林忠海

（福建聯(lián)合石油化工有限公司，福建 泉州 350505）

1 裂解汽油加氫裝置概況

在與上游乙烯裝置同步進(jìn)行脫瓶頸擴(kuò)能改造后，裂解汽油加氫裝置設(shè)計(jì)處理能力將由原來(lái)的50 萬(wàn)t/年增加到65 萬(wàn)t/年。改造后，由全餾分加氫工藝改為以中心餾分加氫工藝為主，流程順序從原來(lái)的先反應(yīng)后分離改為先分離后反應(yīng)，粗裂解汽油經(jīng)過(guò)預(yù)分餾系統(tǒng)的脫碳五塔和脫碳九塔分別脫出C5-餾分和C9+餾分后，中心餾分（C6-C8）經(jīng)過(guò)兩段加氫反應(yīng)使不飽和烴轉(zhuǎn)化為飽和烴，所含的有機(jī)硫轉(zhuǎn)化為硫化氫。加氫后的中心餾分經(jīng)穩(wěn)定塔進(jìn)一步脫除氫、甲烷和硫化氫而得到加氫汽油產(chǎn)品，并送至界外加氫汽油儲(chǔ)罐作為芳烴抽提原料。預(yù)分餾系統(tǒng)得到的不加氫C5-餾分和C9+餾分同樣送至界外?；谏鲜銮闆r，為滿足不同生產(chǎn)計(jì)劃安排，需要裝置兼?zhèn)涠喾N不同工況流程。

2 裝置節(jié)能工藝管理工作

2.1 二段進(jìn)出料換熱器改造

原二段反應(yīng)器進(jìn)出料換熱器E80860 的型式為板殼式換熱器，設(shè)計(jì)熱負(fù)荷1330 kW，總換熱面積900 m2。在裝置運(yùn)行的前20 個(gè)月，板殼式換熱器換熱效果較好，通過(guò)自身?yè)Q熱即可將反應(yīng)進(jìn)料加熱到反應(yīng)起始溫度，加熱爐處于停用狀態(tài)。隨著裝置運(yùn)行時(shí)間加長(zhǎng)，物料在板片兩側(cè)逐漸生產(chǎn)聚合物，換熱器傳熱效率下降，并且換熱器壓降逐漸升高，為保證反應(yīng)器入口溫度，應(yīng)重新投用加熱爐，而加熱爐燃料氣用量最大達(dá)到155 kg/h，換熱器兩側(cè)總壓降比運(yùn)行初期升高了191 kPa。

通過(guò)改造新增二段反應(yīng)器進(jìn)出料換熱器E80860B，由于冷、熱流進(jìn)出口溫差大、熱負(fù)荷高，進(jìn)出料換熱器采用了4 臺(tái)雙殼程U 形管換熱器串聯(lián)操作，由中國(guó)石化工程建設(shè)有限公司（簡(jiǎn)稱SEI）完成設(shè)計(jì)[1]。運(yùn)行57 個(gè)月后，換熱器E80860A 與E80860B操作參數(shù)比較如表1所示。

表1 換熱器E80860A 與E80860B 操作參數(shù)比較

從運(yùn)行數(shù)據(jù)可以看出，雙殼程U 形管換熱器抗結(jié)垢能力強(qiáng)，傳熱性能穩(wěn)定，壓降上升緩慢，較好地實(shí)現(xiàn)了裝置長(zhǎng)周期運(yùn)行，其中，換熱器E80860B 運(yùn)行末期管殼程總壓降159 kPa 較運(yùn)行初期的118 kPa僅升高了41 kPa，且末期總壓降仍與板殼式換熱器E80860A 運(yùn)行初期的壓降相當(dāng)。

在連續(xù)57 個(gè)月運(yùn)行期間，雙殼程U 形管換熱器表現(xiàn)優(yōu)異，使加熱爐處于停爐狀態(tài)。裂解汽油加氫裝置第一次實(shí)現(xiàn)了正常運(yùn)行的零燃料氣消耗，而且改進(jìn)后的列管式換熱器E80860B 既節(jié)約了燃料氣用量，又保證了裝置長(zhǎng)周期運(yùn)行。

