彭軍

(中國(guó)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(chǎn)品方案靈活等特點(diǎn)，已成為現(xiàn)代煉油和石油化工企業(yè)的核心技術(shù)[1-2]。加氫裂化裝置處于高壓、高溫和臨氫狀態(tài)下操作，需消耗大量的燃料和動(dòng)力，是煉油企業(yè)能耗大戶[3]，裝置能耗占煉油綜合能耗的6%～10%[4]，科學(xué)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(yōu)運(yùn)行的重要課題。

1 裝置簡(jiǎn)介

中國(guó)石油化工股份有限公司九江分公司（簡(jiǎn)稱九江石化）240萬(wàn)t/a加氫裂化裝置采用撫順石油化工研究院開發(fā)的FZC系列保護(hù)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(lián)一次通過工藝流程，生產(chǎn)重石腦油、航煤和柴油，副產(chǎn)干氣、低分氣、液化氣和輕石腦油。其主要節(jié)能技術(shù)特點(diǎn)有：1）采用熱高分工藝流程，提高反應(yīng)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(shè)置液力透平，用于驅(qū)動(dòng)加氫進(jìn)料泵；3）分餾爐前設(shè)置分餾塔進(jìn)料分液罐，氣相直接進(jìn)分餾塔，降低加熱爐負(fù)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(jìn)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(yùn)行16個(gè)月，目前正處于第二周期初期運(yùn)行階段。

2 裝置綜合能耗現(xiàn)狀分析

裝置設(shè)計(jì)能耗為29.83 kgEO/t（若考慮液力透平回收能量700 kW，則全循環(huán)工況設(shè)計(jì)能耗為29.07 kgEO/t），第一周期累計(jì)能耗為24.5 kgEO/t，較設(shè)計(jì)值低5.33 kgEO/t（見表1）。電耗較低的原因：一是設(shè)計(jì)新氫機(jī)為三開一備，實(shí)際運(yùn)行中為兩開兩備；二是在確保安全前提下，優(yōu)先運(yùn)行帶無(wú)極調(diào)節(jié)系統(tǒng)的新氫壓縮機(jī)；三是確保反應(yīng)進(jìn)料泵P101A液力透平穩(wěn)定運(yùn)行。燃料氣消耗遠(yuǎn)低于設(shè)計(jì)值，主要是優(yōu)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(yōu)化操作，能耗進(jìn)一步下降。裝置3.5 MPa蒸汽實(shí)際消耗高于設(shè)計(jì)值，主要原因是3.5 MPa蒸汽品質(zhì)偏低，導(dǎo)致循環(huán)氫壓縮機(jī)（C101）耗汽量比設(shè)計(jì)值偏大。另外由于低溫?zé)峄厥瘴从?jì)算入裝置能耗（裝置設(shè)計(jì)低溫?zé)峄厥照寄芎牡?4%），同口徑對(duì)比實(shí)際能耗遠(yuǎn)低于設(shè)計(jì)值。

表1 裝置能耗統(tǒng)計(jì)

3 主要節(jié)能措施及效果

加氫裂化裝置節(jié)能思路與各種煉油裝置基本相同，采用“三環(huán)節(jié)”能量系統(tǒng)優(yōu)化理論，從能量利用環(huán)節(jié)入手，減少外部供入系統(tǒng)的能量，充分利用好反應(yīng)熱，盡可能提高能量的回收利用率，通過優(yōu)化換熱流程，優(yōu)化分餾操作，降低閃蒸罐壓力、新氫機(jī)運(yùn)行模式優(yōu)化和燃料氣預(yù)熱等措施，裝置在能量利用、轉(zhuǎn)化、回收三方面都得到了明顯改善。

3.1 工藝流程優(yōu)化

分餾塔設(shè)計(jì)塔板共54塊，中段回流從第33塊板抽出分別經(jīng)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(fā)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(yīng)加熱爐負(fù)荷），實(shí)際操作調(diào)整E204走跨線，提高E203取熱負(fù)荷，恒定中段返塔溫度，分餾塔（T202）溫度梯度基本不變，各側(cè)線產(chǎn)品抽出沒有明顯影響，流程優(yōu)化后提高原料油換熱溫度5℃，減少反應(yīng)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(yīng)溫度優(yōu)化

