催化裂化装置用能问题分析与探讨

黄明富　于型伟　王弘历　李向进　（中国石油天然气股份有限公司规划总院）

催化裂化装置用能问题分析与探讨

黄明富于型伟王弘历李向进（中国石油天然气股份有限公司规划总院）

121.95%，虽然烧焦热量大部分能够回收利用，但仍有一部分热量通过散热、排烟等方式损失，是装置能耗高的一项重要原因。焦炭产率主要由原料性质和操作条件2方面的因素决定。混合原料的康氏残炭、环烷烃、胶质和沥青质的质量分数分别达5.47%、35.09%、5.32%和1.59%，镍和钒的质量分数分别为3.12 ug/g和1.10 ug/g，研究表明原料中康氏残炭的50%～100%将转化为焦炭，环烷烃、胶质、沥青质、镍和钒含量高相应也会增加焦炭产率。分析认为应结合原油优化和炼油生产全过程优化，综合解决催化原料性质差的问题，来提高装置液收同时降低装置能耗。

催化剂活性、原料雾化效果、催化剂汽提效果、反应温度和在提升管的提留时间是影响焦炭产率的主要操作因素。装置反应器采用2段提升管并联操作，新鲜原料进入一段提升管，回炼油进入二段提升管，装置经技改后一段提升管加粗加长了，核算原料经过一段提升管的停留时间为3.11 s，远大于设计停留时间1.6 s，回炼油经过二段提升管的停留时间为2.18 s，也大于设计停留时间1.6 s。反应停留时间长是增加催化焦炭产率的操作因素之一。分析认为应重新对提升管进行核算并改造，使反应停留时间合适。

雾化蒸汽的作用是将原料雾化使之与催化剂充分接触，雾化蒸汽量小原料不能充分反应，焦炭产率会增加，雾化蒸汽量大浪费能源且容易造成催化剂水热失活。一段提升管和二段提升管的进料量分别是164.5 t/h、46.5 t/h，雾化蒸汽的量分别是8.05 t/h、3.00 t/h，与进料的比例分别为4.89%、6.45%。雾化蒸汽与进料的比例最佳实践值是4%，二段提升管雾化蒸汽的量均有一定的优化空间。可考虑逐步降低雾化蒸汽量，监测再生器床层的温度变化来判断雾化效果，若床层温度上升较快，则说明生焦量有所增加，雾化效果差，应再适当增加雾化蒸汽，若床层温度变化不大，则说明降低雾化蒸汽后对雾化效果影响不大。

催化剂汽提蒸汽的作用是利用蒸汽将催化剂孔隙中的油气置换出来，减少装 置焦炭产率，提高液收。装置催化剂汽提蒸汽量为10.8 t/h，与进料的比例是5.12%。催化剂汽提蒸汽与进料的比例最佳实践值是3%，催化剂雾化蒸汽存在一定的优化空间。可考虑逐步降低汽提蒸汽的量，监测再生器床层的温度变化来判断汽提效果，若床层温度上升较快，则说明降低汽提蒸汽后汽提效果变差焦炭产率增加了，若床层温度变化不大，则说明降低汽提蒸汽后对汽提效果影响不大。另外造成汽提蒸汽量大一个原因是蒸汽的温度只有310℃，温度越低汽提效果越差，可考虑增加再生器内取热器蒸汽过热盘管的面积，来提高蒸汽过热温度，降低蒸汽消耗。

2.2烟气能量回收系统用能问题

烟机入口蝶阀的开度为51%，双动滑阀的开度为6%，根据烟机做功和主风机受电等数据核算，烟气经双动滑阀走烟机旁路的量占总烟气量的27.9%，即这部分烟气没有进烟机做功直接进入余热锅炉。烟机做功能力差导致主风机需从电网受电2443 kW，为减少主风机的耗电量，应优化再生器压力控制方案，在保证能够平稳控制两器压力以及烟机平稳运行的前提下，通过关小双动滑阀的开度并增大烟机入口蝶阀的开度来增加烟机的做功减少主风机受电，甚至实现对外输电。

烟气经烟机做功后分2路分别进入新余热锅炉和旧余热锅炉，新、旧余热锅炉的排烟温度分别是220℃、200℃，排烟温度均较高，排烟热损失较大。新、旧余热锅炉排烟温度偏高的主要原因是省煤器积灰严重传热效率降低，省煤器面积偏小换热能力差，应加强吹灰器吹灰频率，整体更换省煤器模块，来降低排烟热损失。