2.2 換熱流程優(yōu)化

通過(guò)對(duì)裂解汽油加氫裝置的冷熱物流進(jìn)行夾點(diǎn)分析，優(yōu)化換熱流程，充分利用裝置內(nèi)熱物料的熱量，減少了循環(huán)水的用量和蒸汽消耗。為此，SEI 采用夾點(diǎn)分析技術(shù)，根據(jù)夾點(diǎn)分析原理，對(duì)裂解汽油的換熱流程進(jìn)行優(yōu)化，以此達(dá)到降低裝置能耗的目的。

2.3 脫碳九塔改造，停用真空泵

通過(guò)對(duì)脫碳九塔進(jìn)行新增改造，將原脫碳九塔拆除，由正壓操作變更為負(fù)壓操作，進(jìn)而大大降低蒸汽消耗。

另外，由于C80850N 設(shè)計(jì)是負(fù)壓操作，故系統(tǒng)設(shè)置了抽真空泵P80851A/B，裝置開工后經(jīng)過(guò)不斷摸索，使真空系統(tǒng)得以順利建立。在正常運(yùn)行一段時(shí)間后，嘗試將真空泵P80851A/B 停用，停泵后C80850N壓力穩(wěn)定，能維持正常操作，既節(jié)約電能耗，也減少維護(hù)成本。

2.4 不同加工工況的能耗差異

以部分C5 不加氫工況與全部C5 不加氫工況能耗對(duì)比為例，2016年7月汽油加氫裝置安排部分C5不加氫工況切換運(yùn)行全部C5 不加氫工況（C6～C9 加氫）。而部分C5 不加氫工況與全部C5 不加氫工況的主要區(qū)別是，投用C80820 或投用C80880N 塔，其他系統(tǒng)相同。

兩種工況在進(jìn)料量相同的情況下能耗差異主要在苯乙烯-甲基丙烯酸甲酯共聚物用量，全部C5 不加氫工況比部分C5 不加氫工況平均每小時(shí)少用3.1 t/h 的苯乙烯-甲基丙烯酸甲酯共聚物，其他消耗基本一致，綜合能耗少用10.9 kg 標(biāo)油/t 加氫汽油。

3 裝置節(jié)能潛力分析及措施

3.1 二段加氫反應(yīng)熱優(yōu)化利用

優(yōu)化二段加氫反應(yīng)器出口換熱器的工藝操作，充分利用二段反應(yīng)余熱，以保證長(zhǎng)期停用加熱爐，達(dá)到節(jié)能環(huán)保的目的。

3.1.1 一段加氫反應(yīng)的影響

裂解汽油經(jīng)一段選擇性加氫除去高聚合性的二烯烴和共軛芳烴，再經(jīng)二段加氫使單烯烴飽和并脫除硫、氮、氧等雜質(zhì)后，去芳烴抽提裝置。在此過(guò)程中，裂解汽油加氫催化劑作為加氫技術(shù)的核心發(fā)揮了決定性作用。目前裝置二段加熱爐由于能效低，廢氣排放分散且處理難度高，成為裝置節(jié)能降耗、環(huán)保減排的難點(diǎn)。如果一段加氫催化劑選擇性偏低，導(dǎo)致加氫放熱大部分在一段以低溫?zé)後尫?，二段高溫加氫放熱無(wú)法實(shí)現(xiàn)自熱平衡，需要由加熱爐補(bǔ)償。基于上述問(wèn)題，通過(guò)工藝優(yōu)化調(diào)整保持一段加氫催化劑的選擇性，是解決停用二段進(jìn)料加熱爐難題最經(jīng)濟(jì)、有效的手段。

