加氢裂化装置.pdf

加氢裂化装置基准能耗加氢裂化装置基准能耗 中国石油化工股份有限公司炼油事业部中国石油化工股份有限公司炼油事业部 中国石油化工集团公司节能技术中心中国石油化工集团公司节能技术中心 二四年十二月二四年十二月 目目 录录 1 适用范 围 2 2 基础能 耗 的 基 础 条 件 3 3 基 础 条 件 的 说 明 5 4 基 准 能 耗 的 计 算 方 法 6 5 基 准 能 耗 的 校 正 1 3 6 基 准 能 耗 计 算 举 例 1 4 附件 加氢裂化装置基准能耗编制说明18 编制：周 峻 校审：李立权 审定：汤尔林 1 1 适用范围适用范围 本计算方法适用于以生产中间馏分油产品为主的加氢裂化装置的基准能耗计算，基本流程包 括反应部分（包括压缩机部分）、分馏部分，其中反应部分采用冷高分流程，循环油循环至裂化 反应器入口；分馏部分采用先稳定后分馏流程，设脱丁烷塔、脱乙烷塔、常压塔及减压塔，不包 括液化石油气及气体脱硫、溶剂再生及酸性水汽提部分。 2 2 基准能耗的基础条件基准能耗的基础条件 2.1 原料 2.1 原料 原料油：低硫原料，90进装置。 氢气：氢气纯度 99.9 mol，40进装置。 2.2 产品 2.2 产品 装置的产品为干气，液化石油气，轻、重石脑油，航煤，柴油。 （1）干气，40出装置。 （2） 液化石油气，40出装置。 （3）轻石脑油（c5-82），40出装置。 （4）重石脑油（82-138），40出装置。 （5）航煤（138-238），45出装置。 （6）柴油（238-350），50出装置。 2.3 反应部分基准条件 2.3 反应部分基准条件 采用冷高分流程，循环油循环至裂化反应器入口。 2.4 分馏部分基准条件 2.4 分馏部分基准条件 （1）脱丁烷塔：塔顶压力 1.55mpa（g），回流罐温度 40。 （2）常压塔：塔顶压力 0.03mpa（g），回流罐温度 40。 （3）减压塔：塔顶压力-0.064mpa（g），减顶污油罐温度 40。 2.5 加热炉热效率 2.5 加热炉热效率 热效率按 90%。 2.6 其他 2.6 其他 （1）循环氢压缩机采用离心机背压式蒸汽透平驱动，动力为 3.5 mpa 蒸汽，排汽为 1.0 mpa 蒸汽。 （2）新氢压缩机采用电动往复式。 （3）泵采用电机驱动。 （4）各塔热源均按重沸供热。 3 （5）物流温度在 50以上，冷却方式为空冷器冷却，空气设计温度按 31考虑；在 50以 下，冷却方式以水冷考虑，循环水给水温度按30考虑，水的温升 10。 （6）物流（除反应流出物、各塔顶馏出物外）高于 100的热均认为是利用热而不计入能 耗。小于等于 100的热量均认为被冷却而计入能耗。 （7）透平回收的能量不计入能耗。 （8）除氧水的注入量按照新鲜原料中杂质的含量确定。 （9）散热损失按 3%5考虑。 4 3 基础条件的说明基础条件的说明 3.1 原料 3.1 原料 原料油性质：加氢裂化装置原料的性质对操作条件及工艺流程的选择有很大影响，例如，干 点、氮含量的变化会引起操作压力的变化，而操作压力直接影响能耗的高低；原料硫含量的变化不 但影响操作条件，还影响工艺流程的选择，当硫含量达到一定程度，反应部分需要设置循环氢脱硫 设施，分馏部分需要考虑液化石油气回收设施乃至不同的分馏流程。由于原料性质对加氢裂化装置 影响的复杂性，本计算方法目前限定原料为低硫原料，对加工高硫原料的装置，仅按增设循环氢脱 硫设施考虑引起的能耗的增加，目前暂时不考虑由分馏部分流程引起的能耗的变化情况。 氢气：新氢的组成对加氢裂化装置的操作压力有一定的影响，当新氢的纯度降低而甲烷含量增 加时，会引起操作压力增加，新氢压缩机的功率增加。同时，新氢的边界压力对新氢压缩机的功率 也有较大影响。 3.2 产品 3.2 产品 装置的产品在一定程度上决定了装置的操作条件及流程设置，本计算方法限定装置的产品为干 气，液化石油气，轻、重石脑油、航煤、柴油。对于产品与基础条件相差较大的装置，目前暂时不 考虑由分馏部分流程引起的能耗变化。 3.3 气象条件 3.3 气象条件 气象条件对加氢裂化装置能耗的影响比较复杂，主要影响伴热蒸汽耗量、循环水耗量及空冷器 电耗量，对于南方地区伴热蒸汽耗量较北方地区小，而循环水及空冷器电耗量则较北方地区大，综 合考虑以上因素，本计算方法暂不考虑气象条件对加氢裂化装置能耗的影响。 