加氢装置流程优化项目建议书.docx
《加氢装置流程优化项目建议书.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《加氢装置流程优化项目建议书.docx（11页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。
加氢装置流程优化项目建议书
*********公司
加氢装置流程优化
项目建议书
一、总论
1、项目名称：
加氢装置用能分析优化
2.拟建地点：
3.建设内容与规模：
增加反应流出物-混氢油换热器、柴油-分馏塔进料换热器、分馏塔顶油气与低分油换热
4、建设年限：
3个月
5、概算投资：
409万元
6、效益分析：
488.12万元
二、项目建设的必要性和条件
2.1、建设的必要性分析
1、通过装置换热流程匹配调整，实现换热回收热量与加热炉供热负荷的协调。
2、合理分配混氢油、低分油的换热负荷，有效回收反应流出物的热量，提高混氢油的换热终温，降低反应炉加热负荷及燃料消耗，提高干气有效利用率。
3、通过分馏过程与换热网络的集成优化，提高装置换热网络操作弹性，有效降低装置能耗。
2.2装置情况热量不平衡介绍：
东营市海科瑞林化工有限公司60万吨/年油品精制装置以精制料-1、精制料-2（焦化汽油、焦化柴油）为主的混合原料，生产改质料-1、2#柴油等产品。
装置主要包括反应部分、分馏部分，主要设备包括反应器、塔、加热炉、机泵和压缩机等。
由于原料油不饱和烯烃含量较高，加氢反应温升设计控制在40~50℃，反应流出物带出大量的高温位热量。
装置循环氢分离设计采用冷高分流程，高温反应产物冷至40℃左右后进行循环氢分离，之后低分油经加热升温至210℃左右进行汽提分离，存在不合理的物流重复冷却和加热，使得装置低温位热量偏大，能量利用效率低。
装置能耗主要来自两台加热炉，反应炉热负荷约495×104kcal/h，分馏塔再沸炉热负荷约436×104kcal/h。
由于换热流程设计及操作问题，部分关键台位换热器面积不够，高温反应流出物热量回收利用不甚理想，混氢原料油换热温度偏低，仅240℃左右，反应加热炉加热负荷偏大。
此外，装置低温位热量未考虑回收利用，全部冷却排弃，使得装置能耗偏高，达25.1kgEo/t。
在确保产品质量的前提下进行汽提、分馏过程操作优化。
三、装置现状及预测：
1、物料平衡
本次装置能量优化改进的基准处理量为83t/h，主要参照装置操作规程数据，相关物料平衡见表2.1-1。
表2.1-1装置物料平衡
项目
进料名称
流量/kg/h
收率/%
原料
原料油（焦化汽柴油）
83000
100.0
氢气
664
0.8
合计
83664
100.8
产品
改质料-1（精制汽油）
15000
18.1
2#燃料油（精制柴油）
68000
81.9
干气
660
0.8
合计
83660
100.8
2、能耗指标
根据装置操作规程数据，装置处理量60万吨/年的能耗情况见表2.2-1。
表2.2-1装置能耗数据
序号
项目
单位
数值
能耗/MJ/t
1
循环水
t/t
2.93
12.29
2
凝结水
t/t
-0.01
-2.99
3
电
kWh/t
35.91
425.17
4
燃料气
t/t
0.01
511.91
5
氮气
Nm3/t
1.09
6.87
6
净化风
Nm3/t
1.56
2.48
7
1.0MPa蒸汽
t/t
0.01
29.70
8
3.5MPa蒸汽
t/t
0.02
58.94
9
除盐水
t/t
0.05
5.14
装置总能耗
1049.51
（25.1kgEo/t）
可以看出，燃料和电在装置能耗中占主要部分，加热炉、压缩机构成了装置的主要耗能单元。
3、换热网络夹点分析
