流程模拟技术在常减压装置换热网络优化中的应用_曹华民
流程模拟技术在常减压装置换热网络优化中的应用
曹华民，江红伟，白芳芳
（中国石油化工股份有限公司洛阳分公司，河南省洛阳市471012）
摘要：针对某炼化企业常减压装置运行中存在的问题，应用流程模拟软件PＲO/Ⅱ，建立了装置的换热网络模型。以加工原油性质、初馏塔、常压塔、减压塔模拟的过程参数及常减压装置对产品质量的要求作为换热网络调整
的基础参数，利用Aspen Pinch软件对装置原有换热网络进行了夹点分析，运用网格图等诊断出了原有网络存在的
瓶颈，同时得出了换热网络初底原油的最高理论换热终温。按照消除原换热物流跨夹点传热、中高温位热源多次
合理利用、调整换热效率偏低或利用不充分的设备、现有设备布置少变动、省投资的原则对换热网络进行了改造优
化。改造后，初底油进常压加热炉温度由原来的的298．6?提高到303．0?；西部轻油进闪蒸加热炉的温度由原来的
117．5?升高为220．0?，降低了加热炉热负荷，合计降低了装置能耗65．74MJ/t，折合年效益为3110?104ＲMB￥。
关键词：常减压装置流程模拟PＲO/Ⅱ换热网络
常减压蒸馏装置是炼油企业的用能大户，其能量消耗约占炼油厂总用能量的25% 30%。其节能优化对于炼油厂具有重要意义。流程模拟技术能为工程设计、新工艺开发、生产优化等提供强有力的工具。因此，借助流程模拟技术优化和模拟常减压装置换热网络的操作，使之处于最佳操作工况，以提高企业的经济效益。
1换热网络存在的问题及分析
1．1主要问题
1．1．1初底原油、西部轻油换热终温较低
某炼油厂常减压装置有两股原油进料。主原油进行的是常规三次换热、三次蒸馏；改造后并联了西部轻质原油（简称西部轻油），它沿独立的流程，依次经换热、电脱盐、加热炉加热和闪蒸。闪顶后的轻油与初底原油一起直接进常压塔、闪底重油则换热后直接去催化裂化装置。
2009年4月现场数据显示，主原油之初底原油的换热终温只有298．6?，增大了常压炉的燃料消耗；西部轻油换热后进电脱盐的温度只有121．6?，进电脱盐后降至117．5?，严重增大了加热炉的燃料消耗。
初底原油、西部轻油换热终温低，造成常减压装置能耗偏高，2011年6—8月装置能耗在502．4 MJ/t，和同类装置相比较高。1．1．2部分中段回流取热不足
常二中、减二中、减三中返塔温度较设计值偏高，中段回流取热不足，取热情况见表1。
表1中段回流取热情况
Table1Mid-section reflux heat energy distribution
常二中返塔温比设计值高18．7?，减二中返塔温度比设计值高于17?，减三中返塔温度比设计值高30?。返塔温度偏高，使得操作难度大，而装置换热终温又偏低，导致能耗较高。
1．2换热网络主要问题分析
1．2．1现有网络的模拟分析
以分馏系统设计参数为网络运行的边界条件、换热器的结构参数为基础、冷热物流参照2008年5月改造时的设计数据，运用
PＲO/Ⅱ软件对实际换热网络进行模拟。从模拟结果同样可
收稿日期：2013－01－08；修改稿收到日期：2013－03－19。
作者简介：曹华民，高级工程师，工程硕士，2001年本科毕业于西北大学有机合成专业，2012年研究生毕业于天津大学化学工程系，目前主要从事炼油技术改造及项目管理工作。联系电话：0379－66992052，E-mail：lypcchua@chinaren．com。
以看出常二中、减二中、减三中的返塔温度均高于分馏系统设计规定值，说明如果网络结构不调整就不能保证分馏系统在设计条件下运行。这些热量应该通过网络结构调整被用于加热初底原油和
西部轻油。同时可以看出一些换热器利用效率较低，例如常顶循一次换热器E1011、常三线-脱后原油换热器E1013，应该考虑调整。
某一生产方案条件下，对一定的网络结构，分馏系统的中段回流取热分配对换热网络终温的影响最为明显，高温位回流取热越多，换热终温越高，因此非常有必要对换热网络进行改造，在满足分馏塔操作的同时提高换热终温以节约能量。
1．2．2夹点技术分析
2008年改造主要以常压塔、减压塔改造为主，换热网络没有进行深入配套改造，而且今后生产运行模式按照2008年分馏塔的设计进行，因此冷热物流按照2008年改造的设计资料进行夹点分析，数据见表2，以期找出换热网络的瓶颈。
表2冷热物流温度变化区间及焓差
Table2Enthalpy difference and temperature range
of cold heat sream
取网络的最小传热温差Δt min为20?，利用Aspen Pinch软件在表2所列参数的基础上进行夹点技术分析，得到如图1所示的装置原油换热网络冷、热物流复合曲线。
图1原油换热网络冷、热物流复合曲线Fig．1Composite curve of heat exchange
network
for crude oil
从图1可以得知，夹点温度为247．9?，计算得知初底原油的最高理论换热终温为316．9?。1．2．3现有的换热网格图
确定夹点后通过换热网格图可以更好地判断出哪些换热器跨夹点传热，为换热网络改造提供依据。图2为换热网络图，网格图下部为冷物流，上部为所选的重要热物流，通过连线是否通过夹点的虚线来判断是否跨越夹点。
从图2可以看出E1024，E1026，E1022这3组换热器跨夹点传热，需进行调整或改进。
2换热网络改造原则
（1）消除换热物流跨夹点传热。
（2）中高温位热源多次合理利用：模拟时减压渣油与初底油换热后温度较高，为275．8?，考虑在此再增加一组换热器；减三中需要重点考虑，模拟时减三中油与初底油换热出来温度也较高为284．8?，也考虑在此再增加一组换热器、同时适当强化脱后原油换热；减二中与脱后油换热同时，考虑强化其与脱前油的换热；常二中温位下降，适合与脱后油换热，末端考虑增加一组换热器。