5 4 4 基准能耗的计算方法基准能耗的计算方法 4.1 所需的原始数据 4.1 所需的原始数据 （1）产品收率（）产品收率（m%） 干气（yg）、液化石油气（ylpg）、轻石脑油（yln）、重石脑油（yhn）、航煤（yj）、柴 油（yd） （2） 原料原料 原料油密度df（t.m-3），新氢压缩机入口压力pmh（mpa）,新氢分子量mh。 （3） 操作条件操作条件 新鲜进料量f（th-1）; 新鲜进料温度tff（）; 反应器入口温度tri（）; 出口温度tro（）; 氢耗yh（m%）; 单程转化率 c（m%）; 高分压力phs（mpa）; 新氢压缩机出口温度tmh（）; 循环氢压缩机出口温度trg（）; 循环氢分子量mrg， 反应流出物换热终温te（）; 高分温度ths（）; 循环氢压缩机入出口压差p（mpa）; 循环油密度du（t.m-3）; 反应进料泵体积流量vf（m3.h-1）; 循环油泵体积流量 vu(m3.h-1); 循环氢压缩机体积流量vh(m3n.h-1) ; 循环氢(不含冷氢、旁路循环量)体积流量vr(m3n.h-1) ; 冷氢体积流量vq(m3n.h-1)。 6 4.2 基准能耗计算方法及步骤 4.2 基准能耗计算方法及步骤 4.2.1 燃料能耗燃料能耗 加氢裂化装置的燃料消耗由热平衡决定，集中反映装置的用能水平。热平衡按反应、分馏两部 分考虑。 反应部分 供热方：反应流出物 反应流出物由反应生成气体、液化石油气、轻石脑油、重石脑油、航煤、柴油、循环油、循环 氢组成，所提供的热量为各组分所提供热量的和。假设各组分的比焓为定值，则有： qs=（tro-te）gipkip 式中：gip 各组分质量流率； kip 各组分在反应系统条件下的比焓。 需热方：新鲜进料，新氢，循环氢，循环油，低分油。 qn=gifkif（tri-tif）g ipkip（tpf-tlp） 式中：gif 各进料组分质量流率； kif 各进料组分比焓； gip 各产品组分质量流率； kip 各产品组分在分馏系统条件下的比焓； tif各进料组分进入反应系统的温度（新氢、循环氢以压缩机出口温度计，循环油温度按 100计）； tpf 各产品组分进入分馏系统的温度； tlp 低分温度。 循环氢在分别作为供热方及需热方时的流量不同，当作为供热方时其流量为（vr+vq）,而作 为需热方时仅为vr。 分馏部分 由于基础条件限定了分馏部分的流程，所需热量由重沸炉或重沸器提供。 对于任一塔，进出塔的焓守衡，有如下关系： hfip+qh=hpip+qc 式中：hfip 产品各组分入塔条件下的焓； 7 hpip 产品各组分出塔条件下的焓； qh 全塔加热负荷； qc 全塔冷却负荷。 由上可知，对于整个分馏部分，有如下关系： hfip +qhi=hpip+qci 式中：hfip产品各组分进入分馏部分条件下的焓； hpip 产品各组分出分馏部分条件下(塔底)的焓； qhi 各塔加热负荷； qci 各塔冷却负荷。 假设各产品（除塔顶物流）均经与工艺物流换热回收热量，至 100后进行冷却，所回收的热 量为： qe=gipkip（tip-100） hpip-hfip=g ipkip（tip-tpf） 式中：gi 各组分质量流率； ki 各组分比焓； tip 各组分出分馏部分的温度。 根据全装置的热平衡可知, 全装置加热炉所提供的热量为： qt= qn- qs+hpip+qci-hfip- qe =gifkif（tri-tif）g ipkip（tpf-tlp）-（tro-te）gipkip +g ipkip（tip-tpf）-gipkip（tip-100）+qci =gifkif（tri-tif）-（tro-te）gipkipg ipkip（100-tlp）+qci 燃料部分的能耗记为e1则有： e1=qt/0.9(1-r)f 其中 r为散热损失系数,可按 3%5%考虑 因各组分收率等于各组分流率与原料流率之比 即 yi=gi/f 所以有下式: e1=yifkif（tri-tif）-（tro-te）yipkipy ipkip（100-tlp）+qci /0.9(1-r) 8 式中的qci是在根据模拟计算确定最小回流比后得到的，为最小回流比与各产品组分的收率的 函数。