圖1 分餾塔中段換熱流程

加氫裂化屬?gòu)?qiáng)放熱反應(yīng)，反應(yīng)溫升一般為20～50℃，對(duì)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(shè)計(jì)操作模式雖然能較好解決裂化催化劑的產(chǎn)品選擇性，但會(huì)造成反應(yīng)熱溫位下降，影響反應(yīng)熱回收效率，增加裝置操作能耗。因此，實(shí)際操作中，在裂化催化劑供應(yīng)商允許的范圍內(nèi)適當(dāng)采用不等入口溫度模式操作，在確保反應(yīng)轉(zhuǎn)化率80%、氫油比750∶1、循環(huán)氫純度90%（v）的前提下，裂化反應(yīng)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(shí)現(xiàn)催化劑床層間少打冷氫量15 000 m3/h，降低循環(huán)氫壓縮機(jī)負(fù)荷，減少3.5 MPa蒸汽消耗1.5 t/h，同時(shí)提高裂化反應(yīng)器出口換熱器的換熱效率，減少反應(yīng)加熱爐燃料氣消耗0.1 t/h。

3.3 分餾塔進(jìn)料溫度優(yōu)化

分餾塔T202設(shè)計(jì)進(jìn)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(zhuǎn)化率、分餾塔塔底汽提蒸汽一定的前提下，進(jìn)行了降低進(jìn)料溫度試驗(yàn)，考察了對(duì)分餾塔操作參數(shù)、產(chǎn)品質(zhì)量以及分餾爐燃料氣消耗的影響見表2，3。

由表2可知，F(xiàn)201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(fù)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(jìn)料溫度對(duì)產(chǎn)品航煤、柴油餾程、抽出量基本沒有影響，尾油的初餾點(diǎn)和10%餾出溫度有所下降，但并沒有影響尾油的產(chǎn)品質(zhì)量。當(dāng)分餾加熱爐F201出口溫度以3℃/d的速率從380℃降至332℃時(shí)，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(shù)對(duì)比

3.4 分餾塔進(jìn)料閃蒸罐壓力優(yōu)化

分餾塔進(jìn)料分液罐主要是分離出的氣相不經(jīng)過分餾塔進(jìn)料加熱爐加熱直接進(jìn)分餾塔，減少能量輸入，降低加熱爐負(fù)荷。為了考察分餾塔進(jìn)料分液罐（V208）降壓對(duì)分餾爐燃料氣消耗的影響，在確保反應(yīng)總進(jìn)料260 t/h、反應(yīng)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(jìn)行模擬試驗(yàn)，再與實(shí)際運(yùn)行數(shù)據(jù)對(duì)比（見圖2），從圖2看出，分餾塔進(jìn)料閃蒸罐V208的操作壓力由0.30 MPa下調(diào)至0.15 MPa，燃料氣消耗減少0.11 t/h。

3.5 燃料氣預(yù)熱

裝置停工大檢修期間，實(shí)施了燃料氣預(yù)熱技改技措項(xiàng)目，新增燃料氣/低溫?zé)崦剿畵Q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(shù)不變的前提下，反應(yīng)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(shí)對(duì)低溫?zé)崦剿M(jìn)行部分回用，減少了后續(xù)單元冷卻負(fù)荷。

圖2 分餾爐燃料氣消耗與閃蒸罐壓力的關(guān)系

表3 主要產(chǎn)品分析數(shù)據(jù)對(duì)比 ℃

3.6 新氫機(jī)運(yùn)行模式優(yōu)化

與渣油加氫裝置合用新氫機(jī)組（見圖3），由4臺(tái)往復(fù)壓縮機(jī)C102組成，三開一備，四列三級(jí)壓縮，單臺(tái)機(jī)組額定流量54 000 m3/h，軸功率5 274 kW，其中1臺(tái)C102A通過HydroCOM氣量無(wú)級(jí)調(diào)節(jié)系統(tǒng)調(diào)節(jié)流量，其他3臺(tái)C102通過氣缸卸荷器和回路逐級(jí)返回聯(lián)合調(diào)節(jié)流量。兩套裝置正常運(yùn)行時(shí)總耗氫115 000 m3/h，需要運(yùn)行3臺(tái)機(jī)組，優(yōu)先運(yùn)行帶無(wú)級(jí)調(diào)節(jié)系統(tǒng)的C102A，維持65%左右負(fù)荷，其他2臺(tái)存在大量氫氣回路逐級(jí)返回，機(jī)組電耗分?jǐn)偟郊託淞鸦b置9 500 kW·h，此種運(yùn)行模式電耗高，不經(jīng)濟(jì)。通過把新氫機(jī)入口氫氣壓力由2.05 MPa提高至2.15 MPa，優(yōu)先運(yùn)行帶無(wú)級(jí)調(diào)節(jié)系統(tǒng)的新氫壓縮機(jī)，實(shí)際運(yùn)行過程中為兩開兩備，降低電耗2.4 kgEO/t。

