機(jī)泵的運(yùn)行曲線。上述兩種方式均可使機(jī)泵的運(yùn)行性能得到提高,額定負(fù)荷與需要相適應(yīng),從而達(dá)到節(jié)能的目的。2.2.1葉輪切割法荊門(mén)石化糠醛精制裝置離心泵實(shí)際流量一般為設(shè)計(jì)流量的1/2~2/3,長(zhǎng)期處在偏離設(shè)計(jì)工況點(diǎn)下工作,揚(yáng)程高,靠泵出口閥節(jié)流調(diào)節(jié)流量,使節(jié)流損失大,機(jī)泵效率低,電耗大。根據(jù)離心泵葉輪切割定律,將葉輪外徑車(chē)小,獲得操作流量下合適的揚(yáng)程,這是一種投資少、簡(jiǎn)單易行的節(jié)能途徑。2008年,對(duì)荊門(mén)石化糠醛精制裝置循環(huán)糠醛泵進(jìn)行了葉輪切割。該泵的主要性能參數(shù)為流量180m3/h、揚(yáng)程150m、功率130kW、軸功率113kW、轉(zhuǎn)速2950轉(zhuǎn)/min等。經(jīng)過(guò)計(jì)算,切削后的泵流量Q′=0.8652×180=135m3/h,切削后的泵揚(yáng)程H′=0.8652×150=112m,可以滿(mǎn)足裝置滿(mǎn)負(fù)荷生產(chǎn)時(shí)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(diào)節(jié)方式的選擇結(jié)果裝置處于低負(fù)荷運(yùn)行狀態(tài)時(shí),許多機(jī)泵也處于低負(fù)荷運(yùn)行狀態(tài)。另外,一些機(jī)泵受裝置加工方案、氣候、季節(jié)等因素的影響,負(fù)荷率波動(dòng)較大,出現(xiàn)整套系統(tǒng)欠載運(yùn)行的不合理匹配狀況。針對(duì)這些問(wèn)題,利用機(jī)泵的轉(zhuǎn)數(shù)變化調(diào)節(jié)流量,以避免機(jī)泵的節(jié)流損失。采用降低電機(jī)轉(zhuǎn)速的方式進(jìn)行控制,就避免了消耗在閥門(mén)的有功功率。這樣,在轉(zhuǎn)運(yùn)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(dāng)流量減小幅度越大時(shí),變速調(diào)節(jié)的節(jié)能效率也越大,即閥門(mén)調(diào)節(jié)損耗功率越大。但是,泵變速過(guò)大時(shí)又會(huì)造成泵效率降低,超出泵比例定律范圍。因此,在實(shí)際應(yīng)用時(shí)應(yīng)從多方面考慮,在二者之間綜合選擇出最佳的流量調(diào)節(jié)方法。1997年荊門(mén)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(diào)速器后,其工作電流分別由原來(lái)的80A和180A下降到40A和60A,電機(jī)總功率下降到60kW,節(jié)電60%。同時(shí)電機(jī)和泵的轉(zhuǎn)速降低,軸承密封件磨損減輕,故障減少,延長(zhǎng)了設(shè)備使用壽命。由于當(dāng)時(shí)變頻調(diào)速器價(jià)格昂貴,因此只試裝了兩臺(tái)。2007年11月又對(duì)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(diào)速器,節(jié)電效果顯著,見(jiàn)表3。3可修改連接請(qǐng)求的使用3.1水冷器最小流量值的計(jì)算方法循環(huán)水優(yōu)化調(diào)整的兩個(gè)目標(biāo),即水冷器水側(cè)循環(huán)水的流速不小于0.5m/s、出口水的溫度不大于50℃。調(diào)節(jié)合適用水,既達(dá)到節(jié)水目的,同時(shí)又避免水冷器結(jié)垢。當(dāng)水的流速為0.5m/s時(shí),其對(duì)應(yīng)流量即是節(jié)水的最小流量值(回水閥全開(kāi))。水冷器的流量不能小于此流量,以確保水冷器的水側(cè)不至于被腐蝕及結(jié)垢。最小流量值的計(jì)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(jié)垢最小流速,0.5m/s;s為管束水側(cè)的流通面積,m2;ρ為循環(huán)水的密度,t/m3。在日常管理過(guò)程中,依據(jù)該公式計(jì)算出各臺(tái)水冷器節(jié)水的最小流量,再根據(jù)季節(jié)和氣溫變化,及時(shí)調(diào)節(jié)每臺(tái)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(mén)石化糠醛精制輕、重兩套裝置有3臺(tái)汽提塔頂共沸物冷卻器(冷-6),每臺(tái)冷卻器用水量都在100~150t/h,其下水溫度因生產(chǎn)需要都控制在38~40℃,如果不利用起來(lái),將對(duì)循環(huán)水造成一定的浪費(fèi)。2008年,荊門(mén)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(jí)利用示意圖見(jiàn)圖1。生產(chǎn)實(shí)踐表明,冷-6、冷-3/3出口溫度完全滿(mǎn)足生產(chǎn)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(biāo)。經(jīng)檢查發(fā)現(xiàn),精制油水冷器管程已經(jīng)結(jié)垢。經(jīng)過(guò)分析,該臺(tái)換熱器管程結(jié)垢的原因并非設(shè)備內(nèi)循環(huán)水流速過(guò)低,而是換熱介質(zhì)精制油的溫度偏高。在生產(chǎn)中,精制油水冷器殼程精制油入口溫度130~150℃,過(guò)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(nèi)表面形成結(jié)垢。要解決精制油水冷器入口溫度過(guò)高的問(wèn)題,在原精制油水冷器前新增一臺(tái)換熱器,將精制油與進(jìn)裝置的原料油換熱,可將精制油進(jìn)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(jiàn)圖2。荊門(mén)石化原料進(jìn)脫氣塔(塔-8)預(yù)處理前,需要1.0MPa蒸