（3）参照PＲO/Ⅱ模拟结果，对换热效率偏低或利用不充分的设备进行调整。
（4）流程改造尽量基于现有设备布置、尽量少变动、省投资。
图2换热网格图
Fig．2Heat energy gridding plot
注：E1024—初底油-常二中一次换热器；E1026—初底油-常三线一次换热器；E1022—脱后油-减三中二次换热器；E1025—初底油-减压渣油一次换热器；E1027—初底油-减三线及减三中一次换热器；E1028—初底油-催化油浆换热器
3换热网络改造方案
3．1改造的基础条件
本次原油加工按照塔河混合原油1Mt，西部轻油1Mt，中原原油1Mt，进口原油5Mt，共计8 Mt的年加工量作为换热网路改造的基础条件。3．2常二中、减二中、减三中参数确定
流程模拟时以初馏塔、常压塔、减压塔根据原油性质和产品质量要求为基础，换热网络配合来完成塔的要求。根据塔的过程参数确定模拟的常二中、减二中、减三中取热分布见表3。
表3模拟的中段回流取热分布
Table3Simulated mid-section reflux heat
energy distribution
从表3可以看出常二中、减二中、减三中取热分布比较合理。
3．3换热流程改造方案
按照换热网络改造原则，对改造后流程中各冷热物流换热前后的温度及热负荷都进行了详细模拟。
3．3．1初底油换热部分
充分利用减压渣油和减三中的高温热量，在原换热器E1025（A-D）后增加了两台初底油-减三中及减三线一次换热器E1062AB；在换热器E1027（A-D）后增加了两台初底油-减压渣油一次换热器E1063AB，确保换热终温。
换热器E1024AB热流温位降低，考虑消除跨夹点传热，将其移作脱后原油换热。
由于减压渣油一次换热新增的换热器E1063AB在第二路，换热量较大，将原布置在第二路的换热器E1026AB移至换热器E1025（A-D）之前，强化第一路的换热。改造后换热流程见图3。3．3．2脱后原油换热部分
脱后第一路换热器E1013的热负荷只有1284kW，利用效率较低，可将其取消，为其它热源留出位置。在换热器E1023（A-C）前新增加原油-常二中三次换热器E1061AB，利用调整至脱后的常二中热源强化脱后第一路原油换热。减二中及减二线热量适当向脱前转移，将换热器E1014（A-H）热流由原减二中及减二线二次调整为减二中及减二线一次换热。
脱后第二路将换热器E1024AB增加在此路最后（调研时此路温度最低），同时将原减二中及减二线一次E1015（A-C）换热器热流改为减三线及减三中四次，放在换热器E1024AB前。此路热源已较充分，则取消原油-常二中二次换热
器E1018AB，为脱后第三路利用。
脱后第三路根据温位情况，在换热器E1020AB后增加从脱后第二路调整出来换热器E1018AB；换热器E1022增加为四台，提高换热效
果。改造后换热流程见图4
。
图3
初底油改造后的换热流程
Fig．3
Ｒevamped heat exchange network of third part
注：椭圆内的数字是热负荷，
kW ；直角梯形内的数字是流体流率，kg /h ；矩形内的数字是温度，?；
下同图4
脱后原油改造后的换热流程
Fig．4
Ｒevamped heat exchange network of second part
3．3．3脱前原油换热部分
从模拟情况看脱前第一路热量利用较合理，
可以维持不变。
脱前第二路换热器布置较少，将原常顶循三次换热器E1006AB 热流改为温位较高的减二线及二中三次，并移至初顶循一次换热器E1007AB 之后。
脱前第三路换热器布置得较繁琐，本次调整常二线换热器E1054AB 温位较以前有较大提高，而在E1054AB 之前的减一线及减一中换热器E1053AB 因热量较大幅度降低，将其取消改至脱前第四路利用。
脱前第四路将充分利用换热器E1053AB ，排在常顶油气换热器E1002CD 之后，热源调整为减二
中及减二线四次换热。常顶循一次换热器E1011
增加为两台，移至常一中二次换热器E1010AB 之前，使得热量匹配更合理。改造后换热流程见图5。3．3．4西部轻油换热部分
常减压装置还加工约1Mt /a 的西部轻油，主流程与西部轻油流程相对独立，改造将西部轻油与闪蒸塔底油换热器增加一台，以提高热量利用率，同时利用主流程中常一线及常三线的多余热量来加热西部轻油。具体为常一线进低温热水之
前加西部轻油-常一线换热器E1064；常三线与低温热水换热器E1050AB 之前增加了西部轻油-常
三线换热器E1065AB 。另用催化油浆末次换热器E1327/2加热西部轻油，少产低品质蒸汽。改造后换热流程见图6。
图5
脱前原油改造后换热流程
Fig．5
Ｒevamped heat exchange network of first
part
图6
西部轻油部分改造后换热流程
Fig．6
Ｒevamped heat exchange network of west light oil
4
改造后运行效果及效益估算
2011年9—10月利用大检修对装置进行了
换热流程改造。2011年10月装置开工正常后，2012年2月装置进行了标定。4．1换热终温
4．1．1
主流程换热终温有了较大幅度提高
从2011年10月常减压装置操作稳定后，两
路换热终温平均为320?左右，较检修前提高了35?。2012年2月标定期间一路换热终温为307?，另一路换热终温为299?，平均达到303?。4．1．2
西部轻油换热终温有了较大幅度提高
改造后西部轻油温度升至220?，较2009年4月的117．5?提高了102．5?，效果显著（标定时尚未投用与催化油浆换热的E1327/2，2012年10月投用后温度进一步升至258?）。
