煉化企業能量利用優化案例分析

王 仕 文

(中海石油寧波大榭石化有限公司，浙江 寧波 315812)

在“雙碳”戰略背景下,節能降碳目標任務已列入國民經濟和社會發展“十四五”規劃和2035年遠景目標綱要,為今后幾十年我國的經濟高質量發展和生態環境保護明確了目標和方向。石化行業是國民經濟的支柱產業,規模體量大、產業鏈條長、資本技術密集,能源消費和碳排放位居工業部門前列,面臨嚴峻的節能降碳壓力。

節能作為煉化企業降低生產運行成本、提升綜合競爭力、源頭減少碳排放實現綠色發展的重要途徑,歷經多年發展,已經取得了豐富的理論和應用成果[1-5]。多方測算表明,節能和提高能效對我國實現2030年前碳排放達峰目標的貢獻率達到70%以上[6]。為此能效提升是煉化企業實現“雙碳”目標的重要手段。中海石油寧波大榭石化有限公司(簡稱大榭石化)在充分消化吸收國內外同行先進能量優化經驗的基礎上,借助流程模擬、對標、大數據分析等方法,在裝置工藝過程、換熱網絡、低溫熱合理利用、蒸汽梯級能量利用等方面挖掘節能潛力,于2018—2021年通過對存量項目實施了首輪全流程能量優化診斷,提出優化措施62項,已實施重點項目8項,實現了能效快速提升。

1 全廠能量利用優化的方法

1.1 利用“三環節”理論建立能量平衡和邏輯關系

“三環節”理論是煉化企業實施能量優化的理論基礎,“三環節”能量模型(見圖1)是適用于復雜能量過程系統的數學模型。決定用能的關鍵是能量利用環節,它是過程優化的核心部分,在該環節中能量推動各個單元過程的進行;其次是能量回收環節,主要涉及換熱網絡,還包括功回收、能量升級、物流循環等;第三個環節是能量轉化和傳輸環節,如熱能和物流的流動能。根據“三環節”模型,先對能量利用環節進行計算,評估分析工藝本身用能情況,再對能量回收環節進行計算,評估能量回收情況,在能量利用環節和能量回收環節優化后,根據工藝能量需求合理配置公用工程,評估能量轉化環節的效率。利用“三環節”理論可清晰描述各模塊間的用能邏輯關系,建立裝置各模塊間的能量平衡關系,結合“三環節”能量模型結構,能量平衡關系如式(1)所示。

圖1 三環節能量模型結構

EP=EB+EW+ET+EJ+EE

(1)

式中：EP為供入能;EB為轉換輸出能;EW為損失能;ET為熱力學能差;EJ為排棄能;EE為回收輸出能。

1.2 利用流程模擬軟件探索關鍵影響因素。

現代化流程模擬軟件具備完善的數據庫,復雜而精確的數學模型,能進行物料、能量和設備計算、經濟評價、工況分析、穩態和動態集成、離線或在線模擬。應用Aspen Plus,ProII,Petro-SIM等先進流程模擬軟件,建立裝置嚴格能量計算模型,獲得裝置進料性質變化、裝置負荷變化以及不同生產方案對能耗的影響規律[7]。

1.3 大數據分析尋求用能優化

煉化企業是一個異常龐大而復雜的集合體,很多用能過程無法用機理清晰闡述,也無法建立嚴格的模型。隨著數字及智能技術發展,大部分煉油廠建立了PI系統或MES系統,構成了海量數據庫,為能量優化大數據分析和應用奠定了良好的數據基礎。因此,企業可利用大數據進行對標或先進的多變量尋優算法等手段尋找出特定條件下(如效益最大化、能源利用效率最大化)的最佳控制參數,最終實現能效提升。

2 優化案例分析

大榭石化在實施全流程能量優化診斷過程中,發現企業能量利用過程主要存在供料流程設置不合理、操作條件不優化、能量梯級利用不合理、換熱流程設置不合理、余熱利用不充分等典型問題,下面通過一些典型案例給予分析。