因装置换热流程设计问题，高温反应流出物、精制柴油等热物流热量回收并未实现优化。
表2.3-1列出了装置冷热物流相关数据。
考虑到高压区换热器、管线等投资较高，初步选取40℃作为换热网络改造设计的最小传热温差（可以根据投资情况进行调整），换热网络的夹点分析如图2.3-1所示。
结果显示，最小热公用工程为307×104kcal/h，夹点温度为220℃。
现有换热网络的网格图如图2.3-2所示。
表2.3-1装置冷热物流数据
项目
物流名称
流量
t/h
初始温度
℃
目标温度
℃
热负荷
104kcal/h
热物流
反应流出物
104.4
346
50
2688
汽提塔顶油气
15
100
62
31
分馏塔顶油气
21
170
40
272
精制柴油
63
261
50
802
冷物流
混氢油
105
55
300
1904
低分油
84
45
210
775
分馏塔进料
83
200
235
185
分馏塔底重沸
110
261
300
340
图2.3-1换热网络夹点分析图（∆T=40℃,Tpinch=220℃）
图2.3-2现有换热网络网格图
基于换热流程夹点分析T-H图，可以得到以下结论：
1）在全温度范围内装置冷、热物流的组合曲线对应的温差均较为均匀，以此要求换热网络设计必须避免大温差的交叉换热，以免造成穿越夹点换热的情况。
2）实际消耗的热公用工程远高于所选取的传热温差对应的最小热公用工程，说明现有换热流程存在较大的优化空间。
3）从现有的换热网络网格图可知，反应流出物与低分油的换热过程存在热量向下穿越夹点换热；同时，精制柴油与分馏塔进料的换热过程存在热量向上穿越夹点换热，现有换热匹配未能很好实现温度对口、梯级利用。
4、低温热利用情况：
目前，装置中大量的低温余热并未有效回收利用，直接由空冷水冷冷却排弃，在能量无谓浪费的同时，耗用了大量的冷公用工程。
表2.4-1为装置现有低温余热资源情况。
表2.4-1装置主要低温余热资源
热流名称
流量
t/h
进冷却器前温度，℃
出冷却器后温度，℃
热负荷
104kcal/h
备注
反应流出物
99.5
144
50
653
高压物流
分馏塔顶油气
21
110
40
252
精制柴油
68
97
50
151
合计
1056
表2.4-1中热物流的冷却温位及热负荷表明装置的低温余热回收利用潜力明显。
由于装置换热网络设计不优化，导致大量的低温余热直接冷却排弃，如反应流出物及塔顶油气等热物流在140℃以上进入冷却，精制柴油在100℃左右进入冷却，能量浪费严重。
四、技术方案、设备方案和工程方案
1、换热流程优化改进
本次加氢精制装置用能优化主要侧重装置换热流程调整改进，提高混氢原料油的换热终温，减少加热炉负荷及燃料消耗，降低装置能耗。
1.1流程优化方案
①由于混氢油与反应流出物的换热面积不足，高温反应流出物热量回收不充分，约144℃进入空冷，同时造成混氢油换热终温严重偏低。
考虑在E2103后增加一台反应流出物~混氢油换热器E2103/B，与E2103串联，强化反应流出物热量回收，提高混氢油的换热终温，从源头降低反应加热炉负荷以及反应流出物空冷器的负荷。
②配合反应流出物热量回收调整，进行混氢油、低分油的换热量分配优化。
考虑充分回收精制柴油的热量，在精制柴油~低分油换热器E2105/A,B后增加一台换热器E2105/C，与E2105/A,B串联，以优化调整低分油与精制柴油及反应流出物的换热负荷分配，在保证低分油进汽提塔温度的前提下，适当降低分油~反应流出物的换热负荷。
③分馏塔顶油气温度由170℃冷却至40℃温差较大，增加了空冷电机电的耗量和水冷循环水的消耗，在低分油后新增加一台低分油与分馏塔顶油气换热器，降低循环水和电的消耗，通过优化流程降低生产成本提高装置效益。