2019年開始，由于乙烯裂解原料發(fā)生變化，原料粗裂解汽油中溴價(jià)下降，基本維持在15 g Br/100 g以下。根據(jù)運(yùn)行數(shù)據(jù)統(tǒng)計(jì)分析出了一段反應(yīng)出口溴價(jià)與二段反應(yīng)溫升關(guān)系，如圖1所示。

圖1 一段反應(yīng)出口溴價(jià)與二段反應(yīng)溫升關(guān)系

從圖1可知，當(dāng)一段反應(yīng)出口溴價(jià)逐漸下降時(shí)，二段反應(yīng)溫升逐漸降低，根據(jù)目前換熱器情況及運(yùn)行經(jīng)驗(yàn)可知，當(dāng)二段反應(yīng)溫升小于34 ℃時(shí)，二段反應(yīng)出口換熱器很難滿足自熱平衡，需開加熱爐補(bǔ)充熱量以維持二段反應(yīng)熱。因此，在保證一段反應(yīng)出口雙烯值合格（不大于2 g 碘/100 g 油）的前提下，盡可能提高一反出口溴價(jià)，以達(dá)到二段高溫加氫放熱實(shí)現(xiàn)自熱平衡的目的。在日常工藝管理中主要通過(guò)以下措施來(lái)管控。

（1）控制一段反應(yīng)入口溫度，升高溫度能加快反應(yīng)速度，同時(shí)增加了聚合物的生成，其積聚在催化劑表面，使催化劑的比表面降低，或者液相減少，影響沖洗效果，從而縮短運(yùn)轉(zhuǎn)周期。而且溫度的升高，導(dǎo)致放出更多的熱，該現(xiàn)象可通過(guò)反應(yīng)器溫升顯示出來(lái)，且床層的允許最大溫差是60 ℃。為使反應(yīng)器出口物料合格，原則上可以通過(guò)調(diào)節(jié)反應(yīng)器入口溫度或增加氫分壓來(lái)實(shí)現(xiàn)。當(dāng)一段反應(yīng)系統(tǒng)催化劑床層出現(xiàn)溫升過(guò)高時(shí)，應(yīng)采取增大循環(huán)液量、降負(fù)荷、降溫、降壓等處理措施。

（2）控制一段反應(yīng)配氫量，由于氫油比依賴總壓、配氫流率、配氫氣中的純氫量等因素，氫油比的升高能促進(jìn)加氫反應(yīng)，抑制聚合作用的發(fā)生。當(dāng)壓力穩(wěn)定，配氫組成不變的情況下，可以通過(guò)控制配氫氣的流率來(lái)改變氫分壓。在催化劑活性下降時(shí)，盡量提高一段反應(yīng)器的氫氣量。由此可見(jiàn)，提高氫氣量不僅有益于原料分布和總體反應(yīng)能力，而且可以提高烯烴加氫率，減少膠質(zhì)生成，延長(zhǎng)催化劑使用壽命。

（3）通過(guò)再生燒焦保持催化劑高選擇性、高活性，當(dāng)反應(yīng)器入口溫度已提至操作上限仍不能使出口產(chǎn)品合格時(shí)，應(yīng)停車對(duì)催化劑進(jìn)行再生。另外，雖然反應(yīng)器入口溫度還未提到操作上限，但反應(yīng)器出、入口壓差較大（控制指標(biāo)≤0.25 MPa），這時(shí)也應(yīng)進(jìn)行再生。

（4）進(jìn)一步探究運(yùn)用高選擇性、節(jié)能型的一段加氫催化劑[2]，通過(guò)高選擇性地轉(zhuǎn)化雙烯烴和苯乙烯，降低一反加氫的烯烴損失，將一反的低溫放熱有效轉(zhuǎn)變?yōu)槎吹母邷胤艧帷?/p>