2.1 提高DCC裝置原料直供比

大榭石化2.20 Mt/a DCC裝置采用的是中石化石油化工科學研究院有限公司(簡稱石科院)開發的以中間-石蠟基原油的常壓渣油(常渣)和加氫裂化尾油為原料,以多產乙烯、丙烯為目的的重油催化裂解工藝。在本次能量優化過程中發現裝置混合供料溫度只有104 ℃,相對設計值偏低8 ℃,常渣直供比(常壓塔塔底常渣直供DCC裝置流量與常渣供DCC裝置總流量的比值)只有34%,與行業先進值80%還有較大差距。經排查,主要因常渣進罐調節閥按100%負荷設計選型,當常渣熱供料流量偏大時,至罐區的常渣流量偏離了調節閥原設計工作范圍,常壓塔液位波動大,為保證常壓塔液位平穩,不得不降低常渣直供比以保證常渣至罐區流量在調節閥的正常工作范圍內,這是典型的供料流程設置不合理造成的能量浪費,同樣的問題也存在于加氫尾油供料流程上。通過采取調節常渣和加氫尾油進罐調節閥前后手閥的臨時措施,保證常壓塔及加氫裂化裝置分餾塔液位穩定,實現了提高DCC裝置混合料直供比的目的,直供比由優化前51%提高到81%,原料溫度提高了15 ℃,油漿蒸發器生產的3.5 MPa蒸汽量增加3.5 t/h,罐區渣油和加氫尾罐區供料泵供均由2臺改為1臺運行,每小時節電110 kW·h,合計年節約能量3 997 tCE(1 tCE=29.3 GJ),減少CO2排放10.8 kt,經濟效益693萬元,優化效果見表1。

表1 提高DCC裝置原料直供比優化方案的實施效果

2.2 DCC柴油汽提塔及乙苯裝置脫非芳烴塔汽提蒸汽操作優化

為了避免同質競爭,大榭石化DCC裝置裂解石腦油未走生產汽油路線而是經加氫精制后作為芳烴抽提原料,而與之配套的芳烴抽提裝置只設置了苯塔、甲苯塔,C9+組分在石腦油加氫裝置分餾塔切割后仍進柴油調合池,為此裂解石腦油中芳烴盡可能地控制在C8以下。經模擬分析裂解石腦油終餾點控制165 ℃左右即可回收所有C8芳烴,因此裂解石腦油的終餾點控制在165～170 ℃比較合適,但實際運行過程裂解石腦油終餾點一直按不大于187 ℃控制,170～187 ℃之間的餾分既增加了石腦油加氫裝置的能耗,也增加了DCC柴油汽提塔的汽提蒸汽用量,為此將DCC柴油汽提塔的汽提蒸汽用量由1.9 t/h降低至1.2 t/h后,裂解石腦油終餾點控制在165～170 ℃之間,抽提裝置苯、甲苯、混合二甲苯收率及質量幾乎不受影響,優化后實現節能量638 tCE/a,減少CO2排放1 880 t/a,節約蒸汽成本109萬元/a。類似的情況也出現在300 kt/a乙苯裝置的循環苯脫非芳烴塔T105上,優化示意見圖2。經模擬分析,T-105進料在當時的操作條件下已處于全氣相狀態,該塔的汽提蒸汽完全可以停運,但實際汽提蒸汽用量一直維持在2.9 t/h,處于典型的操作不優化狀態。將T-105汽提蒸汽停運后,循環苯的質量未受任何影響,證明流程模擬運算結果具有很強的指導性。經評估每年實現節能2 645 tCE,減少CO2排放7 788 t,每年節約蒸汽成本451萬元。

圖2 乙苯裝置循環苯脫非芳烴塔汽提蒸汽優化示意

2.3 DCC裝置分餾塔設計和操作優化

DCC裝置因干氣和液化氣收率合計高達55.85%,是普通催化裂化裝置的兩倍以上,且相對設計值偏高1.81百分點,其主要運行參數與設計對比情況如表2所示,為此DCC分餾塔設計和操作是否優化直接影響到DCC裝置能耗水平。

