240萬t/a加氫裂化裝置節能分析

彭軍

(中國石化九江分公司，江西九江 332004)

加氫裂化是餾分油深加工的重要工藝，具有原料范圍寬、操作方案多、產品方案靈活等特點，已成為現代煉油和石油化工企業的核心技術[1-2]。加氫裂化裝置處于高壓、高溫和臨氫狀態下操作，需消耗大量的燃料和動力，是煉油企業能耗大戶[3]，裝置能耗占煉油綜合能耗的6%～10%[4]，科學合理地做好裝置的能量平衡，有效降低綜合能耗，是裝置安、滿、優運行的重要課題。

1 裝置簡介

中國石油化工股份有限公司九江分公司（簡稱九江石化）240萬t/a加氫裂化裝置采用撫順石油化工研究院開發的FZC系列保護劑和FF-56/FF-66、FC-50催化劑，以直餾蠟油和催化柴油為主要原料，采取一段串聯一次通過工藝流程，生產重石腦油、航煤和柴油，副產干氣、低分氣、液化氣和輕石腦油。其主要節能技術特點有：1）采用熱高分工藝流程，提高反應流出物熱能利用率，降低能耗；2）為充分回收能量，在熱高壓分離器和熱低壓分離器之間設置液力透平，用于驅動加氫進料泵；3）分餾爐前設置分餾塔進料分液罐，氣相直接進分餾塔，降低加熱爐負荷；4）油品分餾采用常壓蒸餾方案，為降低塔底溫度以防止油品熱裂解，熱量輸入采用進料加熱爐加塔底過熱蒸汽汽提方式。裝置于2015年10月18日一次開車成功，2017年2月與全廠同步停工檢修，第一周期共運行16個月，目前正處于第二周期初期運行階段。

2 裝置綜合能耗現狀分析

裝置設計能耗為29.83 kgEO/t（若考慮液力透平回收能量700 kW，則全循環工況設計能耗為29.07 kgEO/t），第一周期累計能耗為24.5 kgEO/t，較設計值低5.33 kgEO/t（見表1）。電耗較低的原因：一是設計新氫機為三開一備，實際運行中為兩開兩備；二是在確保安全前提下，優先運行帶無極調節系統的新氫壓縮機；三是確保反應進料泵P101A液力透平穩定運行。燃料氣消耗遠低于設計值，主要是優化分餾單元能量利用，提高加熱爐入口溫度，第二周期通過裝置技改技措和優化操作，能耗進一步下降。裝置3.5 MPa蒸汽實際消耗高于設計值，主要原因是3.5 MPa蒸汽品質偏低，導致循環氫壓縮機（C101）耗汽量比設計值偏大。另外由于低溫熱回收未計算入裝置能耗（裝置設計低溫熱回收占能耗的14%），同口徑對比實際能耗遠低于設計值。

表1 裝置能耗統計

3 主要節能措施及效果

加氫裂化裝置節能思路與各種煉油裝置基本相同，采用“三環節”能量系統優化理論，從能量利用環節入手，減少外部供入系統的能量，充分利用好反應熱，盡可能提高能量的回收利用率，通過優化換熱流程，優化分餾操作，降低閃蒸罐壓力、新氫機運行模式優化和燃料氣預熱等措施，裝置在能量利用、轉化、回收三方面都得到了明顯改善。

3.1 工藝流程優化

分餾塔設計塔板共54塊，中段回流從第33塊板抽出分別經過中段/原料油換熱器（E203）、石腦油分餾塔底重沸器（E210）、分餾塔中段蒸汽發生器（E204）熱換后，返回至第31塊塔板（見圖1）。

盡可能利用中段熱量與原料油換熱，減少能量輸入（減少反應加熱爐負荷），實際操作調整E204走跨線，提高E203取熱負荷，恒定中段返塔溫度，分餾塔（T202）溫度梯度基本不變，各側線產品抽出沒有明顯影響，流程優化后提高原料油換熱溫度5℃，減少反應加熱爐燃料氣用量0.11 t/h，降低裝置能耗0.4 kgEO/t。

3.2 裂化反應溫度優化

圖1 分餾塔中段換熱流程

加氫裂化屬強放熱反應，反應溫升一般為20～50℃，對于加氫裂化催化劑，各床層間通過冷氫量控制等入口溫度，這種設計操作模式雖然能較好解決裂化催化劑的產品選擇性，但會造成反應熱溫位下降，影響反應熱回收效率，增加裝置操作能耗。因此，實際操作中，在裂化催化劑供應商允許的范圍內適當采用不等入口溫度模式操作，在確保反應轉化率80%、氫油比750∶1、循環氫純度90%（v）的前提下，裂化反應器第一、二床層入口溫度低控0.8℃，第三、四床層入口溫度高控0.6℃，實現催化劑床層間少打冷氫量15 000 m3/h，降低循環氫壓縮機負荷，減少3.5 MPa蒸汽消耗1.5 t/h，同時提高裂化反應器出口換熱器的換熱效率，減少反應加熱爐燃料氣消耗0.1 t/h。

3.3 分餾塔進料溫度優化

分餾塔T202設計進料溫度380℃，操作壓力0.04 MPa，塔底由3 t/h低低壓過熱蒸汽汽提。在處理量、轉化率、分餾塔塔底汽提蒸汽一定的前提下，進行了降低進料溫度試驗，考察了對分餾塔操作參數、產品質量以及分餾爐燃料氣消耗的影響見表2，3。

