糠醛精制装置工艺过程节能优化

糠醛精制装置工艺过程节能优化

在此之前和之后的很长一段时间里，中国的石油和天然气行业主要通过改造现有装置和节能来提高能源的综合利用效率。中国石油化工股份有限公司荆门分公司(以下简称荆门石化)糠醛精制装置分轻、重两套,由原料脱气系统、抽提系统、精制液回收系统、抽出液回收系统、水溶液回收系统、抽真空系统及0.3MPa自产蒸汽发生系统七部分组成。溶剂回收系统为“两效三塔”工艺,水溶液回收系统两套共用,即“两头一尾”的生产工艺。先进的精制液回收系统是将闪蒸和汽提分开,抽出液回收系统为“三效”蒸发,并且抽出液汽提塔也是将闪蒸和汽提分开。由于荆门石化糠醛精制装置采用“两效”蒸发,装置能耗高,需要对装置进行用能综合优化改进。应用过程系统能量综合优化的三环节系统方法和换热网络结构优化技术,在糠醛精制装置工艺与用能改进中采取如下措施:在抽出液回收系统由“二效”蒸发变“三效”蒸发的技术改造中,优化“三效“蒸发溶剂回收工艺参数(优化各效蒸发率);换热网络结构调优;换热网络的优化合成及应用强化传热技术。通过这些措施制定出综合优化的荆门石化糠醛精制装置工艺改进和节能优化方案,使装置的能耗降低,效益增加。1该工艺利用链接的可用性分析和优化糠醛精制装置的主要用能单元(子系统)为萃取塔和溶剂回收系统(蒸发塔及其换热器)。1.1萃取系统配置1.1.1工艺参数优化依据临界溶解温度确定抽提温度,考虑荆门石化生产的实际情况,对抽提温度和剂/油比进行工艺优化。通过提高抽提温度和降低剂/油比,轻脱加氢改质料由加工量22~25t/h、精制油平均产率72%,提高到处理量最大28t/h,精制油产率可达75%,而且能耗有所降低。1.1.2糠醛精制液溶剂回收系统在萃取塔顶采用精制液沉降系统,使精制液携带的糠醛得到部分分离后返回抽提塔循环使用,从而减少精制液加热炉与汽提塔负荷,同时减少由于加热炉管壁局部超温而使糠醛氧化变质带来的糠醛消耗,并可得到品质优良的精制油。另外,在萃取塔底增设抽出液沉降罐,使富油液返回萃取塔再抽提,以提高精制油产率,并提高产品的产值。荆门石化糠醛精制液溶剂回收系统采用先换热达到150℃,再经加热炉加热到205℃,进汽提塔回收糠醛的工艺流程。由于糠醛蒸发潜热较大(0.45MJ/kg),回收精制液中15%~18.89%的糠醛溶剂需消耗大量的燃料,致使精制液加热炉燃料消耗占装置总燃料消耗的25%以上。为了节能降耗,对糠醛精制装置精制液溶剂回收工艺进行了技术改造,利用温度降低则糠醛溶剂对油品的溶解度降低的特性,在糠醛溶剂精制装置上运用了精制液冷却-沉降-分离溶剂-换热回收溶剂的工艺。1.2萃取溶液回收系统的优化1.2.1蒸发方案优化燕山石化公司3号糠醛精制装置应用石油大学开发的糠醛精制多效蒸发优化软件系统,投用后收到良好效果。该系统为“五塔三效”(三次蒸发加闪蒸、汽提),采取低-中-高操作方案。标定数据表明,在溶剂比为2.0和处理量405万t/a条件下,“一、二效”换热蒸发率为64.8%,装置能耗比原同类装置最好水平降低137MJ/t。茂名石化公司炼油分部3号糠醛精制装置在抽出液溶剂回收系统上采用了“四塔三效”工艺,以低-中-高方案进行:一次蒸发塔压力30~40kPa,温度165~170℃;二次蒸发塔压力35~45kPa,温度168~178℃;三次蒸发塔压力110~130kPa,温度218~230℃。改造后,“一、二效”换热蒸发率从33.4%提高到49.95%,加热炉负荷降低26%,装置能耗降低188.4MJ/t。荆门石化糠醛精制装置现用二次蒸发工艺回收溶剂,工艺总用能较大。经过技术经济优化,将现有“二效”蒸发改为“三效”蒸发是较适宜的选择。对“三效“蒸发工艺而言,每一效的蒸发比例又是一组需要优化的参数。每效的蒸发率有几种方案:低-中-高、低-高-中、低-低-高(以压力划分)等。徐亦方应用夹点技术对“三效”蒸发本身的各效优化蒸发率进行了研究,结果表明前两种方案较好。根据其研究成果得出的低-中-高、低-高-中方案每效的优化蒸发率及末效的加热炉负荷如表1所示(表1中蒸发率是指每一效的蒸发量占三效总蒸发量的比率)。由表1可见,低-高-中方案比低-中-高方案加热炉负荷高,采用低-中-高方案是“三效”蒸发较适宜的选择。综上所述,建议荆门石化抽出液回收系统由“二效”蒸发改为“三效”蒸发的技术改造中采用低-中-高方案。