圖3 新氫機(jī)組工藝流程

3.7 3.5 MPa蒸汽保溫改造

加氫裂化循環(huán)氫壓縮機(jī)C101透平采用3.5 MPa蒸汽驅(qū)動(dòng)，由于3.5 MPa蒸汽品質(zhì)與設(shè)計(jì)值偏離較大（壓力偏差0.3 MPa，溫度偏差40℃），裝置滿負(fù)荷生產(chǎn)時(shí)，汽輪機(jī)蒸汽耗量已接近額定值49.5 t/h，輪室壓力已到設(shè)計(jì)最大值。裝置后期反應(yīng)系統(tǒng)壓降增大后，存在汽輪機(jī)超負(fù)荷的問題，嚴(yán)重制約設(shè)備安穩(wěn)大負(fù)荷運(yùn)行。大檢修期間對(duì)3.5 MPa蒸汽系統(tǒng)和裝置內(nèi)部管線一并進(jìn)行保溫改造，第二周期3.5 MPa蒸汽品質(zhì)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(fù)荷下比較，節(jié)約3.5 MPa蒸汽4 t/h，確保機(jī)組安全運(yùn)行的前提下降低了裝置能耗。

4 存在不足及改進(jìn)建議

4.1 加強(qiáng)對(duì)裝置低溫?zé)岬睦?/h3>

加氫裂化裝置生產(chǎn)過程中有很大一部分高品位能量轉(zhuǎn)變?yōu)榈推肺唬ǖ蜏兀┠芰?，并以各種形式排至環(huán)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(duì)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?zé)崛绾卫玫膯栴}，雖然對(duì)于單裝置來說，回收了部分低溫?zé)釤崃浚侨珡S低溫?zé)崛鄙僮銐蛴脩粝忠ㄟ^空冷冷卻，未達(dá)到節(jié)能的目的。因此發(fā)掘更多的低溫?zé)嵊脩暨€是作其他用途，對(duì)于單裝置和全廠來說是用能水平的一個(gè)新課題，如九江石化將ORC低溫?zé)岚l(fā)電作為一個(gè)新攻關(guān)課題研究，目前裝置總體運(yùn)行平穩(wěn)，但是節(jié)能效果尚有待驗(yàn)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(dá)11.7 MPa，流量近116 m3/h，能量損失較大。建議增設(shè)液力透平，回收冷高分油減壓的能量，透平可作為驅(qū)動(dòng)循環(huán)氫脫硫貧胺液泵（P103）的動(dòng)力，降低P103運(yùn)行電流。增設(shè)液力透平在正常壓降和流量下，可實(shí)現(xiàn)發(fā)電140 kW·h，使用國(guó)產(chǎn)液力透平預(yù)計(jì)總投入140萬(wàn)元（含設(shè)備、管線安裝、泵基礎(chǔ)改造費(fèi)用），投用后不足一年半可收回成本。

5 結(jié)論

1）利用過程用能“三環(huán)節(jié)”模式對(duì)加氫裂化裝置能耗進(jìn)行分析，通過優(yōu)化換熱流程，調(diào)整分餾操作，降低閃蒸罐壓力、新氫機(jī)運(yùn)行模式優(yōu)化和燃料氣預(yù)熱等一系列措施，裝置能耗從24.5 kgEO/t下降至19.59 kgEO/t，節(jié)能效果顯著，為類似裝置提供參考。

2）裝置在節(jié)能方面還存在潛力，產(chǎn)生的低溫?zé)岷罄m(xù)如何綜合利用、冷高分油能量的回收等尚需進(jìn)一步探討。