由表2可知，F201出口溫度從380℃降至332℃后（若溫度再降低，尾油中攜帶的輕油量過多，尾油量超過尾油泵的最大負荷，影響分餾塔操作），分餾塔塔底、中段抽出溫度及操作回流比均下降。由表3可知，降低分餾塔進料溫度對產品航煤、柴油餾程、抽出量基本沒有影響，尾油的初餾點和10%餾出溫度有所下降，但并沒有影響尾油的產品質量。當分餾加熱爐F201出口溫度以3℃/d的速率從380℃降至332℃時，分餾爐燃料氣消耗量由2.05 t/h下降至1.39 t/h，降低能耗2.41 kgEO/t。

表2 分餾塔主要操作參數對比

3.4 分餾塔進料閃蒸罐壓力優化

分餾塔進料分液罐主要是分離出的氣相不經過分餾塔進料加熱爐加熱直接進分餾塔，減少能量輸入，降低加熱爐負荷。為了考察分餾塔進料分液罐（V208）降壓對分餾爐燃料氣消耗的影響，在確保反應總進料260 t/h、反應深度恒定和V208入口溫度不變的前提下，首先利用Aspen HYSYS模型逐步降低V208操作壓力進行模擬試驗，再與實際運行數據對比（見圖2），從圖2看出，分餾塔進料閃蒸罐V208的操作壓力由0.30 MPa下調至0.15 MPa，燃料氣消耗減少0.11 t/h。

3.5 燃料氣預熱

裝置停工大檢修期間，實施了燃料氣預熱技改技措項目，新增燃料氣/低溫熱媒水換熱器（E218）換熱后，燃料氣溫度由常溫提高至85℃，在其他操作參數不變的前提下，反應爐和分餾爐的燃料氣消耗由2.09 t/h降至1.97 t/h，減少燃料氣消耗0.12 t/h，同時對低溫熱媒水進行部分回用，減少了后續單元冷卻負荷。

圖2 分餾爐燃料氣消耗與閃蒸罐壓力的關系

表3 主要產品分析數據對比 ℃

3.6 新氫機運行模式優化

與渣油加氫裝置合用新氫機組（見圖3），由4臺往復壓縮機C102組成，三開一備，四列三級壓縮，單臺機組額定流量54 000 m3/h，軸功率5 274 kW，其中1臺C102A通過HydroCOM氣量無級調節系統調節流量，其他3臺C102通過氣缸卸荷器和回路逐級返回聯合調節流量。兩套裝置正常運行時總耗氫115 000 m3/h，需要運行3臺機組，優先運行帶無級調節系統的C102A，維持65%左右負荷，其他2臺存在大量氫氣回路逐級返回，機組電耗分攤到加氫裂化裝置9 500 kW·h，此種運行模式電耗高，不經濟。通過把新氫機入口氫氣壓力由2.05 MPa提高至2.15 MPa，優先運行帶無級調節系統的新氫壓縮機，實際運行過程中為兩開兩備，降低電耗2.4 kgEO/t。

圖3 新氫機組工藝流程

3.7 3.5 MPa蒸汽保溫改造

加氫裂化循環氫壓縮機C101透平采用3.5 MPa蒸汽驅動，由于3.5 MPa蒸汽品質與設計值偏離較大（壓力偏差0.3 MPa，溫度偏差40℃），裝置滿負荷生產時，汽輪機蒸汽耗量已接近額定值49.5 t/h，輪室壓力已到設計最大值。裝置后期反應系統壓降增大后，存在汽輪機超負荷的問題，嚴重制約設備安穩大負荷運行。大檢修期間對3.5 MPa蒸汽系統和裝置內部管線一并進行保溫改造，第二周期3.5 MPa蒸汽品質明顯得到改觀，壓力上升至3.42 MPa，溫度由400℃提升為415℃，按照同負荷下比較，節約3.5 MPa蒸汽4 t/h，確保機組安全運行的前提下降低了裝置能耗。

4 存在不足及改進建議

4.1 加強對裝置低溫熱的利用

加氫裂化裝置生產過程中有很大一部分高品位能量轉變為低品位（低溫）能量，并以各種形式排至環境而損失，如分餾塔頂、石腦油、航煤、柴油和尾油等物流熱量大部分通過空冷或水冷直接冷卻排棄，其利用程度對裝置能耗影響較大。若將裝置大于100℃以上物流熱量加以回收，則裝置能耗可降低10%～20%。

目前絕大部分煉廠都面臨全廠低溫熱如何利用的問題，雖然對于單裝置來說，回收了部分低溫熱熱量，但是全廠低溫熱缺少足夠用戶消化又要通過空冷冷卻，未達到節能的目的。因此發掘更多的低溫熱用戶還是作其他用途，對于單裝置和全廠來說是用能水平的一個新課題，如九江石化將ORC低溫熱發電作為一個新攻關課題研究，目前裝置總體運行平穩，但是節能效果尚有待驗證。

4.2 冷高分油能量損失較大

加氫裂化的冷高分油目前是通過高壓角閥減壓后至冷低壓分離器，壓差高達11.7 MPa，流量近116 m3/h，能量損失較大。建議增設液力透平，回收冷高分油減壓的能量，透平可作為驅動循環氫脫硫貧胺液泵（P103）的動力，降低P103運行電流。增設液力透平在正常壓降和流量下，可實現發電140 kW·h，使用國產液力透平預計總投入140萬元（含設備、管線安裝、泵基礎改造費用），投用后不足一年半可收回成本。

5 結論

1）利用過程用能“三環節”模式對加氫裂化裝置能耗進行分析，通過優化換熱流程，調整分餾操作，降低閃蒸罐壓力、新氫機運行模式優化和燃料氣預熱等一系列措施，裝置能耗從24.5 kgEO/t下降至19.59 kgEO/t，節能效果顯著，為類似裝置提供參考。

2）裝置在節能方面還存在潛力，產生的低溫熱后續如何綜合利用、冷高分油能量的回收等尚需進一步探討。