4．2
常二中、减二中、减三中实际取热情况
改造后2012年2月标定的中段回流取热情
况见表4。
表4
中段回流取热情况
Table 4
Mid-section reflux heat energy distribution
3个中段回流返塔温度均低于设计值，
换热效果非常好，生产上可灵活控制。4．3效益估算
4．3．1
提高主流程原油换热终温
主流程原油进加热炉温度由原来的298．6?提高到303．0?，提高了4．4?，折合降低装置能
耗13．82MJ/t。
4．3．2提高西部轻油换热终温
西部轻油进加热炉F1003的温度由原来的117．5?升高为220．0?，提高了102．5?，折合降低装置能耗51．92MJ/t。合计降低了装置能耗65．74MJ/t，折合年效益为3110?104ＲMB￥。
5小结
分析常减压装置换热网络运行中存在的问题，利用PＲO/Ⅱ流程模拟软件平台，建立了常减压蒸馏装置的模拟模型，利用夹点技术诊断出现有换热网络运行中的瓶颈，对换热网络进行了优化改造。改造后合计降低装置能耗65．74MJ/t，折合年效益为3110?104ＲMB￥。
针对现有条件提出几点建议：
（1）加强生产管理，优化电脱盐的运行效果，定期在线清洗油浆换热器，提高重油换热器的效率；
（2）新建炼油厂考虑几套装置深度热联合，在提高常减压装置换热终温的同时，保证几套装置用能最优；
（3）按照原油性质变化及装置运行中出现的问题定期进行模拟，为生产优化提供操作指导。
（编辑漆萍）
Application of process simulation in optimization of heat Exchange network of atmospheric and vacuum distillation unit
Cao Huamin，Jiang Hongwei，Bai Fangfang
（SINOPEC Luoyang Company，Luoyang，Henan471012）
Abstract：To solve the problems of the atmospheric and vacuum distillation unit in a refinery，the heat exchange network model was established by process simulation software PＲO/Ⅱ．According to crude oil prop-erties，the process parameters of primary tower，atmospheric tower and vacuum tower and the requirements of product specifications of atmospheric and vacuum distillation unit，the heat exchanger network of atmospheric and vacuum distillation unit was analyzed by pinch point technology using AspenPinch software；The bottle-neck of the process was diagnosed for the existing network by the grid graph etc，and the theoretical heat trans-fer end temperature of the topped crude oil was obtained．On the basis of elimination of the across pinch heat transfer of heat exchange streams，optimized utilization of heat transfer of mediate and high temperature heat sources，adjustment of the low thermal efficiency heat exchangers or the equipment not efficiently utilized，the heat exchange network was optimized based on the principles of minimized layout changes of existing equip-ment and the lowest investment．After revamping，the end heat transfer temperature of the topped crude oil was increased from298．6?to303?．The end heat transfer temperature of the west light oil to the furnace of flasher was raised to220?from117．5?．The thermal duty of atmospheric pressure furnace was lowered，and the total unit energy consumption was reduced by65．74MJ/t．The annual economic benefit from energy saving is3．11?104Yuan（ＲMB）．
Key Words：atmospheric-vacuum distillation unit，process simulation，PＲO/Ⅱ，heat exchange network