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1、重油催化裂化装置的用能分析及节能措施中国石油化工股份有限公司洛阳分公司套 1.40Mt/a重油催化裂化装置能耗约占分公司总能耗的四分之一，因此降低该装置的能耗对做好分公司的节能工作具有十分重要的意义。为了降低能耗，结合装置的实际运行情况，在工艺、设备、操作上采取了一系列措施，使装置能耗持续降低，2004 年装置能耗降低到2561.48MJ/t，实现了装置能耗达标。1 主要节能措施和效果1.1 生产工艺的优化1.1.1 改善原料性质由于原油变重，常压渣油残炭一般为 7%8%，催化裂化焦炭产率高达 11%12%，产品分布不理想，能耗高。2002 年 12月，分公司实施“全流程”生产方案，减压蒸馏装
2、置、溶剂脱沥青装置开工，部分减压蜡油和脱沥青油进入 RFCCU，原料性质得到改善。此后，掺炼减压蜡油比例逐年提高（2002 年至 2004年由0.7%提高至 16%），焦炭产率降低（2002 年至 2004年由 11.09%降低至 9.69%）。1.1.2 降低再生器催化剂藏量降低再生器催化剂藏量不仅可以提高新鲜催化剂的浓度，减少催化剂的单耗，而且可以降低主风压力降。经过技术分析得知，该装置再生器催化剂藏量适当降低不会影响烧焦效果，因为主风分布管和待生催化剂分配器具有优异的分配性能：采用高的待生套筒，使待生催化剂与主风形成气固逆流接触烧焦的良好条件；待生催化剂由套筒流化风输送，待生套筒出口设置
3、专门设计的催化剂分配器，分配器配置输送风，这样就使待生催化剂在再生器密相床层截面的不同直径上均匀分布，比在同一个圆周上的分配更加均匀；主风分布管采用3200个直径为 12mm或 18mm的小规格喷嘴，密集布置，布孔密度达到 45个/m2。因此，操作上将再生器催化剂藏量由原控制的 160t180t减少到130t160t，这样烟机入口压力提高了 0.024MPa，烟机回收功率可增加 797kW。1.1.3 实施烟机发电在 2002年 5月检修期间缩小双动滑阀安全开度，使烟气泄漏量降低了 20%，烟机旁路能量损失减少了 50.24MJ/t。外引空压风量 300m3/min，代替增压机给外取热器送风，
4、使烟风比达到 1.03。采取以上措施后，在 2003年 8月 14日成功实现了烟机发电。烟机发电量 2003年为 1972.8MWh，2004 年达到5616MWh。1.2 设备的改造1.2.1 余热锅炉的改造原余热锅炉为 BQ219/500-19/58-3.82/450型，是按回收利用高温烟气显热、同时补充燃烧部分燃料气，以生产中压过热蒸汽设计的，没有 CO焚烧室，但在2000年 7月该装置催化剂再生改为不完全再生后，产生了如下问题：CO 化学能无法回收，造成能量浪费；由于余热锅炉设计负荷偏小，装置自产 3.5MPa饱和蒸汽不能全部过热，造成高品位能量损失；再生器出口烟气温度下降，影响余热锅
5、炉过热蒸汽质量，为此必须增加燃料气用量，因而造成装置能耗增加；由于烟气温度低，省煤器的低温腐蚀加重，余热锅炉的故障率加大，安全运行周期缩短。2002年 5月，将原余热锅炉更换为新型模块式余热锅炉 QC225/785-42.4/114.9-3.82/445。通过增设预燃室来利用 CO化学能，增大过热器和省煤器受热面面积而增大余热锅炉出力，使 RFCCU所产的饱和蒸汽全部过热，停掉了减温减压器，避免了高品位能量损失，同时提高了余热锅炉自产蒸汽能力。改造后再生烟气显热利用率由原来的 50%提高到 90%，CO 化学能利用率可达65%70%，综合余热利用率为 80%左右。1.2.2 分馏塔改造随着 R
6、FCCU加工量的提高和采用 MGD技术（多产液化石油气和柴油技术），分馏塔气相负荷加大，塔板压力降增大，操作波动频繁，影响了产品质量，因此于 2002年 5月对分馏塔进行了改造，将其中 6层塔板更换为 SUPER V1浮阀塔板，将上部塔板的开孔率调大。改造后全塔压力降由 36kPa降低到 18kPa，使气压机的入口压力提高了 15.4kPa，气压机功率可节省 208kW，相当于汽轮机3.5MPa过热蒸汽用量减少 3.85t/h，装置能耗降低 1.96MJ/t，而且使分馏塔操作弹性增大，平衡率提高，分馏效率也得到改善。1.3 采用低焦炭产率的降烯烃催化剂为了平衡炼油主装置间的重油物料供给，RCC
7、U 蜡油掺炼比例较低，焦炭产率仍然偏高。在保证汽油烯烃含量满足要求的前提下，为了降低焦炭产率，降低装置能耗，提高经济效益，2004 年 7月装置采用了美国 Engelhard公司研发的具有提高重油转化能力、降低焦炭产率功能的新一代 Flex-Tec-LOL1降低汽油烯烃催化剂。使用该催化剂后，焦炭产率下降了 0.76个百分点，装置能耗降低了318.2MJ/t。2 目前节能方面存在的主要问题2.1 余热锅炉露点腐蚀严重随着分公司高硫原油加工量的增加，RFCCU 原料硫质量分数为 0.88%1.00%，从而造成烟气中 SO2气体含量增加，另外由于干气脱硫装置超负荷，造成干气中的 H2S含量严重超标
