化工装置的蒸汽节能分析及优化

【摘 要】通过对某石化企业蒸汽系统的运行情况分析，对蒸汽管网和装置工艺换热提出了多项优化方案，有效降低了蒸汽的消耗量，提高了企业的蒸汽利用水平。

【关键词】管网优化；换热优化

1 前言

石油化工企业是各种能源的消耗大户，蒸汽作为其中重要的能源之一，被广泛应用于石化生产的各个过程中。由于设计规划不完善，造成蒸汽管网运行和生产工艺过程中存在诸多不合理的用能状况，如蒸汽热损失大、蒸汽降质使用、大量使用减温减压器等，造成蒸汽的极大浪费。

2 蒸汽系统运行存在的问题：

某石化公司化工部是以石脑油为原料，生产对二甲苯、精对苯二甲酸、石油苯等十多种化工产品，主要生产装置由1#芳烃装置、2#芳烃装置、PTA装置和油品储运车间等组成，近年来由于企业生产规模的扩大，原有汽管网与用户之间存在的不匹配的状况，生产装置的部分设备也存在用汽不合理的情况，这些导致蒸汽消耗量大幅度增加，造成热电部锅炉超负荷运行。

通过对化工部蒸汽系统的运行分析，确定目前在蒸汽使用中存在以下几个方面问题：

2.1 1.8MPa蒸汽系统的热损失大

目前化工部的蒸汽管网有3.5MPa、1.7 MPa和1.0 MPa三个压力等级，主要由热电部提供，其中1.8MPa蒸汽是由热电部3.5MPa蒸汽减温减压后提供的，主管管径分别为DN350和DN400，输送长度4千米。由于公司装置更新，目前仅2#芳烃装置和溶剂油装置使用1.8MPa蒸汽，流实际量为20～30t/h，流速仅为5m/s，远低于蒸汽20～30m/s的经济流速；同时由于管网运行时间较长，表面散热损失大，两者合计热损失达4.93 GJ/h。

2.2 部分精馏塔的换热系统能量损失较大

2.2.1 1#芳烃装置脱戊烷塔传热温差过大

1#芳烃装置重整单元的再接触油温度为38℃，与226℃的脱戊烷塔（C201）底油直接换热，换热后塔底油温度降至122℃，由于传热温差过大，导致热量损失增加；且脱戊烷塔换热后的底油进入重整油塔（C203）后，需要再使用3.5MPa蒸汽进行加热，增加了塔底再沸器蒸汽的消耗；而重整油塔顶气相温度为95℃，全部由空冷器进行冷却，冷却负荷10.35MW。（见图1）

2.2.2 2#芳烃装置存在蒸汽高质低用情况

2#芳烃装置二甲苯塔（T405）采用常压操作，塔顶温度为148℃，塔顶气质量流量为101t/h，潜热达800×104kcal/h，目前这部分热量使用空冷器进行冷却。而装置内的汽提塔（T202，133℃）、苯塔（T402，136℃）和甲苯塔（T403，159℃）的塔底再沸器均采用1.8MPa蒸汽作为热源，蒸汽流量分别为3.8t/h、3.2t/h和4.2t/h（总热量约560×104kcal/h），由于蒸汽过热温度290℃，存在蒸汽高质低用情况。

2.3 PTA装置使用减温减压器

PTA装置使用的蒸汽有如下几种：自产蒸汽等级为0.3MPa、0.24 MPa、0.1 MPa和-0.03 MPa，界外供入蒸汽等级为1.0 MPa和3.5 MPa。为了保证工艺的需要，在装置中安装了两台减温减压器，将外供3.5 MPa蒸汽分别减压至1.0 MPa和2.5MPa后供装置装使用，当装置正常运行时，3.5 MPa蒸汽的减压量分别为8 t/h和23t/h。

3 蒸汽系统优化及节能措施

3.1 取消1.8MPa蒸汽系统

为了减少1.8MPa蒸汽的热量损失，考虑取消现有的1.8MPa蒸汽管线，改由3.5MPa和1.0MPa蒸汽通过汽-汽射流混合器产生1.8MPa蒸汽，其中3.5MPa蒸汽由炼油部的DN600中压蒸汽管网提供，1.0MPa蒸汽可利用炼油部自产蒸汽。根据汽-汽射流器的工艺参数，当产生1.8MPa蒸汽的量为30t/h时，需要3.5MPa蒸汽流量为25t/h，1.0MPa蒸汽流量为5t/h。