表2 DCC裝置分餾塔主要運行參數與設計值對比

經對標分析及流程模擬發現DCC裝置實際運行過程中存在以下問題：

(1)分餾塔一中段、二中段取熱比不合理

DCC分餾塔一中段、二中段取熱流程示意見圖3。由圖3可知,DCC裝置分餾塔一中段設計抽出溫度為234 ℃,實際為257 ℃,相對設計偏高23 ℃,表明二中段明顯取熱不足導致熱量上移,二中段抽出量223 t/h,抽出溫度272 ℃作為穩定塔塔底重沸器E-304A熱源,而穩定塔塔底另一重沸器E-304B采用3.5 MPa蒸汽作為熱源,蒸汽用量34.3 t/h。一中段最后一級換熱器為熱水換熱器,產出的熱水屬低品位熱源。為此提出一中段少取熱少產熱水,二中段多取熱,將熱量更多供穩定塔塔底再沸器E-304A,這樣就可以降低穩定塔另一臺以蒸汽做熱源的重沸器E-304B的熱負荷,減少高品位熱源3.5 MPa蒸汽的消耗。優化實施后二中段抽出量由278 t/h提高至424 t/h,穩定塔再沸器E304B的3.5 MPa蒸汽消耗降低8.5 t/h(見表3),每年實現節能量8 976 tCE,減少CO2排放24 711 t,節約蒸汽成本1 535萬元。

表3 分餾塔一中段、二中段取熱優化效果評估

圖3 DCC分餾塔一中段、二中段取熱流程示意

(2)分餾塔塔頂循環換熱流程設計不合理

優化前分餾塔塔頂循環流程示意見圖4。由圖4可知,DCC裝置分餾塔塔頂循環抽出量526 t/h,抽出溫度135 ℃,用于產低品位的低溫熱水,且因塔頂循環泵流量限制,單臺泵額定流量只有532 m3/h,導致富余的熱量上移至塔頂,大大增加了分餾塔塔頂的冷卻負荷,大部分能量被空氣冷卻器及水冷卻器冷卻,造成能量浪費。

圖4 分餾塔塔頂循環流程示意(優化前)

氣體分離裝置與DCC裝置分餾塔聯合優化改造示意見圖5。由圖5可見,氣體分離裝置脫丙烷塔塔底溫度108 ℃,重沸器E102AB采用高品位1.0 MPa蒸汽作為熱源,每臺重沸器蒸汽用量約10 t/h。從能量梯級合理利用角度考慮,分餾塔塔頂循環應優先考慮加熱溫度90～135 ℃之間的熱阱。為此提出利用分離塔塔頂循環熱源代替氣體分離裝置脫丙烯塔其中一個重沸器蒸汽熱源的方案。經模擬計算,分餾塔塔頂循環作為熱源代替氣體分離裝置脫丙烷塔一個重沸器,需要熱量為7.24 MW,而分餾塔塔頂循環量提高至1 000 t/h,溫度由135 ℃降至123 ℃后熱負荷為7.33 MW,完全可以替代氣體分離裝置脫丙烷塔其中一臺重沸器。

圖5 DCC裝置分餾塔塔頂循環與氣體分離裝置熱聯合優化改造示意

但在實際實施過程中,因氣體分離單元現場位置受限,實施難度較大,并考慮到正在建設的1-丁烯項目需要消耗大量的低溫熱水,為此最終未采取分餾塔塔頂循環與氣體分離裝置熱聯合方案,而采取分餾塔塔頂循環多產熱水方案,即在DCC裝置分餾塔并聯增設了一套塔頂循環系統,其優化效果見表4。改造后塔頂循環量提高到909 t/h,塔頂循環熱水總產量由525 t/h提高至1 058 t/h,分餾塔塔頂回流量由174 t/h降低至114 t/h,塔頂空氣冷卻器運行數量由14臺減少為12臺,塔頂回流泵由兩臺運行減少為一臺,合計減少電耗72 kW,但因新增塔頂循環泵而增加電耗103 kW。綜合計算,電耗增加28.3 kW;因塔頂冷回流量減少,整個分餾塔塔頂管路系統壓降減少,在同等處理負荷下DCC裝置氣壓機的3.5 MPa蒸汽消耗量由175.4 t/h降低至173.7 t/h,減少1.7 t/h,經綜合評估每年可實現節能9 774 tCE,減少CO2排放29 689 t,降低運行成本約1 154萬元。

表4 DCC分餾塔塔頂循環換熱流程優化效果評估

2.4 乙苯裝置低溫余熱回收利用優化

(1)存在問題

300 kt/a乙苯裝置生產過程中產生了600 t/h的120 ℃的中溫熱水,直接并入全廠95 ℃低溫熱水系統供全廠使用,95～120 ℃熱阱被白白浪費;苯乙烯裝置所需的0.35 MPa蒸汽中有15 t/h由1.0 MPa蒸汽減溫減壓提供,存在蒸汽梯級利用不合理的問題;全廠低溫熱水過剩,需消耗4 000 t/h的循環水冷卻至67 ℃后方可作為工藝裝置的冷卻介質使用,溫度過高的熱水并入系統導致循環水消耗增加。