8、，导致余热锅炉管壁的硫酸露点腐蚀加剧。余热锅炉运行不到一年，对流段的管子有 13根泄漏。在 2004年 5月 25日至 6月 9日余热锅炉停工检修期间装置总能耗就上升 1256.24MJ/t。2.2 余热锅炉吹灰器除灰效果差余热锅炉省煤器段积灰严重，目前采用的蒸汽吹灰器除灰效果不好。再加上翅片管翅片间的流通面积较小，有地方无法吹到，造成灰粒在翅片间堆积，余热锅炉运行不到 5个月，由于积灰严重，排烟温度已达到 240以上，排烟能耗上升了 70.86MJ/t。2.3 稳定汽油回炼造成装置能耗增加MGD技术是汽油在单一提升管内改质的典型技术，其主要作用是提高柴汽比和液化石油气收率，同时降低汽油烯烃和
9、硫含量，但会造成焦炭产率增加，若回炼比（进料量之比）为 5%，仅回炼稳定汽油造成的分馏塔顶低温热损失就达23.9MJ/t。2.4 分馏塔冷回流量比例加大使装置能耗增加随着装置运行时间的增加，换热效果变差，低温热回收效率降低，造成装置能耗增加，低温热水温度由开工初期的 45上升到末期的 55。顶循环回流排弃能耗增加，使得顶循环回流返塔温度升高。另外由于再吸收油冷却器冷却效果逐渐变差，富吸收油返分馏塔温度升高。为控制适宜汽油的切割点，提高目的产品收率，需将塔顶冷回流量由 20t/h提高到 60t/h，冷回流量比例增加20%（与进料量之比），能耗增加 107MJ/t。2.5 装置热联合存在不足2.5
10、.1 脱沥青油冷却后又去 RFCCU加热目前溶剂脱沥青装置的脱沥青油与减压渣油换热后温度降为 170左右，再经过循环水冷却器冷却到 130后进 RFCCU，而 RFCCU又将脱沥青油由 130加热到 200左右进提升管。此流程没有采用热联合，造成脱沥青装置和 RFCCU能量浪费。脱沥青油流量按 40t/h计算，溶剂脱沥青装置损失能量达 1.04MW，同时还增加了循环水的耗量；RFCCU 为提高脱沥青油温度，至少需提供 1.04MW热量，即造成油浆热量损失。3 建议3.1 采用硫转移剂和改选干气脱硫装置在加工高硫原油时，可采用硫转移剂降低烟气的硫含量，减轻余热锅炉管壁的露点腐蚀。同时对干气脱硫装
11、置进行扩能改造，保证加工高硫原油时干气中的H2S浓度小于 15mg/m3，减少加热炉烟气中的 SO2气体含量，确保余热锅炉长周期运行。3.2 对余热锅炉吹灰系统进行改造将蒸汽吹灰系统改造为激波吹灰器，提高除灰效果，降低排烟温度，减少排烟能量损失。3.3 对稳定塔进行改造新增稳定汽油抽出侧线，将稳定汽油切割成轻组分和重组分，将侧线轻组分返回提升管底部回炼。根据推算，这样 MGD稳定汽油回炼量可以减少 60%以上，稳定汽油回炼造成的能耗可降低 50%。同时催化裂化汽油中的烯烃含量主要集中在 C5C6组分中，将轻组分返回提长管底部回炼，可有效降低烯烃含量；而重汽油去汽油加氢，则脱硫效果好、辛烷值损失
12、小。3.4 对分馏塔顶循系统进行改造分馏塔塔顶循环系统增设一台空冷器，这样可降低塔顶循环回流冷后温度，减少塔顶冷回流量，降低工艺排弃能耗，还可降低塔板压力降，降低气压机功率，使两器压差增大，提高装置操作弹性。3.5 优化低温热利用对油浆冷却器的冷却介质热水流程进行改造，热水由原先在油气换热器的出口热水管道上引出改为在油气换热器的入口热水管道上引出，热水温度由 80降为 50，经过计算，在油浆产率高达 6%的情况下，油浆的外甩温度不会超标。3.6 热联合的优化对一些物流进行热联合，如：溶剂脱沥青装置的脱沥青油不需经过循环水冷却，直接进入 RFCCU，一是可以减少脱沥青装置循环水用量，二是可以提高
13、 RFCCU油浆高温位热量的利用率，多产 3.5MPa蒸汽。在非采暖季节投用低温热水去气体分馏装置，代替 0.3MPa蒸汽作为丙烯塔重沸器的热源，经计算，105的 356t/h低温热水可产生的热量相当于 0.3MPa蒸汽量 13.5t/h，完全可以满足要求，大大提高了低温热水的利用率。将 RFCCU生产的柴油由先去罐区，再由罐区送到加氢装置的流程改为催化裂化柴油直接送到加氢装置，这样不仅可减少 RFCCU冷却水的消耗，还能降低柴油加氢装置的加热负荷，减少燃料气用量，还可以降低柴油的损失。3.7 投用装置在线分析仪通过在线分析仪分析烟气组成，根据烟气组成和主风量等条件，利用 DCS功能，较为准确地在线计算装置的烧焦量，对于技术人员和操作人员监控生焦率的变化，及时调整操作，进一步降低装置的能耗，有很大的作用。
