常减压蒸馏装置应用蒸馏工艺与技术，在直接生产部分石化产品(如直馏航煤等)的同时，也为下游装置(如催化裂化﹑催化重整﹑加氢精制﹑加氢裂化﹑渣油加氢及糠醛精制等)提供原料。装置的产品质量除影响下游装置的正常生产外，高附加值产品收率也影响企业的经济效益。
在石化企业中，常减压蒸馏装置是原料处理量最大的生产装置，能量消耗在企业内占很大比例。对于传统的石化企业，常减压蒸馏装置一般占企业总能耗的20%~30%。近年来，由于产品质量及环保要求的变化，炼油厂装置结构发生了较大变化，常减压蒸馏装置所占能耗的比例虽有所下降，但仍占较大比例[1-3]。2020年中国石化工程建设有限公司对本公司炼油装置能耗情况进行了统计，其常减压蒸馏装置能耗一般占整个炼油装置的14%左右。
目前，在石化企业的操作费用中，能耗费用是生产成本中仅次于原材料成本的第二大组成部分，约占企业生产成本的30%[4]。
某石化企业现有1套350×104 t/a常减压蒸馏装置，始建于1970年，初始设计规模为250×104 t/a，1978年扩能改造至350×104 t/a。2001年该装置进行节能改造，常压部分原油设计规模为350×104 t/a，操作上限为400×104 t/a，操作下限为280×104 t/a，处理原料为江汉原油、阿曼原油及西江原油的混合油。改造后装置能耗由16.00 kg标油/t原油降低到10.40 kg标油/t原油。
该装置采用三塔(初馏塔、常压塔和减压塔)两炉(常压炉、减压炉)流程，属于燃料-润滑油型常减压装置，常压塔和减压塔分别配置了汽提塔，以满足产品质量要求。在实际生产中，装置处理原料为仪长管输原油，以燃料型工艺流程为主，主要产品包括重整原料、航煤加氢原料、柴油加氢原料、渣油加氢原料、催化裂化原料、焦化及丙烷脱沥青原料等，减三线兼产作为润滑油加氢改质原料。
该装置虽经历次改造，但依然存在一些问题，如：换热流程不合理，换热终温低；加热炉排烟温度高，效率低；常、减压塔压降大，分馏效果差，相邻组分重叠较多，常一线(航煤组分)、减三线(润滑油加氢改质原料)等高附加值产品的收率低等。
该装置工艺流程复杂，设备众多，所消耗的公用工程数量较大。表 1所列为2001年装置节能改造时的设计能耗指标。
从表 1可知，装置主要耗能为加热炉燃料消耗、电耗及蒸汽消耗。
改造前，初馏塔进料温度为208 ℃，低于同类装置进料温度(220~250 ℃)。这样，一方面初馏塔侧线抽出少，初底油进常压炉流量大，增大了常压炉加热负荷；另一方面，该侧线主要为航煤组分，无须经过加热炉高温加热，就能有效地消除热分解，有助于提高航煤产品的质量。
常压塔塔顶油气(以下简称常顶油气)流量为58.97 t/h(包括回流量为38.43 t/h)，取热负荷为8.87×104 kcal/h(包括回流取热为5.78× 104 kcal/h)；顶循流量为72 t/h，温差为60 ℃，取热负荷为2.56×104 kcal/h；常一中流量为219.84 t/h，温差为60 ℃，取热负荷为8.12×104 kcal/h；常二中流量为120.81 t/h，温差为80 ℃，取热负荷为6.41×104 kcal/h；四者取热比例为34.17∶9.86∶31.28∶24.69。塔顶及顶循等低温位取热负荷达44.06%，最高品位的常二中取热仅为24.69%，大量热量被塔顶回流及顶循取走，全塔热量没有得到有效利用。