通过PROSS软件进行模拟计算，炼油部3.5MPa蒸汽正常流量为240～300t/h，流速为9～13m/s，增加化工部25 t/h的流量后，蒸汽流速提高到11～14m/s，压力仅下降0.08MPa，对炼油部的蒸汽使用影响很小；而目前炼油部的自产1.0MPa蒸汽过剩，使用自产1.0MPa蒸汽产生1.8MPa蒸汽，能够有效减少排放，提高蒸汽利用率。

取消1.8MPa蒸汽管线后，可减少蒸汽损失3t/h，项目投资为680万元。按蒸汽价格170元/吨，全年运行8700小时计算，每年可节约蒸汽2.6万吨，经济效益为444万元。

3.2 通过优化换热降低系统的蒸汽用量

3.2.1 1#芳烃装置重整单元换热优化

在1#芳烃装置重整油塔顶空冷器（A-205）前增设板式换热器，让再接触油（38℃）先与重整油塔顶气（95℃）进行换热，使再接触油温度升高至70℃（见图2）。经过模拟计算，改进后脱戊烷塔进料温度可提高至158℃，重整油塔进料温度也可提高至139℃，脱戊烷塔再沸炉和重整油塔再沸器负荷分别可降低58×104kcal/h和56×104kcal/h。

在上述方案的基础上，重整油塔第38块塔板（塔板温度约160℃）增设中间再沸器，脱戊烷塔底油先经过中间再沸器，再与脱戊烷塔进料换热，脱戊烷塔底油换热后温度可降至185℃，使重整油塔底再沸器负荷降低184×104kcal/h。

此项改造按实施后，预计可降低天然气用量45kg/h ，3.5MPa蒸汽降低4.9t/h，项目总投资600万元。按天然气价格3164元/吨，3.5MPa蒸汽价格180元/吨计算，年经济效益890万元。

3.2.2 2#芳烃装置二甲苯塔的换热优化

将二甲苯塔由目前的常压操作改为升压操作，通过计算可知当塔顶压力升至0.25MPa时，塔顶气温度可达到192℃，利用二甲苯塔顶气作为T-202、T-402和T-403三塔再沸器的热源，可替代1.6MPa蒸汽11.2 t/h。由于升压操作将导致二甲苯塔底再沸器负荷上升，计算结果热负荷约增加150×104kcal/h，折合天然气量0.117t/h。按天然气价格3164元/吨，1.6MPa蒸汽价格170元/吨计算，年经济效益为1227万元。由于三塔再沸器的换热面积不足，需要更新三台再沸器，投资350万元，因此年实际效益877万元。

3.3 PTA装置的蒸汽管网优化

为降低减温减压造成的蒸汽损失，同时确保装置的稳定运行，可对PTA的蒸汽管网进行优化，将外供1.0MPa蒸汽管网与3.5 MPa蒸汽减压至1.0 MPa后的管网串联。当外供1.0MPa蒸汽压力稳定时，直接使用1.0MPa蒸汽；若1.0MPa蒸汽压力不稳定时，再使用3.5 MPa减压至1.0 MPa的流程，项目预计投资20万元，年经济效益140万元。

另外，可将3.5 MPa蒸汽与1.0 MPa蒸汽通过蒸汽射流混合器产生2.5MPa蒸汽供装置使用。按装置3.5 MPa蒸汽的减压量为23 t/h计算，使用蒸汽喷射器可降低3.5 MPa蒸汽用量3.7t/h。预计投资60万元，年经济效益约65万元。

4 结论

通过对化工装置蒸汽系统进行分析研究，提出了多项降低蒸汽消耗的优化方案，预计方案实施后，可降低蒸汽消耗量30t/h，年节约外购蒸汽费用2416万元。而这些优化项目的总投资为1710万元，平均投资回收期为九个月，具有显著的经济效益。