催化重整装置换热网络夹点分析与优化

高东斌，彭昌根

(中海炼化惠州炼化分公司，广东 惠州 516086)



催化重整装置换热网络夹点分析与优化

高东斌，彭昌根

(中海炼化惠州炼化分公司，广东 惠州 516086)

运用夹点技术对催化重整装置现有换热网络进行分析，发现夹点之下因使用热公用工程，导致冷公用工程超目标值186%，热公用工程超目标值136%，E204取热过多导致重整生成油出装置温度低，增加了4.4 MW热量消耗。通过优化换热网络，合理取热，热公用工程减少26.4%，冷公用工程减少37.6%，换热面积减少10.4%。实现了能量合理回收利用，提高了装置经济性。

催化重整；夹点技术；能量松弛

催化重整是主要的石油二次加工过程之一，全世界约70%的芳烃来自于炼油厂的催化重整装置，而随着石油化工、精细化工的迅速发展，对芳烃的需求量不断增加[1]，这为重整工业创造了较大的发展空间。催化重整装置在炼油厂中是能耗最大的装置之一。随着催化剂性能的不断发展，催化重整反应条件越来越来苛刻，反应压力越来越低，转化深度越来越深，能耗也随之增加。催化重整过程以石脑油为原料，生产高辛烷值汽油或富含芳烃的原料，反应过程为强吸热反应，中间反应物料需要多次加热，所以装置燃料气消耗量很大[2]。

原油价格、燃料气价格及其他公用工程价格波动极大影响了炼厂经济效益，因此降低能耗是催化重整工艺一个重要的研究领域。UOP CYCLMAX工艺通过以下方面降低装置能耗：(1)反应器出口高温油气预热进料石脑油、精馏塔塔底热流与进料换热以回收过程热量，降低燃料气消耗。(2)混合进料换热器采用纯逆流焊板式换热器，利于深度换热，提高传热效率。(3)循环氢压缩机采用9.5 MPa蒸汽背压至3.5 MPa蒸汽式透平驱动，增压机采用3.5 MPa蒸汽的凝气式透平驱动，实现蒸汽逐级利用。炼油厂通过提高加热炉效率，降低排烟温度等措施降低重整装置能耗[3]。以上方法并没有从换热网络对催化重整工艺用能情况进行分析，没有最大化回收系统热量。换热网络是由若干个换热器构成的子系统，通过工艺物流之间换热来降低能耗。换热网络的合成可用于系统热量集成，以降低公用工程消耗、减少换热单元数以及降低总操作费用。

夹点技术[4]作为一种成熟的过程系统用能分析方法，已在多套装置取得明显效果。但是运用夹点技术降低重整能耗的研究却很少。马晓明等[5]运用夹点技术对连续重整生产过程用能分析，根据冷热组合曲线确定夹点位置，参考夹点设计原则对换热网络提出改造方案，冷热公用工程分别节约18.2%和10.5%，但组合曲线法确定夹点位置过程繁杂且易于出错。纪明山等[6]通过Aspen energy analyzer软件对重整装置预加氢工段进行能量分析并优化换热网络，优化后公用工程节能23.5%，该分析并没有考虑重整工段，只是做了换热网络的局部优化。

本文通过对催化重整装置现有的换热网络夹点分析，利用问题表格法求解并绘制总组成曲线，找到系统过程夹点，识别换热网络中违背夹点原理的设计并根据夹点技术原理予以改进，部分冷热物流重新匹配，最大化热量回收，以减少公用工程消耗，降低重整装置能耗。

1 催化重整工艺流程

图1为催化重整简化工艺流程，预加氢精制油与加氢精制重石脑油混合进入重整反应器反应，反应产物经再接触回收轻烃送至脱除C5及以下轻烃组分，塔底重整生成油经塔底进料换热器换热直接送至芳烃联合装置。