减压塔塔顶循流量为55.29 t/h，温差为99.1 ℃，取热负荷约为2.81×104 kcal/h；减一中流量为166.05 t/h，温差为47.4℃，取热负荷为4.57×104 kcal/h；减二中流量为146.65 t/h，温差为71 ℃，取热负荷为6.52×104 kcal/h，三者取热比例为20.22∶32.88∶46.90。低温位的顶循取热较多，全塔热量没有得到最有效利用。
从本装置换热终温(277 ℃)比行业平均值(290~300 ℃)低的情况，佐证了该装置的热回收率较低。
常压炉及减压炉共用1套余热回收系统，联合烟囱排烟温度大于130 ℃，加热炉综合热效率为90.0%。对于热负荷>24 MW的大型加热炉，热效率比行业要求值(93.5%)低。
装置常一线为航煤组分；减三线为润滑油加氢改质原料，用以生产Ⅱ(Ⅲ)类高档润滑油基础油或高档白油产品。由于常压塔浮阀塔板及减压塔填料等塔内件分馏效率较低，它们与相邻组分恩氏馏程重叠较大，导致收率降低。图 1所示为2019年6月11日-13日装置标定时常一线与相邻组分恩氏馏程图，图 2所示为2019年6月11日-13日装置标定时减三线与相邻组分恩氏馏程图。
从图 1可知，常顶油终馏点均值为148.3 ℃，常一线初馏点均值为150.5 ℃，常一线终馏点均值为254.7 ℃，常二线初馏点均值为189.5 ℃。常顶油与常一线恩氏馏程(t0H-t100L)间隙为2.2 ℃，馏程脱空(确认了常顶及顶循取热负荷占比较大)；常一线与常二线恩氏馏程(t0H-t100L)间隙为-65.2 ℃，馏程重叠较多，相当部分航煤组分进入常二线作为柴油组分，使得高附加值产品损失较大。
从图 2可知，减二线97%点均值为479.3 ℃，减三线2%点均值为416.3 ℃，减三线50%点均值为487 ℃，减四线2%点均值为433.3 ℃。减二线与减三线恩氏馏程(t2H-t97L)间隙为-63 ℃，馏程重叠较大；减三线与减四线恩氏馏程(t2H-t50L)间隙为-43.7 ℃，馏程重叠更大，相当部分润滑油加氢改质原料进入减二线及减四线作为蜡油组分，使得高附加值产品损失大。
从表 1可知，燃料消耗在常减压装置能耗中占比最大，为总能耗的73.85%。因此，通过提高初馏塔进料温度、提高进常压炉初底油的换热终温和提高加热炉热效率等方式来减少燃料消耗，是常减压蒸馏装置节能降耗的首要措施。
炼油厂想要减少能源消耗，首先要对换热网络进行优化，以此提升热量的回收率[5]。本项目换热网络优化采取的节能措施如下：
1) 常顶油气冷凝冷却，由气相冷凝为液相，再过冷至40 ℃，经历了相变及冷却，冷凝冷却负荷大(占全塔取热负荷的25%以上)，由空冷及循环水冷却实现。这样，一方面增加了装置用电及循环水用量，另一方面大量低温位热量被浪费。为此，在常压塔塔顶空气冷却器前，增设了一组原油-常顶油气换热器，其设备选用板式结构，主要材质为钛材。利用了其热流温度一定时板式换热器能回收更多热能的特点[6]，在防止常压塔塔顶HCl+H2S+H2O腐蚀的前提下，通过错流与逆流换热，将常顶油气温度由126 ℃降至86 ℃，原油温度由59 ℃升至89 ℃。
2) 在常压塔热平衡中，中段回流取热仅占全部取热的55.97%，且最高品位的减二中取热只有24.69%。在减压塔热平衡中，中段回流取热占全部取热的79.88%，顶循取热相对较大。因此，在基本保留现有换热流程、减少投资的基础上，增大常压塔、减压塔中段回流取热，同时对局部换热流程进行调整，确保电脱盐操作温度，提高进初馏塔温度，提高换热终温。其配套的改造如下：
