節能環保電動減溫減壓器

                     節能環保電動減溫減壓器

                      上海申弘閥門有限公司

之前介紹 豎式安裝自力式壓力減壓閥注意事項，現在介紹節能環保電動減溫減壓器常減壓蒸餾裝置的能耗在煉廠全廠能耗中占有重要的比重，其燃料消耗相當于加工原油量的2%，為全廠消耗自用燃料量大的生產裝置，因此對常減壓裝置的進行模擬，提高總拔出率，優化其換熱網絡結構，實現節能降耗，是常減壓工藝的重要內容[1]。Liebmann 則提出了換熱網絡的兩步改造方法[2]。*步對精餾塔進行改進以減少其需能量，第二步以精餾塔的總復合曲線（CGCC）為依據挖掘熱回收潛力，接下來進行塔的再改造，并則結合夾點分析與精餾塔操作參數的嚴格模擬和裝置進行模擬分析，以總拔出率為目標對常減壓裝置進行優化，確定各個塔采出流股，再通過換熱網絡進行分析，節能研究，終得出合理的改造方案。常減壓蒸餾裝置主要用能形式是熱、蒸汽、流動能。其中熱、功、蒸汽是由電和燃料轉化過來的（加熱爐、機泵等）。能量經轉換設備進入分餾塔后，連同能量回收系統（中段回流）完成工藝過程，一部分進入產品，大部分進入能量回收系統，反映在工藝指標上既常壓爐實際提供能量是270～360℃這一段。能量在一系列的轉換和傳輸過程中，其強度參數（主要是溫度、壓力等）不斷下降，直到裝置不能回收，終通過冷卻、散熱等渠道排放到環境中，連同轉換過程中的損失一起構成了裝置能耗。 
通過對其CGCC 的再分析進一步提高熱回收量，兩步工作反復進行直到得到令人滿意的結果。Briones 等[3]成功地應用了Liebmann 的方法進行了降低原油精餾系統能耗的改造。Bagajewicz 等對Liebmann 的方法作了進一步改進[4]。Mamdouh等提出了一種可以同時對現有蒸餾系統及其換熱網絡進行優化改造的系統方法[5]。由此可見，常減壓裝置生產的總拔出率和節能必須同時考慮，才能實現裝置整體優化。
1 節能環保電動減溫減壓器流程概述
原油經過脫前換熱網絡、脫鹽罐和脫后換熱網絡后加熱到270℃進入初餾塔。初餾塔側線油
進入常壓塔第28 塊板。初底油經拔頭原油換熱系統換熱至300℃左右進入常壓爐，被加熱到362℃后進入常壓塔。常壓塔有三個側線產品，自上而下依次抽出常一線，常二線和常三線，首入各自汽提塔，經蒸汽汽提后，分別用泵抽出經換熱冷卻送出裝置。塔中部設常一中和常二中兩個中段回流，以保證塔的內回流和熱平衡。減壓塔開設四個側線，減一線餾分用泵抽出經換熱冷卻后部分出裝置，部分再冷卻作減頂回流。減二線餾分用泵抽出后經換熱冷卻后部分出裝置，部分再經換熱作減一中回流。減三線餾分用泵抽出后部分作重洗油，其余換熱冷卻后部分送出裝置，部分作減二中回流。減四線、減渣餾分用泵抽出分別換熱冷卻后送出裝置。
2 求解策略
2.1 常減壓裝置模擬與優化
用流程模擬軟件對常減壓裝置建立模型，選擇合適的物性方法，對不同工況下進行模擬和分析，并與裝置現狀進行對比，確認模型的可靠性。在保證產品質量的基礎上，分析各種因素對總撥出率的影響，得到*操作參數及下一步工作中所需的冷、熱物流基礎數據。
2.2 進行換熱網絡的*化合成
利用得到的物流數據，進行常減壓換熱網絡的*化合成，以確定理論上換熱網絡的大回收量和原油的換后溫度，為后續的優化設計確立目標。