(2)優化思路及改造效果

乙苯低溫余熱回收利用優化示意見圖6。由圖6可知,采用二類吸收式熱泵技術(該技術是一種高效且環保的熱能轉移系統,可將低溫位熱源轉化為高溫位熱源[8-10]),將乙苯裝置所產的低品位溫熱水(120 ℃,600 t/h)產生高品位的0.35 MPa蒸汽(11 t/h)直接供苯乙烯裝置使用,熱水經熱泵完成熱轉移后溫度降至92 ℃再并入全廠低溫熱水系統,一方面可減少苯乙烯裝置1.0 MPa蒸汽減溫減壓為0.35 MPa的蒸汽量,另一方面可降低全廠過剩的低溫熱水循環水冷卻負荷,提高全廠低溫熱水能量利用率。項目投用后,熱泵機組產0.35 MPa蒸汽10 t/h,每小時節約冷卻循環水2 090 t,低溫熱水溫度由115.3 ℃降至92.9 ℃,全廠低溫熱利用率由31.3%提高到47.6%,提高了16.3%,每年節能7 881 tCE,減少CO2排放24 662 t,綜合效益增加1 374萬元。

圖6 乙苯裝置低溫余熱回收利用優化示意

2.5 芳烴抽提裝置甲苯塔進料換熱網絡設計優化

400 kt/a芳烴抽提裝置甲苯塔(T302)塔頂溫度177.8 ℃,塔底溫度215 ℃,進料溫度為139.5 ℃,遠低于泡點溫度,大大增加了塔底再沸器高品位熱源3.5 MPa蒸汽消耗量,而塔頂和塔底的高品位熱源產完熱水后全被空氣冷卻器和低溫循環水冷卻,這是典型的設計原因造成的能量利用不合理問題。因此提出利用甲苯塔塔頂和塔釜熱源提高甲苯塔進料溫度的設想,改造示意見圖7。經模擬計算,優化后進料溫度可由139 ℃升高至180 ℃,甲苯塔塔底再沸器3.5 MPa蒸汽消耗量降低0.45 t/h,塔頂空氣冷卻器A302熱負荷降低甚至可以關閉,空氣冷卻器電耗明顯降低,扣除熱水換熱器E311和E308熱媒水量減產13.73 t/h的影響,綜合每年可產生經濟效益77.6萬元,節能278 tCE。但在實施過程因平面布置限制,管路復雜,現場無位置可布置新增的兩臺進料換熱器,因此最終未能實施。

圖7 抽提裝置甲苯塔進料換熱網絡優化示意

2.6 抽提蒸餾裝置蒸汽噴射泵技術應用

550 kt/a抽提蒸餾裝置溶劑回收塔T603、溶劑再生塔T604和抽提蒸餾塔T601塔底溫度在170～178 ℃之間,再沸器熱源為2.2 MPa蒸汽,飽和溫度在221 ℃左右,蒸汽的飽和溫度遠高于塔底再沸器所需溫度,同時該等級蒸汽需要通過3.5 MPa蒸汽減溫減壓提供,存在能量梯級利用不合理的問題;同時全廠1.0 MPa蒸汽存在一定過?，F象,從全廠平衡角度考慮,希望裝置多消耗1.0 MPa蒸汽以保障全廠1.0 MPa蒸汽管網的安全運行。通過采用蒸汽噴射泵技術(結構簡單、投資小、運行可靠,能合理匹配蒸汽的壓力等級回收低品位蒸汽,提高蒸汽的利用效率[11]),即利用較高壓力的3.5 MPa蒸汽作為動力,通過噴嘴時產生高速氣流,在噴嘴出口處產生低壓區,將低壓的1.0 MPa蒸汽吸入,3.5 MPa蒸汽在膨脹的同時壓縮低壓蒸汽,用3.5 MPa蒸汽的裕壓提高1.0 MPa蒸汽的品位,然后經混合室充分混合后,再通過擴壓室恢復部分壓力,達到要求的壓力2.2 MPa后并入原2.2 MPa蒸汽管網供溶劑回收塔T603、溶劑再生塔T604和抽提蒸餾塔T601塔等設備使用,優化改造示意見圖8。經標定,項目實施后節約3.5 MPa蒸汽8.4 t/h,除氧水1.6 t/h,消耗1.0 MPa蒸汽9.6 t/h,綜合計算每年節能292 tCE,節約動力成本212萬元。本項目更大的意義在于多消耗1.0 MPa蒸汽,解決了企業芳烴歧化裝置投產后1.0 MPa蒸汽富余的問題,每年產生間接效益500萬元以上。