3　分馏及换热网络用能问题分析与探讨

3.1分馏部分用能问题

主分馏塔顶冷却和顶循环取热属于低温段取热，一中循环、二中循环和油浆循环取热属于高温段取热。装置高温段取热占全塔总取热量的比例为47.89%，最佳实践值为50%，分析认为高温段取热量偏小，对应低温段取热量偏大，分馏塔的热量利用效率没有达到最佳。经模拟计算，通过降低顶循环量、一中循环量，开启二中循环用于发生中压蒸汽，二中循环取热量可达到20.9 GJ/h，可发生约9 t/h的3.5 MPa饱和中压蒸汽，见表2。

表2　主分馏塔取热情况

3.2吸收稳定系统用能问题

富气压缩机为利旧设备，喘振较为严重，为防止压缩机在喘振点附近操作不得不将反飞动阀开度加大至20%以上，最佳实践值约为5%，大量的压缩富气在打循环，无用功做的多，同时该压缩机运行效率较低，见表3。

表3　富气压缩机核算结果

从表3可以看出，富气压缩机一段和二段效率均较低。为彻底解决压缩机喘振严重及效率低下的问题，需根据富气的组合和流量对压缩机进行技术改造。在操作方面可降低压缩机入口温度和降低压缩比即提高气压机入口压力，保持压缩机稳定操作，尽量关小反飞动阀的开度。

富气压缩机驱动透平为凝气式的，效率较低，3.5 MPa中压蒸汽耗量为16.7 t/h，同时消耗大量的循环水。若改为背压式的透平，可大幅提高效率，同时节约大量循环水消耗，但改为背压式透平中压蒸汽耗量会大幅度增加，同时输出等量的低压蒸汽，应综合考虑企业蒸汽平衡情况。

吸收稳定系统负荷较大，除处理本装置的富气和粗汽油外，还处理常减压、重整、加氢裂化和异构化等装置不凝汽及轻油，应优化相关装置操作减少不凝气和轻油的产量，提高企业效益，降低能耗。

3.3换热网络问题

顶循经过换热器E2206/AB、E2206/CD与热水换热，然后再经换热器E2212与循环水换热后返塔，见图1。

图1　顶循换热流程

模拟计算顶循37.07 GJ/h的热量被热水取走，剩余8.33 GJ/h的热量通过循环水冷却，被循环水冷却的这部分热量不仅没有得到利用还消耗了大量的循环水。临近气体分离装置的脱丙烷塔塔底温度约103℃，再沸器用了5.6 t/h的低压蒸汽，热负荷约11.72 GJ/h。从温位、距离、操作平稳性和开工同步性等方面考虑，顶循与气体分馏装置热联合具有可行性，顶循与气体分馏装置热联合后再返回催化装置走原有流程。顶循在操作方面可采用“大流量、小温差”的方式，增加循环量提高返塔温度，尽量减少循环水冷却负荷。

一中先经换热器E2310作稳定塔底再沸器热源，再经换热器E2217与热水换热后返塔，见图2。

图2　一中换热流程

一中43.69 GJ/h的热量用于稳定塔再沸器热源后，剩余11.11 GJ/h的热量通过热水取走。一中温位较高用于发生低温热水，热量利用效率不高。同时热水系统热量过剩，还需要通过空冷控制热水返回装置取热的温度，夏季工况热量过剩现象更为严重。吸收稳定系统解吸塔塔底再沸器消耗了7.7 t/h的1.0 MPa蒸汽，负荷约17.75 GJ/h，可考虑在解吸塔塔底再增加1台再沸器，取消一中与热水换热流程，利用一中这部分热量作解吸塔再沸器的部分热源，再利用解吸塔原有再沸器通过调整蒸汽量控制塔底产品质量，实现节约蒸汽的目的。

4　结论

1）结合原油优化和炼油生产全过程优化，综合解决催化原料性质差的问题，提高液收、降低能耗是该装置节能增效的最大潜力点。

2）雾化蒸汽量、汽提蒸汽量、烟机做功量、余热锅炉排烟温度、主分馏塔取热、补充吸收剂量存在操作优化的空间。

3）提升管、富气压缩机通过技术改造后以及顶循、一中换热流程通过优化改造后可大幅降低装置能耗。

4）通过操作优化和技术改造，预计能够减少6 t/h低压蒸汽消耗，增加8 t/h中压蒸汽输出，增加低温热输出12.5 GJ/h，减少循环水消耗480 t/h，合计能够降低装置能耗9.17 kg/t。

（编辑杜丽华）

2016-01-27