 


2.優化取熱、換熱，提高能量回收效率 
2.1裝置熱聯合 
常減壓裝置的多數產品是作二次加工裝置的進料，可以采取多裝置間的熱聯合技術，不但可以減少常減壓裝置的冷卻負荷，同時可以減少下游裝置的熱負荷。資料表明英國shell公司設計的整體蒸餾技術降低了能耗30%左右。 
2.2優化換熱網絡 
在常減壓蒸餾裝置，提高換熱終溫是降低加熱爐負荷，減少燃料消耗的直接的方法。資料證明原油換熱終溫提高5℃，可以降低燃料油單耗0.3kg標油/t原油。也就是降低了裝置能耗約0.3kg標油/t原油。 
無法改動換熱流程時可應用換熱器提高換熱效率。目前新型換熱器有螺旋式、折流桿式、雙工板式、波紋管式等，采用換熱器，是投入少，見效快，提高換熱終溫的便捷措施。 
2.4 對換熱網絡的進行優化設計
在前期所作過程模擬、換熱網絡的*合成和*分析等工作的基礎上開展進一步的工作，對其換熱網絡進行詳細的優化設計，其中包括換熱器的核算與優化設計，包括換熱網絡的全流程模擬等。經過進一步調優后，確定出改進后的換熱網絡優化的詳細結構，該結構將具備如下特點：充分利用現有設備，新增換熱器選用大殼徑以減少冷換設備數，各換熱單元熱負荷、傳熱溫差和壓強降分配合理。


3 常減壓裝置模擬優化
常減壓蒸餾裝置煉制原油的過程中，各線質量流率的總和占原油加工量的百分數稱為該原油的總拔出率。拔出率越高，所產生的經濟效益也越大。由于裝置的復雜性，影響拔出率的因素有很多，如常減壓塔各線采出、塔底蒸汽量、側線蒸汽量、泵回流的流量和溫度等等。本文采用基于敏感度分析的優化策略和方法[6]，在Aspen plus軟件中建立了常減壓裝置的模型，不包括換熱網絡，進行模擬分析，調節這些影響參數，使常減
壓的總拔出率大。

如將初頂油質量流率作為自變量，將初頂油干點、常頂油干點、常一線干點、常二線閃點和常三線72%點作為因變量。橫坐標為初頂油質量流率，縱坐標為各線產品質量，間隔為0.5℃。由于各線產品質量對應的溫度數量級不同，所以未能在圖中列出具體數值。圖中各線產品對應曲線斜率的大小與其對于初頂油質量流率的敏感度成正比，斜率越大，敏感度越大。從圖2 可以看出，初頂油質量流率對其干點影響顯著，隨著采出量的增加，干點急劇增大，質量迅速降低。其對常一線干點（EP）、常三線72%點（此處將產品體積餾出量為72%的沸點數據簡稱為72%點）、常二線閃點影響逐個減小，對常頂油干點幾乎沒有影響。通過上述方法，可以得到各線產品質量對其中某線采出量等影響因素的敏感度規律，為調優提供指導。
    對常減壓裝置進行調優，首先根據常減壓蒸餾裝置煉制某種原油的過程模擬，從前到后、從輕到重，在不考慮產品質量要求的情況下，逐個增大各線的質量流率，即將輕餾分盡量從輕產品中采出，而不是置于比其重的產品中采出，直至達到各線的大采出量。此時，各線質量流率的總和占原油加工量的百分數稱為該原油的理論拔出率，它是現有裝置煉制該種原油時的極限拔出率。根據各線產品質量流率對相鄰線產品質量的影響情況，如ASTM 干點、72%點和閃點等。根據敏感度分析結論，按照從前到后、從輕到重的原則和影響程度的大小依次減少各線的質量流率，直到各線產品均能滿足質量要求。此時，各線質量流率的總和占原油加工量的百分數稱為該原油的實際大拔出率。實際大拔出率對應的原油生產的工藝條件稱為優化方案。
    上海申弘閥門有限公司主營閥門有：減壓閥(氣體減壓閥,可調式減壓閥,波紋管減壓閥,活塞式減壓閥根據敏感度分析的優化結果，和現有操作相比如表1 所示，裝置的實際大拔出率為68.3%，比現有拔出率提高3.8%，主要是提高了常頂油、常三線和減一線的采出量，降低了減二線和減三線的采出量。