① 常顶油气经过板式换热器换热后，原油进电脱盐的温度大于150 ℃，超出了电脱盐适宜操作温度。将减一中(二)-原油换热器及常三线-原油换热器由电脱盐前移到电脱盐后，同时将后者改为减一中(三)-原油换热器，增大减一中取热。
② 新增2台换热器，将常二中(二)-原油换热器由2台改为4台，增加常二中取热；将常一中(一)-原油换热器直径由800 mm扩为1 000 mm，增大常一中取热。
③ 新增1台减二中-原油换热器，增加减二中取热，新增1台常三线(二)-脱后原油换热器，确保常三线充分换热。
④ 新增1台换热器，将减渣2(二)-初底油换热器由2台改为3台，增加减渣取热。
⑤ 将常一中泵及常二中泵换大，提高常压塔中段回流流量，增大常压中段回流取热。
⑥ 将减一中泵及减一二中备用泵换大，提高减一中流量，增大减一中取热。
3) 恢复初馏塔的侧线抽出。通过上述换热网络优化，将初馏塔进料温度由208 ℃升至232 ℃，增大初馏塔闪蒸量，将闪蒸上去的航煤组分通过侧线泵抽出，进常压塔常一中抽出口下层塔板，减小了常压炉进料量，降低了常压炉油气气化量。为此，将初馏塔侧线泵换大，以确保初馏塔侧线能被顺利抽出。
优化前后的换热流程见图 3、图 4。
余热回收系统可以有效利用炼油系统的余热，解决温度浪费，并降低炼油系统能耗[7-8]。本次改造将常压炉及减压炉联合余热回收系统由1台回收设备改为组合式余热回收设备(即1台高温余热回收设备+1台低温余热回收设备组合)，将加热炉综合热效率由90%提高到94%。
由表 1可知，用电消耗在常减压装置能耗中占比第二，为总能耗的22.21%。通过合理方式降低用电消耗，也是常减压装置节能降耗的重要措施。
降低装置用电消耗，采取的措施如下：
1) 常压塔塔顶油气增设板式换热器，将90%左右的气化潜热用于原油加热，常顶空冷冷却负荷降低85%，常压空冷器用电消耗大幅降低。
2) 2001年改造时, 常压部分设计规模为350×104 t/a，操作上限为400×104 t/a，装置主要用电设备按400×104 t/a选型，这些用电设备不在最佳工况下运行。本次改造结合全厂加工流程，将装置设计规模提高到400×104 t/a(操作上限提高到420×104 t/a)，使大部分用电设备回到最佳运行区间，降低了用电单耗。其改造措施如下：
① 将初馏塔及常压塔的塔内件由普通浮阀塔板更换为高效、高通量的立体传质塔盘，满足了装置扩能的要求。
② 将减压塔扩径，塔内件更换为高效、低压降的规整填料，提高减三线产品收率，提高了装置处理能力。
③ 更换“三顶气”压缩机，满足原油轻质化的变化，满足了装置扩能的要求。
④ 在不改变常压炉本体结构的基础上，充分利用辐射室空间，增加辐射室炉管数量，增大辐射室炉管管径，提高了装置处理能力。
从表 1可知，装置产汽占总能耗的-22.20%，用汽占总能耗的20.79%，处于装置总能耗第三位。因此，优化装置产汽、用汽，对装置节能降耗十分有效。
优化装置产汽、用汽措施如下：
1) 减一中首先用于发生1.0 MPa蒸汽，然后参与换热网络的换热，本次改造增大减一中循环量，在增大换热网络取热的同时，提高了1.0 MPa蒸汽产出量。
2) 常压塔常一线为航煤组分，常二线及常三线为柴油组分，常四线为蜡油组分。根据后续装置加工要求，优化常压塔操作，取消常压汽提塔上部(常一线)汽提蒸汽，大幅降低常压汽提塔下部(常三线)汽提蒸汽用量。
3) 减压塔减一线为柴油组分，减二线为蜡油组分，减三线为加氢改质料，减四线及减渣为渣油加氢料。根据后续加工要求，优化减压塔操作，适当增大减四线汽提蒸汽量，适当减少减压塔塔底汽提蒸汽用量。