优化改进前后的反应流出物换热流程，以及精制柴油换热流程分别如图3-1、图3-2和图3-3、图3-4所示。
装置换热流程优化调整后，混氢油的换热终温从目前的243℃升高至271℃，低分油的换热终温从目前的210℃升高至220℃。
反应加热炉负荷从497×104kcal/h降低至305×104kcal/h。
反应流出物的换后温度从144℃降低至118℃，精制柴油的换后温度从97℃降低至80℃，冷却负荷从1056×104kcal/h降低至715×104kcal/h。
表3-1装置主要低温余热资源
热流名称
流量
t/h
改进后进冷却器前温度，℃
出冷却器后温度，℃
热负荷
104kcal/h
备注
反应流出物
99.5
118
50
472
高压物流
分馏塔顶油气
21
85
40
150
精制柴油
68
80
50
93
合计
715
优化改进后的换热网络网格图如图3-1所示，对比图2.3-2可知，低分油跨夹点换热温度从146℃提高至156℃，跨夹点换热量减少。
换热网络工程情况：
换热网络实施改造后，现有的空冷器和冷却器等换热设备予以保留，极端工况或事故状态下投用，以保证装置正常生产。
本次用能优化涉及的工程改造包括：
（1）在反应流出物~混氢油换热器E2103后新增一台换热器E2103/B。
改造后反应流出物换热器顺序为E2101，E2102，E2103/A,B。
（2）在精制柴油~低分油换热器E2105/A,B后新增一台换热器E2105/C。
改造后精制柴油换热器顺序为E2108/A,B，E2105/A-C。
（3）相应的换热管线调整。
2新增设备选择
本次加氢精制装置能量优化改造主要涉及换热网络调整，包括新增或更换部分换热设备，以及部分管线调整。
新增或更换换热设备情况见表4.2-1。
表4.2-1新增/更换换热设备一览
序号
编号
设备名称
规格型号
新增台数
重量
t
投资估算
万元
备注
1
E2103/B
反应流出物-混氢油换热器
LUP900-353-9.8/9.4-2/D300-19
1
22
136
新增,与E2103串联
2
E2105/C
柴油-分馏塔进料换热器
BES800-2.5-160-6/25-4I
1
8
24
新增,与E2105/AB串联
3、
分馏塔顶油气-低分油换热器
BES800-2.5-160-6/25-4I
1
8
33
合计
193
五、投资估算
序号
项目
费用（万元）
备注
一
设计费
25万元
二
设备费用
193万元
三
工艺材料
66万元
四
电气、仪表
10万元
五
安装费用
50万元
六
土建施工费
30万元
七
防腐、保温费用
35万元
九
合计
409万元
六.经济效益核算：
6.1、节能收益计算
序号
处理量
预测改造后效果
单价
共计
万元
备注
1
装置处理量按83t/h
反应加热炉负荷约182×104kcal/h，加热炉热效率按90%，燃料气热值按950×104kcal/t，则可以节省燃料气287kg/h。
按8000小时/年计，则每年节约燃料气2295吨/年，折合装置能耗降低约2.44kgEo/t
燃料气单价2000元/吨
459
通过反应流出物、精制柴油等换热流程调整，增大换热面积，提高了混氢油进加热炉前换热终温，降低了反应加热炉的加热负荷。
2
分馏塔顶油气空冷电机22KW/时、柴油外送空冷30KW/时按8000小时/年计，则每年节约用电416000KW/年
电0.7元/KW
29.12
分馏塔顶油气空冷全停、柴油外送空冷全停
6.2、整体效益核算
序号
项目
年产量吨/年
产品单价（元/吨）
指标值（万元）
备注
1
建设投资
409
2
成本分析
2.1
年折旧费用
38.8
10年折旧，净残值5％
3
节能收益
488.12
4
年均利润（万元）
449.32
5
回报期（年）
0.91
升级会员 