1.2.2蒸发塔压力下降2004年10月以前,玉门炼油化工总厂糠醛精制装置糠醛干燥塔和脱水塔均采取常压操作,抽出液各级蒸发塔压力高,糠醛气化率低,加热炉负荷大。糠醛干燥塔改负压操作后,操作压力由原来的0.1MPa下降为-0.02MPa。各蒸发塔压力也明显下降,抽出液一、二级蒸发塔糠醛气化率提高,加热炉进料量降低1~2m3/h,精制液加热炉出口温度下降2℃,抽出液加热炉出口温度下降4℃,两炉燃料消耗共计下降30kg/h,加热炉负荷降低,装置能耗下降42MJ/t。从理论上讲,糠醛干燥塔的真空度越高,各蒸发塔的蒸出率就越高,加热炉的负荷就会越低。但是由于精制液闪蒸塔向精制液汽提塔的返量以及抽出液高压蒸发塔向抽出液汽提塔的返量都是靠两塔间的压力差实现,糠醛干燥塔的压力过低,难于实现上述蒸发塔向汽提塔的返量,所以一般将糠醛干燥塔的压力保持在-0.015~-0.02MPa的范围内。为此,建议荆门石化对干燥塔和脱水塔实施负压操作,维持真空度0.02MPa左右。1.2.3糠醛精制装置投料油换热器南阳石化公司通过如下措施优化换热流程,提高“一、二效”蒸发率:(1)消除抽出液与“二效”塔顶换热器传热限制因素,将抽出液加热炉对流室撤出“一效”进料换热系统,自“二效”塔顶换热器直接进入“一效”蒸发塔。“二效”塔顶换热器出口压力由0.06MPa下降到0.02MPa,将传热温差4℃提高到12℃,气化点提前了,换热效果大大提高。“一效”蒸发塔的蒸发率从试车时的8%提高到30.2%。(2)将抽出液与“三效”塔顶气换热器的换热面积由20m2增加为110m2;去掉“一效“塔顶与原料油换热器,将“一效”塔顶与抽出液换热器的换热面积由205m2增加为330m2;将“三效”塔顶与“一效”塔底换热器的换热面积由330m2增加为425m2。(3)将闪顶汽水冷器改造为换热器,让闪顶气和“一效”进料换热,换热面积由15m2增加为70m2。(4)将“二效”进料改进抽出液加热炉对流室的对流管由四路并联改为串联,进出口管线由DN350改为DN100,作为“二效”进料的第一个补热措施。(5)消除“一效”进料、“二效”进料、“三效”进料和对流室出口管线上存在的4个大“U”弯,改为高架管线,减小管路压降。同时,系统内糠醛溶剂藏量减少约15t,缩短了溶剂周转周期。荆门石化糠醛精制装置溶剂回收仍沿用最初设计的“二效三塔”工艺。由于干燥塔公用,致使两套同时满负荷生产时,抽出液一次蒸发塔(塔-3)压力最高为0.075MPa,一次蒸发率不高,大量的糠醛由加热炉提供热量在抽出液二次蒸发塔(塔-4)中回收。糠醛精制装置塔-3蒸发率不足30%,塔-4蒸发率达60%以上,两塔蒸发比例不太理想,因此抽出液加热炉负荷大,燃料消耗多。实际生产中采用了以下3条途径优化抽出液溶剂回收系统操作,使一次蒸发率达到35%。(1)提高塔-4压力到0.16MPa,从而提高二次蒸发溶剂的气化温度,提高一次抽出液与二次糠醛气的传热温差,提高塔-3进料温度3~5℃。(2)通过调节干燥塔顶冷却器温度,使干燥塔处于微负压状态操作,从而将塔-3压力由0.075MPa降低至0.05MPa。(3)更换萃取塔(塔-1)抽出液和一次糠醛气换热器(换-3),增大其换热面积90m2,以充分取走一次糠醛气冷凝热,进一步降低塔-3压力到0.04MPa。2通过转换连接2.1醛重套装置加热炉节能技术糠醛精制装置是燃料用能大户。由于溶剂回收工艺落后,荆门石化糠醛溶剂回收主要靠加热炉提供热量。虽然糠醛轻套装置加热炉节能改造后热效率达到88%以上,但糠醛重套装置两台加热炉设计热效率均为75%,热效率极低,燃料消耗大。2008年4月荆门石化对糠醛精制装置重套两台加热炉进行节能改造。(1)重套装置加热炉增加一套空气预热系统。(2)加热炉燃烧器更新。通过改造,烟气温度由300℃降到150℃,加热炉炉膛温度下降80℃,烟气氧含量控制在2%~4%,加热炉热效率达到92%以上,瓦斯单耗下降了6.6kgEO/t。当然,2008年荆门石化瓦斯脱硫系统投用后,瓦斯发热值得到提高对降低瓦斯单耗也发挥了一定作用。2.2机泵的节能技术2005年荆门石化糠醛精制装置进行能量测试,测得30kW以上机组效率见表2。从表2可见,荆门石化糠醛精制装置30kW以上机组效率较低,“大马拉小车”现象普遍存在。机泵的节能,也就是减少机泵的能量损失,可通过两条途径来实现。