图1 重整装置设计工艺流程

2 夹点技术原理和方法

考虑到催化重整装置部分物流存在着禁止匹配以及换热网络改造的可行性，并未提取所有冷热物流数据，仅提取可用于热量回收的物流物性数据。例如重整反应器出口热物流并不适合分流与其他物流换热，工业上通常采用高效的板式换热器使进料换热终温达到443 ℃，降低重整装置能耗。此外，不必要的分流或复杂的换热流程将导致重整反应系统压降升高，这对于超低压重整是不利的。根据重整工艺流程和现场实际数据提取了6个热物流数据和6个冷物流数据。

存在相变过程的物流，由于相变潜热和显热存在明显差异，须对物流分段处理。相变过程热量变化由下式计算：

Qi=mi·ri

(1)

显热变化过程热量变化由下式计算：

Qi=MCPi(To-Ti) (2)

续表1

C4450123023054405012301780272545542C5133413405440441909134013484152866609C63805753021660257570039329901

3 CCR换热网络夹点分析与改造

3.1 CCR换热网络夹点分析

由问题表法计算得到于温度为236 ℃处热通量为0 MW(见图2 GCC曲线)，该处热量传递受热力学第一定律限制，传热温差必须大于等于最小传热温差，保证传热推动力，该处即为夹点。夹点之上需要由热公用工程提供热量，该处温度高达236 ℃，为保证足够的传热推动力，应当以中压蒸汽或加热炉作为加热热源，炼厂中通常采用加热炉做热源。夹点之下位于150 ℃左右的物流则可由空冷冷却再用水冷冷却至目标温度。

图2 总组成曲线

图3为实际的换热网络网格图，冷物流C3位于夹点之下却使用了热公用工程(即H3加热器)，这不仅增加了热公用工程，同时使得这部分热量浪费，夹点之下的热物流不得不采用额外的冷公用工程冷却，这样的设计导致了能量利用的严惩。C3物流完全汽化，该过程为潜热变化，实际计算得到汽化所需的热量为1.8 MW，同时夹点之下的热物流需要额外1.8 MW的冷公用工程，共增加了3.6 MW公用工程消耗。

图3 现有换热网络网格图

由图3可见，热物流H2经E204取热后由228 ℃冷却至97 ℃作为热供料直接送到芳烃联合装置。热物流H2进入重整油塔前须经塔底进料热交换器E401加热至129 ℃，物流H2先经E204冷却而后又加热，由热量衡算很容易得到物流H2由97 ℃升温到129 ℃需要额外提供4.4 MW热量。这样的设计使得热公用工程消耗23.6 MW，而理论上最小热公用工程消耗只有17.3 MW；冷公用工程消耗13.2 MW，最小冷公用工程消耗只有7.1 MW，H3热加热器不正确配置以及E401过量的取热使得热冷公用工程分别超目标值136.0%和186.4%。其结果如表2所示。

表2 公用工程消耗对比

3.2 换热网络优化改造

位于夹点之下的加热器H3需要被移除，冷物流C5则需由热物流换热至完全气化。受最小传热温差的限制，只有热物流H1和H2温度品味满足最小推动力的要求，热物流H1需要保证汽提塔进料温度，不适合分流以加热C5物流。因此需用热物流H2分流加热冷物流C5(如图4所示E2热交换器)，H2物流由E2取走1.8 MW热量，冷物流C3换热终温将降低，脱戊烷塔底热负荷则会直线上升。不难发现热物流H3(即汽提塔塔顶气相物流)的热量尚未被完全利用，且具有足够的温差推动力，预先用H3预热冷物流C3(如图4所示E1换热器)，保证C3换热终温的同时提高H2终温，可以取消E401，避免能量的浪费。

图4 改造换热网络网格图

催化重整装置常常受氯腐蚀影响而不得不停工检修换热器，换热网络的设计改造必须要考虑因腐蚀问题的禁止匹配。易于出现腐蚀的物流避免与其他工艺物流匹配，以免泄露造成事故。炼厂实际的运行经验表明，重整装置腐蚀主要发生在脱戊烷塔和脱丁烷塔顶冷却器。这些低温部位铵盐积聚导致换热器腐蚀穿孔，汽提塔顶虽然也是低温操作，但却鲜有出现换热器腐蚀泄露的情况。因此利用汽提塔顶热源预热脱戊烷进料的匹配是可行的。

