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【摘要】通过对炼油流程的优化，实现与二套常减压装置的原料热联合；与二套气分装置实现顶循外输热联合，与加氢改质装置实现柴油外送热联合。使装置改造后，3.5MPa蒸汽外输增加21.5t/h，1.0MPa蒸汽外输增加1.0t/h，外输热降减少3.0个能耗单位，装置总能耗下降3.468kgEo/t。
【关键词】 流程优化 节能 降耗
1 前言
180万吨/年ARGG装置于1999年10月建成投产。2009年为适应国Ⅲ汽油标准、配合产品升级，2009年8月～9月进行了MIPCGP技术应用改造。2010年9月装置进行了用能优化改造，实现与二套常减压装置的原料热联合；与二套气分装置实现顶循外输热联合，与加氢改质装置实现柴油外送热联合。
2 改造原因
装置加工能力180万噸/年，以减压渣油为主要原料（占53%左右），常渣占20%左右，2008年统计能耗67.41千克标油/吨，尽管装置采用了多产液化气方案，但与国内同类装置相比，能耗还是比较高的。
存在的主要用能问题是：装置冷进料，温度75℃左右，使中压产汽量减少约16t/ h；两器型式先天不足，多段供风的管式烧焦再生形式较正常的再生形式床层压降高出30kPa左右，造成烟机入口压力偏低，使电耗增加约2500kW；中压产汽偏低，除进料温度低的影响外，回炼轻汽油23t/h、分馏二中给稳定塔供热也是中压蒸汽产量偏低的重要因素；装置换热流程不够优化，分馏一中（抽出温度242℃）热量向温度低（100-110℃）的解吸塔底重沸器大量供热（11862.6kW），分馏二中（抽出温度280℃）向稳定塔底重沸器供热，存在能级浪费问题；柴油抽出热量、顶循热量和分馏一中热量作为低温热使用，较为浪费；进入省煤器的除氧水预热流程不合理，少产中压饱和蒸汽10t/h左右；装置塔顶油气热量大，可以进一步回收；雾化蒸汽、松动蒸汽和汽提蒸汽用量比一般装置用量大5t/h左右。
二套ARGG装置，开工期间，由于分馏部分一中回流建立较慢，导致稳定系统解析塔无热源，系统无法进行解析操作，被迫气压机入口放火炬，时间达几个小时，每小时放火炬七八十吨（压缩富气，主要成分液化气和汽油及瓦斯）损失达几十万，时间越长，损失越大。
3 改造后工艺流程说明
吸收塔顶操作压力～1.3MPa（绝），从D-10301来的压缩富气进入吸收塔C-10301自下而上逆流与来自D-10201来的粗汽油和补充吸收剂泵P-10304/1、2送来的稳定汽油（补充吸收剂）逆相接触。气体中的C3及C3以上的更重组分大部分被吸收，剩下含有少量吸收剂的气体（贫气）去再吸收塔C-10303，为了取走吸收时放出的热量，在吸收塔用P-10302/1-4分别抽出四个中段回流，经中段回流冷却器E-10307/1-8冷却后再返回吸收塔。在D-10301中平衡汽化得到的凝缩油由凝缩油泵P-10301/1、2抽出后，经解吸塔进料-稳定汽油换热器E-10302/1-2换热至55℃进入解吸塔C-10302顶部。解吸塔顶操作压力1.4MPa（绝），温度50℃，解吸塔底部由解吸塔底重沸器E-10301/1-2提供热量。用分馏部分中段回流作为热载体，以脱除凝缩油中的C2组份。塔底抽出的脱乙烷汽油送至汽油稳定系统。贫气从吸收塔顶出来进入再吸收塔C-10303，操作压力1.25MPa（绝）。与从分馏部分来的贫吸收油（轻柴油）逆流接触，以脱除气体中夹带的轻汽油组份，经吸收后的气体（干气）送至脱硫装置，富吸收油则靠再吸收塔的压力自流至E-10205/1-2，与贫吸收油换热后再返回分馏塔。
脱乙烷汽油从解吸收塔底出来，自压进入稳定塔进料换热器E-10303/1-4，和稳定汽油换热后进入稳定塔C-10304。塔的操作压力1.15MPa（g），丁烷和更轻的组份从塔顶馏出，经过塔顶冷凝冷却器E-10308/1-8冷却后进入塔顶回流罐D-10302，液体产品（液态烃）用稳定塔顶回流泵P-10305/1、2升压，大部分作为稳定塔顶回流，另一部分作为化工原料送至脱硫装置。稳定汽油自塔底靠本身压力依次进入E-10303/1-4、E-10302/1-2，换热后再进入稳定汽油—除盐水换热器E-10310/1-2、稳定汽油空冷器EC-10302/1-4、稳定汽油冷却器E-10309/1-2，冷却到40℃。一部分作为补充吸收剂用P-10304/1、2送至吸收塔，其余部分送往脱硫装置。稳定塔底重沸器E-10304/1-2的热源来自分馏部分第二中段循环回流和分馏塔一中段回流。
4 改造效果
现增加二中临时热源线，利用分馏二中回流从稳定塔返分馏塔的余热作为解析塔的热源，临时为解析塔加热，在装置开工初期，保证稳定系统有一定的解析能力，减少放火炬时间，减少损失，2011年11月8日开工时减少放火炬时间两至三小时以上，同时保证装置开工平稳，减少不凝气释放，减少由于开工不凝气释放对高瓦系统的冲击，达到安全平稳开工。