不同的产品分布必然导致分馏部分各塔的最小回流比的不同，因此，在实际应用中应以流程 模拟计算结果为准。 不同原料油及其产品的焓值的绝对值各不相同，但其焓差应该近似，在实际应用中应通过流程 模拟软件进行模拟计算后得到各物流的比焓。 气体产品虽然不完全进入分馏系统，但考虑到其产率较低，对能耗的影响也比较小，这里采取 的粗略的处理方法，即根据流程模拟计算结果，按气体成一定比例进入分馏系统考虑。 4.2.2 电耗电耗 新氢压缩机 对于往复式压缩机,各级的指示功率nidj（kw）： sj djsj j k k jsjadj z zz vpn k k 2 1634. 1 1 1 + = 式中：psj往复式压缩机j级的进气压力； vj j级的进气容积； j j级的压力比, j=pjd/pjs； k 绝热系数； zsj, zdj j级的进排气状态下的压缩系数。 往复式压缩机的绝热功率为各级绝热功率的总和 nad=nadj 轴功率为绝热功率与绝热效率之比 w1=nad/ad 反应进料泵 1 2272. 0 f f pv w = 式中：1泵效率； 反应进料泵的进出、口压力差，按照实际情况确定。 fp 循环油泵 2 3272. 0 u u pv w = 式中：2泵效率； 9 循环油泵的进出、口压力差，按照实际情况确定。 up 其它电耗 其它用电设备的总功率为：（统计数据） w4 = 1f 式中：1其它用电设备的总功率估算系数，可根据装置的实际情况确定。 装置电耗记为e2,则: e2=0.26（w1+w2+w3+w4）/ f 加氢裂化装置电的消耗主要由新氢压缩机、原料油泵、循环油泵等大型机泵决定，在基准能耗 的计算中按照理论计算值计，但由于各制造厂产品性能有较大差异，与理论计算值可能存在较大的 偏差，而且该项消耗主要由工艺需要及工厂条件所限制，对节能工作的指导意义不大，建议在使用 时尽量采用各装置的设计值。 4.2.3 蒸汽能耗蒸汽能耗 3.5mpa 蒸汽 循环压缩机 气体绝热压缩所需功率（kw）： sj djsj m m hs z zz vpw m m 2 1634. 1 1 1 5 + = / 式中：phs进气压力； v 进气容积； 压力比, j=(phs+p )/phs； m 多变指数； 多变效率； zsj, zdj进排气状态下的压缩系数。 蒸汽透平汽耗率：sc t/kwh； 3.5mpa蒸汽耗量：scw5，t/h； 3.5mpa蒸汽背压至 1.0mpa蒸汽所产生的能耗为：12scw5 mmkcal。 1.0 mpa蒸汽 消耗：1.0mpa蒸汽耗量：2f, kg/h（统计数据）。 10 发生：按常压塔及减压塔回流热的 10% 可用于发生 1.0 mpa蒸汽考虑，根据流程模拟计算结果 确定，以下记为 0.1（qca+qcv）,可发生的蒸汽量记为sg. 装置蒸汽部分能耗记为e3,则: e3=12scw5 +0.076（2f -sg）/f 式中：21.0mpa蒸汽耗量估算系数，可根据装置的实际情况确定。 4.2.4 水水 循环水： 在基准流程的条件下，装置的循环水的消耗主要来自分馏部分塔顶及产品冷却，和大型机泵冷 却用水。 分馏部分塔顶及产品冷却 分馏部分塔顶冷却负荷已在燃料计算中求得，为qci。 其中水冷器部分的冷却负荷简化处理为3qci。 产品冷却负荷为： qpc=gipkip（50-tip） 式中：gip 各组分质量流率； kip 各组分比焓； tip 各组分出装置的温度； 3水冷负荷估算系数，可根据装置的实际情况确定。 大型机泵冷却 大型机泵的冷却水消耗根据其轴功率，按经验值取。该部分冷却水用量记为4f。 4机泵冷却用水估算系数，可根据装置的实际情况确定。 装置循环水部分能耗记为e4,则: e4 =0.1(3qci+ qpc) 10-44f/f 除氧水： 在基准流程的条件下，装置的除氧水的消耗主要为反应部分注水和发生蒸汽用水。反应注水的 用量根据原料的杂质含量确定，发生蒸汽的用水量按蒸汽的发生量估算。 装置除氧水部分能耗记为e5,则: e5 =9.2（5fsg）/f 11 式中：5反应部分注水量占原料量的百分比，可根据装置的实际情况确定。 