常一线(航煤组分)及减三线(润滑油加氢改质料)是后续装置生产高附加值产品的原料，其收率直接影响公司经济效益。为此采取如下措施：
1) 使用新型塔板改善分馏效率[9]，常压塔更换为高效、高通量的立体传质塔盘，在满足装置扩能的同时，通过提高塔板效率，提高了侧线产品间的分离精度。
2) 适当提高常二线汽提塔的汽提蒸汽量，将轻组分(航煤组分)提升到常一线。
3) 使用规整填料, 提高传质效率[9]，减压塔更换为高效、低压降的规整填料及分配器，将全塔压降控制在2.5 kPa以下，提高了全塔真空度，提高了各侧线产品间的分离精度。
4) 增大减三线填料段高度，通过增大理论板的方式来提高减三线与减四线的分离精度。
5) 适当提高减四线汽提塔的汽提蒸汽量，将轻组分(润滑油加氢改质料)提升到减三线。
2023年1月装置改造完成，2023年4月对装置进行了标定，结果如下：
1) 装置按最大设计上限标定，处理量为12 000 t/d，折算为420×104 t/a，达到了装置扩能目的。
2) 换热终温由277 ℃升至293 ℃，加热炉排烟温度由130 ℃降到105 ℃。
3) 标定装置能耗为9.17×104 kcal/t原油(含热输出)，与改造前相比，能耗下降了1.23 kg标油/t原油。
装置改造后设计能耗见表 2。
因原料轻质化，为比较改造前后高附加值侧线产品收率的变化，以相邻产品的恩氏馏程重叠度进行比较，比较结果如下：
1) 常一线恩氏馏程(t0H-t100L)间隙为-3.5 ℃，馏程重叠很小，石脑油中基本不含航煤组分。常一线(航煤组分)与常二线恩氏馏程(t0H-t100L)间隙为-11 ℃，馏程重叠比改造前降低54.2 ℃，馏程重叠大幅降低，原油中的航煤组分基本得以分馏产出，航煤收率由10.3%提高至10.6%。
2) 减二线与减三线恩氏馏程(t2H-t97L)间隙为-28 ℃，馏程重叠比改造前降低35 ℃；减三线与减四线恩氏馏程(t2H-t50L)间隙为-22 ℃，馏程重叠比改造前降低21.7 ℃，减三线(润滑油加氢改质原料)进入减二线及减四线量大幅减少，润滑油加氢改质原料收率显著提高，由9.67%提高至11.67%。
用电设备偏离最佳点操作、汽提蒸汽使用不合理、换热终温低及加热炉热效率低是某石化企业常减压装置能耗偏高的主要原因，常减压塔塔板效率偏低导致航煤组分及润滑油加氢改质料等高附加值的产品收率偏低。改造时针对性地采用如下技术：
1) 利用板式换热器具有较低流速下达到湍流、膜热阻小、污垢热阻小、传热系数为管壳式换热器的3~5倍, 以及冷、热物流接近逆流传热的特点，回收常顶油气等低温热，有效提高换热终温，降低了常顶冷却负荷。
2) 调整中段回流取热负荷分配比例及顺序，减少换热网络夹点温差，提高了换热终温。
3) 采用高、低温两段组合式空气预热器，在避免烟气露点腐蚀同时提高了加热炉余热回收率。
4) 多产蒸汽，根据产品性质优化汽提蒸汽用量、在降低装置能耗同时提高了目标产品收率。
5) 适当提高装置处理量，确保用电设备处于最佳操作区间，降低了装置能耗。
6) 采用立体传质塔盘及高效、低压降的规整填料等塔内分离元件，提高了高附加值产品收率。
装置经过上述节能与优化改造，能耗降低了1.23 kg标油/t原油，航煤组分及润滑油加氢改质料与相邻组分间馏程重叠大幅减少。以同一原油比较，航煤组分收率提高0.3%，润滑油加氢改质料收率提高2%，综合创效6 600万元/年。
2024, Vol. 53 Issue (2): 139-144 2024, Vol. 53 Issue (2): 139-144