4 換熱網絡調優
在確定了常減壓裝置的*操作條件后，可獲得了下一步換熱網絡的優化設計所需冷熱物流基礎數據.
4.1 換熱網絡的合成
根據表2 所示的物流基礎數據，利用換熱網絡系統軟件HENS[7]，以小傳熱溫Δtmin=20℃，采用智能圖表法[8]進行了*換熱網絡的合成，結果見表3。
根據現場的了解情況，現有網絡原設計換后終溫為281℃（無回煉）。而在實際加工過程中，在沒有減壓渣油回煉的情況下，原油換后溫度只能到達240℃左右，在有回煉的情況下也只能到達270℃左右，與設計值相差甚遠。按照該換熱網絡
的換熱器布置方式，通過模擬計算得到上下平臺的壓差（換熱器和管路）相差0.43MPa，因此各個支路流量不均，換熱效果可能與設計條件相差較大。而且該換熱網絡存在一大弊病，即原油換熱流程為2-4 型，不同于習慣上的2-4-2 型。原設
計中原油換熱后以281℃的高溫直接進入初餾塔，初底拔頭油則直接進入常壓爐。實際操作過程中，由于原油進入初餾塔溫度偏高，造成初餾塔頂部負荷過大而發生振動，不利于安全生產運行。綜上所述，現場的換熱網絡具有很大的節能潛力。


4.2 換熱網絡的分析和優化
    由于換熱網絡比較復雜，將其分為兩個子系統進行分析，即原油電脫鹽前為一個子系統（子系統1），原油電脫鹽后為一個子系統（子系統2）。按照物流匹配換熱原則，首先對子系統2 進行分析，完成高溫位物流匹配換熱，然后以子系統2
的熱流出口溫度為子系統1 的入口溫度，進一步分析子系統1。一般來說，電脫鹽工序總有一部分熱量損失，脫后原油溫度會下降。因此，子系統1的原油換后溫度要高于子系統2 原油換前溫度2.5-3.5℃。后，首先利用HENS 軟件，以大熱回收量為目標函數，按照小傳熱溫差20℃對換熱網絡進行優化分析。然后利用對其進行模擬。基于模擬結果，根據冷熱物流匹配規則在合適的位置插入原有換熱網絡中未參與換熱的常三線和減四線，并對換熱網絡調整后，得到如圖3 所示的換熱網絡。
原油在電脫鹽前分兩路換熱，*路首先在并聯的兩臺換熱器中與常頂汽油換熱，然后順次與減一減頂回流、減二線、常二中、減三線換熱；第二路也是首先與常頂汽油在兩臺并聯換熱器中換熱，然后順次與常一中、常二線、常三線換熱。兩路原油混合后進入電脫鹽工段。脫后原油分四路繼續進行換熱，其中*路原油順次與高溫位的減一中、次低溫位的減渣換熱；第二路原油依次與低溫位的減渣、低溫位的減三減二中、高溫位的常三線換熱。一、二路原油混合后繼續順次與高溫位的減三減二中、高溫位的減渣換熱；第三路原有依次與低溫位、次高溫位的減渣換熱；第四路順次與高溫位的減二線、高溫位的常二中、次高溫位的減渣換熱。三、四路原油混合后繼續依次與次高溫位的減三減二中、高溫位的減四線、高溫位的減渣換熱。減壓渣油作為熱源也分為兩路，分別與脫后的一、二路或三、四路原油換熱。
    優化后的換熱網絡，與原來的換熱網絡相比結構變化不大，新的換熱網絡保留了常頂油氣的換熱結構，取消了原網絡中的某些換熱單元，將原來沒有參與換熱的常三線和減四線加入到網絡中。改造后的換熱網絡原油電脫鹽前的溫度為132.5℃，滿足了電脫鹽工藝過程對溫度的要求，進初餾塔溫度為257℃，初底油換后終溫可達302.8℃，考慮5%熱損失下，終溫為288℃。優化后換熱網絡的能量回收率可達83.1％。