其它水（包括凝结水、污水等）的能耗： e6 =0.05 该项目为统计值。 4.2.5 其它能耗其它能耗 包括除净化压缩空气、氮气的能耗。 e7 = 75/f 该项目为统计值。 总能耗 e： e = e1+e2+e3+e4+e5+e6+e7 12 5 基准能耗的校正基准能耗的校正 5.1 高硫油原料 5.1 高硫油原料 循环氢脱硫 循环氢中硫化氢的浓度除与原料的硫含量高低有关外，还与原料的氮含量、生成油性质、高压 分离流程及操作条件有关。 当装置设有循环氢脱硫设施时，该部分电耗可按下式估算，并计入装置能耗。 3 6 ps 272. 0 s v w = 式中：3泵效率； vs循环氢脱硫溶剂泵流量； ps循环氢脱硫溶剂泵进出口差压。 5.2 一次通过流程 5.2 一次通过流程 当装置为一次通过流程时，对于热量平衡，相对于全循环流程，未转化油不再作为需热方参加 热平衡。 其余几项不变。 13 6 基准能耗计算举例基准能耗计算举例 例，镇海例，镇海 80 万万 t/a 加氢裂化装置加氢裂化装置（基本数据见表 1） (1)燃料能耗 (1)燃料能耗 包括反应部分加热炉、分馏部分加热炉（脱丁烷塔底重沸炉、常压塔底重沸炉、减压塔底重沸 炉）。 e1= 18.7-0.078(tro-te)yg+16.4-0.077(tro-te)ylpg+23.5-0.075(tro-te )yln+ 9.5-0.069(tro-te)yhn+10.8-0.066(tro-te)yj+25.8-0.067(tro-te)yd + 0.367(tri-tmh)+0.1mrg(tro-te)-0.1mrg(tri-trg)yh+ 0.061(tri-60) + 35.5-0.068(tro-tri-te+370)(1-c)/c+0.2mrgrh/o(tri-trg)-rth/o(tro-te)/（22414df） = 18.7-0.078(411-150)0.07731+16.4-0.077(411-150)0.0639+23.5-0.075(411-150) 0.2065+9.5-0.069(411-150)0.18323+10.8-0.066(411-150)0.2203+25.8-0.067(411-150) 0.30039+0.367(379-128)+0.14.8(411-150)- 0.14.8(379-61)0.0278+ 0.061(379-60)+35.5-0.068(411-379-150+370)(1-0.6209)/0.6209+0.24.81401.17 (379-61)-1674.57(411-150)/(224140.893) =32.85/0.9/0.97=37.6 kg/t (2)电耗 (2)电耗 新氢压缩机 气体绝热压缩所需功率： w15540 kw 反应进料泵 w2=0.272115.319.3/0.55=1101 kw 循环油泵 w3=0.272100.918.9/0.55=943 kw 其它电耗 其它所有用电设备的总功率为:（统计数据） w3 = 11.51001150 kw e2 = 0.26(5540+1101+943+1150)/100 = 22.7 kgl/t 14 (3)蒸汽能耗 (3)蒸汽能耗 3.5mpa 蒸汽 循环压缩机 气体绝热压缩所需功率： w4=1689 kw 3.5 mpa蒸汽耗量：27.9 t/h 1.0mpa 蒸汽 1.0 mpa 蒸汽耗量：3 t/h e33.47 kg/t (4)水 (4)水 循环水 e41.00 kg/t 除氧水 e5 =0.96 kg/t 其它水 包括凝结水、污水等的能耗。 e6 =0.05 kg/t (5)其它能耗 (5)其它能耗 e7 =75/1000.75 kg/t 总能耗总能耗 e： e = （ e1+e2+e3+e4+e5+e6+e7）37.6+22.7+3.47+1.0+0.96+0.05+0.75 66.53 kg/t2786 mj/t 下面将基准能耗计算结果与设计值进行对比分析。 装置设计的燃料消耗折能耗为 37.6kgeo/t，比基准能耗计算值 37.19kgeo/t 稍高，主要原因是设 计条件未考虑散热损失，而基准能耗考虑了 3, 而装置设计的反应流出物换热终温为 162, 基准 能耗的设定值为 150。 