一种改变机泵工况点的途径是叶轮切削改造,其原理是经过切削的叶轮,其特性曲线会按一定规律发生变化,根据切削后的运行参数,计算切削量,改变叶轮的外径,使机泵特性曲线按要求发生变化;另一种是调速运行,通过改变机泵的转速,来改变机泵的运行曲线。上述两种方式均可使机泵的运行性能得到提高,额定负荷与需要相适应,从而达到节能的目的。2.2.1叶轮切割法荆门石化糠醛精制装置离心泵实际流量一般为设计流量的1/2~2/3,长期处在偏离设计工况点下工作,扬程高,靠泵出口阀节流调节流量,使节流损失大,机泵效率低,电耗大。根据离心泵叶轮切割定律,将叶轮外径车小,获得操作流量下合适的扬程,这是一种投资少、简单易行的节能途径。2008年,对荆门石化糠醛精制装置循环糠醛泵进行了叶轮切割。该泵的主要性能参数为流量180m3/h、扬程150m、功率130kW、轴功率113kW、转速2950转/min等。经过计算,切削后的泵流量Q′=0.8652×180=135m3/h,切削后的泵扬程H′=0.8652×150=112m,可以满足装置满负荷生产时最大糠醛流量100m3/h的需要。切削后的泵功率100kW、轴功率91kW,节电效果明显。2.2.2流量调节方式的选择结果装置处于低负荷运行状态时,许多机泵也处于低负荷运行状态。另外,一些机泵受装置加工方案、气候、季节等因素的影响,负荷率波动较大,出现整套系统欠载运行的不合理匹配状况。针对这些问题,利用机泵的转数变化调节流量,以避免机泵的节流损失。采用降低电机转速的方式进行控制,就避免了消耗在阀门的有功功率。这样,在转运同样流量的情况下,仅需要输入较低的功率,即可获得节能效果。当流量减小幅度越大时,变速调节的节能效率也越大,即阀门调节损耗功率越大。但是,泵变速过大时又会造成泵效率降低,超出泵比例定律范围。因此,在实际应用时应从多方面考虑,在二者之间综合选择出最佳的流量调节方法。1997年荆门石化轻套糠醛精制装置的原料泵和循环糠醛泵安装了变频调速器后,其工作电流分别由原来的80A和180A下降到40A和60A,电机总功率下降到60kW,节电60%。同时电机和泵的转速降低,轴承密封件磨损减轻,故障减少,延长了设备使用寿命。由于当时变频调速器价格昂贵,因此只试装了两台。2007年11月又对轻套装置的抽出液泵,重套装置的原料泵、抽出液泵、循环糠醛泵安装了变频调速器,节电效果显著,见表3。3可修改连接请求的使用3.1水冷器最小流量值的计算方法循环水优化调整的两个目标,即水冷器水侧循环水的流速不小于0.5m/s、出口水的温度不大于50℃。调节合适用水,既达到节水目的,同时又避免水冷器结垢。当水的流速为0.5m/s时,其对应流量即是节水的最小流量值(回水阀全开)。水冷器的流量不能小于此流量,以确保水冷器的水侧不至于被腐蚀及结垢。最小流量值的计算公式为:Q=ρνs。式中,Q为节水的最小流量,t/h;ν为防腐蚀及结垢最小流速,0.5m/s;s为管束水侧的流通面积,m2;ρ为循环水的密度,t/m3。在日常管理过程中,依据该公式计算出各台水冷器节水的最小流量,再根据季节和气温变化,及时调节每台冷却器循环水量,维持冷却器上下水温差大于10℃,以减少循环水用能。荆门石化糠醛精制轻、重两套装置有3台汽提塔顶共沸物冷却器(冷-6),每台冷却器用水量都在100~150t/h,其下水温度因生产需要都控制在38~40℃,如果不利用起来,将对循环水造成一定的浪费。2008年,荆门石化轻、重两套糠醛精制装置的冷-6循环水分别串入抽提塔底回流冷却器(冷-3/3),循环水串级利用示意图见图1。生产实践表明,冷-6、冷-3/3出口温度完全满足生产需求,装置循环水用量同比下降400t/h,节水效果非常好。3.2精制油冷却流程改造茂名石化公司重糠醛精制油出装置的温度容易超标。经检查发现,精制油水冷器管程已经结垢。经过分析,该台换热器管程结垢的原因并非设备内循环水流速过低,而是换热介质精制油的温度偏高。在生产中,精制油水冷器壳程精制油入口温度130~150℃,过高的温度使管程中部分阻垢剂发生分解,生成物黏附在管束内表面形成结垢。要解决精制油水冷器入口温度过高的问题,在原精制油水冷器前新增一台换热器,将精制油与进装置的原料油换热,可将精制油进水冷器前的温度控制在120℃以下,精制油降温流程改造示意图见图2。荆门石化原料进脱气塔(塔-8)预处理前,需要1.0MPa蒸