如图4所示，E204-E1-C2构成了一个热负荷路径(黄色标记线条)，显然E1的取热量显得至关重要，取热量过大，E1温差推动力小，所需的换热面积大；取热量过小，E204热负荷大，热物流H2换热终温将大大降低，需要额外的加热器加热物流H2至泡点温度。当E1取热量为5.0 MW时，冷端传热温差为12.5 ℃，大于最小传热温差，在保证最小传热温差的同时且热物流H2终温提高至126.2 ℃。热公用工程减少了26.5%，冷公用工程减少了37.6%。优化E204取热，生成油直供芳烃温度提高至126.2 ℃，减少不必要的热量消耗和换热单元，所需换热面积减少10.4%。

图5 改造换热流程

HENdesignHENretrofitedsaving/%Heating/MW235173265Cooling/MW13282376Totalarea/m24066036423104

4 结 论

重整装置现有换热网络中脱丁烷塔底再沸器在夹点之下使用了热公用工程，导致了能量利用严惩，冷热公用工程均超过了目标值10%。由于E204不合理的取热导致生成油至芳烃联合装置热量需重新加热，浪费了4.4 MW的热量。

取消脱丁烷塔底蒸汽加热器，由脱戊烷底油供热，重整生成油进料预先由汽提塔顶气相预热，减少E204取热，保证脱戊烷塔进料温度的同时提高生成油至芳烃联合装置供料温度，可移除E401。热公用工程节约 26.5%，冷公用工程节约37.6%，同时换热面积减少10.4%。

[1] Qiu Jiang. Present situation and research progress of aromatic aromatic-hydrocarbon production technology[J]. Contemporary Chemical Industry, 2006, 35(5):313-317.

[2] YuanZhongxun. Energy consumption analysis and energy conservation measures for Semi-regenerative catalytic reformer[J]. Petroleum Processing and Petrochemicals, 1996, 27(4):30-33.

[3] ZhangFangfang. Design on saving energy of large continuous catalytic reforming unit[J]. Petroleum Processing and Petrochemicals, 2009, 40(5):53-56.

[4] Linnhoff B, Hindmarsh E. The pinch design method for heat exchanger network[J]. Chemical Engineering Science, 1983, 38(5): 745-763.

[5] MaXiaoming, Gao Kai, Xia Li, et al. Research of energy conservation of continuous catalytic reforming unit[J], Journal of North China Electric Power University, 2012, 39(2):108-112.

[6] JiMingshan, Zhang Jian, Feng Ruijiang. The Analysis and Optimizing of Heat-Exchange Network in Catalytic Reforming Unit[J]. Journal of Liaoning University of Petroleum & Chemical, 2014, 34(3):33-36.

[7] Ian C Kemp. Pinch Analysis and Process Integration: A User Guide on Process Integration for the Efficient Use of Energy. 2nd [M]. Oxford: Elsevier, 2007:46-47.

Pinch Analysis and Optimization of Heat Exchanger Network for CCR Plant

GAO Dong-bin, PENG Chang-gen

(CNOOC Huizhou Refinery, Guangdong Huizhou 516086, China)

The exiting heat exchanger network of naphtha reformer plant was analyzed based on pinch theory. It showed that the cooler was in use below the pinch point, leading the cooling and heating utility duties exceed the target of 186% and 136% respectively. And the temperature of reformate to aromatic plant was not eligible due to too much heat transfer by E204, which increased an extra 4.4 MW of energy consumption. Both heating and cooling utility duties were sharply reduced by retrofitting the heat exchanger network (heating utility of 26.4%, cooling utility of 37.6%), while the total heat transfer area required was reduced by almost 10.4%. the energy was recycled reasonably, and made novel network more economically feasible.

naphtha reformer; pinch theory; energy relaxation

高东斌(1969-)，男，中海炼化惠州炼化技能专家，主要从事催化重整技术管理。

TQ021.8

A

1001-9677(2016)023-0138-03