15 在扣除了溶剂再生等部分的用汽量以及伴热蒸汽的耗量后，设计的蒸汽消耗折能耗为 4.2kgeo/t，仍比基准能耗高，主要原因是设计流程中分馏塔中段回流的取热比基准能耗少。 表表 1 镇海镇海 80 万万 t/a 加氢裂化装置基准能耗计算的基础数据加氢裂化装置基准能耗计算的基础数据 序号序号 符号符号 意意 义义 单单 位位 数数 值值 一 原料 1 f 加氢裂化新鲜进料量 t/h 100 2 d 加氢裂化进料比重 t/m30.893 3 pmh新氢进装置压力 mpa 1.11 二 产品收率 m %(新鲜料) 1 yg气体产品收率 7.731 2 ylpg液化石油气产品收率 6.393 3 yln轻石脑油产品收率 20.65 4 yhn重石脑油产品收率 18.323 5 yj航煤产品收率 22.03 6 yd柴油产品收率 30.039 三 操作条件 1 tri精制反应器入口温度 379 2 tro裂化反应器出口温度 411 3 vr循环氢（不含急冷氢） nm3 4 vr +vq循环氢 (含急冷氢) nm3 5 yh氢耗 m %(新鲜料) 2.78 6 c 单程转化率 m % 0.6209 7 phs高分压力 mpa 16.2 8 tmh新氢压缩机出口温度 128 9 trg循环氢压缩机出口温度 61 10 mrg循环氢分子量 4.8 11 te反应流出物换热终温 150 12 ths高分温度 49 13 p 系统压降 mpa 2.7 16 图图 1 反应部分基准流程示意图反应部分基准流程示意图 图图 2 分馏部分基准流程示意图分馏部分基准流程示意图 17 附件附件 加氢裂化装置基准能耗加氢裂化装置基准能耗 编制说明编制说明 加氢裂化装置的能耗主要由燃料、电、蒸汽、循环水的消耗构成。在基准流程的限定条件下， 蒸汽主要是由循环氢压缩机透平消耗，电的消耗主要由新氢压缩机、原料油泵、循环油泵等大型机 泵决定。 而燃料消耗由热平衡决定，集中反映装置的用能水平。 1 燃料消耗燃料消耗 热平衡按反应、分馏两部分考虑。 1.1 反应部分 1.1 反应部分 供热方：反应流出物 反应流出物由反应生成气体、液化石油气、轻石脑油、重石脑油、航煤、柴油、循环油、循环 氢组成，所提供的热量为各组分所提供热量的和。假设各组分的比焓为定值，则有： qs=（tro-te）giki 式中：gi 各组分质量流率； ki 各组分比焓。 需热方：新鲜进料，新氢，循环氢，循环油，低分油。 qn=giki（tri-ti）g iki（ttf-tlp） 式中：gi 各组分质量流率； ki 各组分比焓； ti 各组分进入反应系统的温度； ttf 各组分进入分馏系统的温度； tlp 低分温度。 1.2 分馏部分 1.2 分馏部分 由于基础条件限定了分馏部分的流程，所需热量由重沸炉或重沸器提供。 对于任一塔，进出塔的焓守衡，有如下关系： hfi+qh=hpi+qc 18 式中：hfi 进料各组分入塔条件下的焓； hpi 产品各组分出塔条件下的焓； qh 全塔加热负荷； qc 全塔冷却负荷。 由上可知，对于整个分馏部分，有如下关系： hfi +qhi=hpi+qci 式中：hfi 产品各组分进入分馏部分条件下的焓； hpi 产品各组分出分馏部分条件下(塔底)的焓； qhi 各塔加热负荷； qci 各塔冷却负荷。 假设各产品（除塔顶物流）均经与工艺物流换热回收热量，至 100后进行冷却，所回收的热 量为： qe=giki（ti-100） hpi-hfi=g iki（ti-ttf） 式中：gi 各组分质量流率； ki 各组分比焓； ti 各组分出分馏部分的温度。 根据全装置的热平衡可知： qt= qn- qs+hpi+qci-hfi- qe 2 电耗电耗 电的消耗主要由新氢压缩机、原料油泵、循环油泵等大型机泵决定，在基准能耗的计算中按照 理论计算值计，但由于各制造厂产品性能有较大差异，与理论计算值可能存在较大的偏差，而且该 项消耗主要由工艺需要及工厂条件所限制，对节能工作的指导意义不大，建议在使用时尽量采用各 装置的设计值。 3 蒸汽消耗蒸汽消耗 19 在基