圖8 550 kt/a抽提裝置蒸汽噴射技術應用優化改造示意

3 總體優化效果

通過對大榭石化現有運行裝置實施全流程能量優化診斷,提出優化項目62個,截止到2022年底已實施重點優化項目8項,每年產生經濟效益5 727萬元,實現節能量約36 ktCE,削減CO2排放量103 kt,全廠低溫熱利用率提高16.3%,能效水平得到明顯提升,具體明細見表5。本次能量優化過程實施的乙苯裝置低溫余熱回收項目因促進了升溫型熱泵機組大型化進程,2022年被國家節能中心列為節能技術應用典型案例,經碳中和產業協同聯盟預測,該技術未來3年推廣應用比例可達到5%,可降低能耗 100 ktCE/a,減排 CO2277.2 kt/a。同時大榭石化從2021年起將全流程能量優化理念應用到五期項目設計階段,提出優化措施35項,在詳細設計中均得以落實,預計每年降低能耗133 ktCE、降低碳排放196 kt,實現節能降碳從源頭防控的目的。

表5 已實施的重點優化項目綜合評價結果

4 結論及建議

(1)通過流程模擬、能效對標、大數據分析等方法實施全廠能量利用優化診斷,可以快速精準找到企業能量利用低效環節并提出有針對性的提升措施,是企業實現快速能效提升的有效手段,建議煉化企業定期尤其是在建成后第一運行周期開展全流程能量優化診斷。

(2)大榭石化對存量項目實施全廠能量優化提出優化措施62項,但最終成功落地措施只有8項,可見已投入運行的生產裝置雖然節能潛力巨大,但能量優化項目實施難度和成本較高,如能將能量利用優化提前到項目設計階段實施,可大大降低優化成本和風險,建議煉化企業在工藝包確定及基礎設計階段進行一次全流程能量優化診斷。

(3)全廠能量優化注重的是全廠各裝置、各專業間的協同,在實施全廠能量利用過程要注重對技術骨干的培訓,使其普遍建立能量優化認同感,這樣有利于提高能量優化過程的協同效率。

(4)能量利用優化應遵循“高質高用、低質低用”的原則,只有形成能量多次梯級利用的用能格局,才能實現能量的高效利用。

(5)全廠操作類的優化實施成本是最低的,在實施過程應優先考慮,為使重點耗能設備始終處于良好的運行狀態,建議企業結合操作優化的成效利用實時數據庫系統定制一些操作優化的在線監控模型,以保證重點耗能設備偏離最佳控制范圍第一時間能得到預警和干預。

(6)蒸汽噴射式熱泵、壓縮式熱泵、吸收式熱泵、熱泵增壓等技術經過近年來的的發展,效率和穩定性日趨成熟,且逐漸向大型化發展,在余壓、余熱利用方面將起到關鍵作用,為此在能量優化過程要注重對以上新技術結合。

(7)提高直供比是煉化企業實施能效提升的重要手段之一,但在設計過程如對供料流程設置缺乏統一規劃,在實際運行過程中往往難以達到預期效果。建議煉化企業熱供線與冷供線盡量設置獨立的供料線,避免出現熱供與冷供搶量的矛盾;如熱供線與冷供線共用一條線,冷供線盡量設置壓控調節設施,優先保證熱供量;如同一物料線需要同時具備熱供與冷供功能,在裝置外送冷料進調節閥的選擇上要充分考慮調節閥的適用范圍,必要時可設兩套調節系統,一套用于正常操作時的塔液位控制,一套用于熱供料異常時的塔液位調節。

(8)精餾塔操作過程中段回流應按設計的梯度進行取熱,必要時進行流程模擬復核設計參數的匹配性,盡量避免熱量上移,減少塔頂冷卻負荷,提高精餾過程的能量利用率。