 4.1節約裝置蒸汽 
蒸汽能耗占常減壓裝置總能耗的10%以上，裝置工藝用汽主要是抽真空用氣，汽提蒸汽、火嘴霧化蒸汽。 
4.1.1較好的蒸汽抽真空系統的蒸汽消耗在10kg/t原油，很多裝置能耗遠高于這個指標。某裝置通過對二級抽真空泵改為機械抽真空泵，可降低蒸汽能耗約5kg/t原油。 
4.1.2加強對常渣的分析，根據350℃前組分含量來調整塔底吹汽量；對于減壓塔，充分利用減壓深拔技術減少或不用塔底吹汽。 
4.1.3某裝置在技改中增加霧化蒸汽調節閥、燃料油調節閥及閥后壓力檢測儀表并組態進DCS實現燃油霧化蒸汽壓差自動控制，取得了很好的效果。 
4.2優化裝置用水 
常減壓裝置耗水主要有兩個：一是電脫鹽注水；二是循環水。 
某裝置通過不斷調整，將酸性水用于電脫鹽注水，節約生水約30t/h。 
在循環水日常管理上，對冷卻器實行分臺控制，保證循環水進出口溫差在10℃左右。 

5 改造方案
5.1 塔水力學計算
  
5.2 換熱器設計與核算
    遵循充分利用現有設備的原則，對每個換熱單元進行了相應的換熱器核算與設計，對于不能滿足換熱要求的換熱器進行調整，結果表明：現有換熱設備全部利舊，需新增換熱器5 臺，新增換熱面積1825 ㎡，換熱器位號（為調整后的新位
號）見圖3，其中換熱器序號上標帶“*”的表示新增換熱器。
    為了進一步確認換熱網絡模型的可行性，在考慮5%的熱損失情況下，對改進后的換熱網絡進行了模擬，結果表明各換熱單元傳熱溫差分配比
較合理，各支線壓降較平均。
5.3泵的核算
    根據Aspen Plus 的全流程模擬結果，得出各物流的標準體積流率和電機功率，與泵的設計負荷和額定電機功率相比較，除了初餾塔初頂油和初頂回流共用泵的負荷超出了設計負荷，其余各泵和電機均能夠滿足要求。由于初頂油和常二線油油品性質相差不大，可以將初頂油和初頂回流共用泵與常二線泵進行更換，更換后兩泵達到負荷要求。


6 結論
1) 通過對現有常減壓裝置的模擬，發現總拔出率偏低，換熱網絡終溫低于設計值，各支路壓降相差較大。

1.通過以上分析對比，優化工藝、操作和較小的設備投資是小型常減壓裝置節能降耗的措施。 
2.小型常減壓裝置生產中，較大的技改非一時所能達到，但是通過對裝置局部流程和技術進行調整改造是非常可行的。裝置部分技改成本低，見效快。 
2) 采用靈敏度法對常減壓塔進行調優，使總拔出率提高3.8%。
3) 使用智能圖表法對換熱網絡進行合成、分析和優化，使換后終溫達到188℃。
4) 對改造后常減壓塔進行水力學核算，均滿足要求，換熱網絡需新增換熱器5 臺，換熱面積 ㎡，結構和原設計相比改動不大，各支路壓降平均。與本產品相關論文：Y42X-600LB美標彈簧薄膜式減壓閥