3.1.2 二段加氫反應(yīng)器出口換熱器壓差的影響

目前二段加氫反應(yīng)器出口換熱器采用4 臺(tái)雙殼程U 形管換熱器串聯(lián)操作，隨著裝置運(yùn)行，由于苯乙烯等烯烴聚合結(jié)焦可能堵塞換熱器管束，將會(huì)影響其換熱效率。當(dāng)管程壓差大于95 kPa，殼程壓差大于80 kPa 時(shí)，說(shuō)明管束結(jié)焦較為嚴(yán)重，換熱器效率下降，需開加熱爐維持運(yùn)行，因此在日常工藝管理中，要密切關(guān)注壓差變化情況，嚴(yán)控一段反應(yīng)出口的苯乙烯含量（小于0.3 wt%），減緩結(jié)焦形成，當(dāng)壓差上升后換熱器應(yīng)及時(shí)進(jìn)行檢修清理，以恢復(fù)換熱效率，降低能耗。

此外，由于原料溴價(jià)的降低，同時(shí)二段催化劑運(yùn)行時(shí)間增長(zhǎng)，二段加氫反應(yīng)溫升呈現(xiàn)逐漸降低趨勢(shì)，可能低于30 ℃，可考慮采用高效換熱器以達(dá)到長(zhǎng)期停爐的目的[3]。

3.2 二段反應(yīng)器出口采用熱高分流程利用反應(yīng)余熱

目前裝置二段加氫的流程為冷高分流程，此流程的二段進(jìn)出料換熱器出口物料全部經(jīng)過(guò)循環(huán)水冷卻后進(jìn)入冷高分罐，再將冷高分罐液相（溫度36 ℃）送至穩(wěn)定塔。據(jù)分析，該流程既浪費(fèi)了反應(yīng)出口余熱，又增加了循環(huán)水用量。若進(jìn)行改造，將冷高分流程改進(jìn)為熱高分流程，二段進(jìn)出料換熱器出口物料直接進(jìn)入閃蒸罐（熱高分罐），閃蒸罐氣相再經(jīng)循環(huán)水冷卻后送入冷高分罐，進(jìn)穩(wěn)定塔的物料溫度可以提高40～60 ℃，能大大降低穩(wěn)定塔蒸汽消耗，也大大減少循環(huán)水用量[4]。

3.3 穩(wěn)定塔塔釜產(chǎn)品采出改自壓外送

目前穩(wěn)定塔操作壓力0.4 MPa，儲(chǔ)運(yùn)罐區(qū)加氫汽油產(chǎn)品罐為常壓罐，氮封壓力1 kPa，穩(wěn)定塔釜產(chǎn)品采出靠泵外送，該泵額定功率11 kW，根據(jù)流程壓差，可以實(shí)現(xiàn)自壓外送，需在現(xiàn)有流程增設(shè)跨線，停泵后可節(jié)約電耗88 000 kW·h，降低費(fèi)用4 萬(wàn)元，同時(shí)可減少機(jī)泵運(yùn)維成本。

3.4 工藝參數(shù)優(yōu)化

利用流程模擬軟件，實(shí)時(shí)優(yōu)化調(diào)整各精餾塔的回流比及溫度、壓力等參數(shù)，降低裝置能耗。通過(guò)變更對(duì)穩(wěn)定塔工藝參數(shù)，進(jìn)行降壓、降回流比操作能達(dá)到降低蒸汽消耗的效果[5]。

4 結(jié)語(yǔ)

綜上所述，裂解汽油加氫裝置的節(jié)能潛力重點(diǎn)在于二段加氫反應(yīng)熱優(yōu)化利用，通過(guò)控制一段加氫反應(yīng)，提高二烯烴和苯乙烯加氫反應(yīng)的選擇性，保證一段反應(yīng)出口溴價(jià)，以滿足二段加氫反應(yīng)放出足夠的熱量。此外，二段加氫反應(yīng)器出口換熱器作為關(guān)鍵熱量回收設(shè)備，可監(jiān)控其運(yùn)行狀況，保證其良好的換熱效率，能夠?qū)崿F(xiàn)長(zhǎng)期停用加熱爐，以此達(dá)到節(jié)能環(huán)保的效果。