裂解汽油加氫裝置的節(jié)能改造方案

張 煒

（中國石油化工股份有限公司 化工事業(yè)部，北京 100728）

裂解汽油加氫裝置在裂解裝置與芳烴抽提、碳五分離等裝置之間起著承上啟下的作用，主要任務(wù)是將來自裂解裝置的粗裂解汽油中的全部或部分不飽和烴及全部含硫化合物等雜質(zhì)通過加氫的方式脫除，并對汽油中的各組分進行初步分離，為芳烴抽提、碳五分離等裝置提供合格的原料。

目前，一些較老的裂解汽油加氫裝置存在換熱流程不夠合理、設(shè)備老舊等問題。雖然有一些裝置進行過技術(shù)改造［1］，但這些改造內(nèi)容主要是與上游裂解裝置擴能配套，節(jié)能方面的改造較少，因此這些較老的裂解汽油加氫裝置存在較大的節(jié)能潛力。即使近年新建的裂解汽油加氫裝置也存在節(jié)能潛力，可通過優(yōu)化換熱流程達到節(jié)能的目的。

本工作采用Aspen Plus流程模擬軟件對一種典型裂解汽油加氫裝置的工藝流程進行模擬，分析了裝置用能中存在的問題，提出了節(jié)能改造方案。

1 裂解汽油加氫裝置工藝流程

1.1 裝置生產(chǎn)工藝分類

裂解汽油加氫裝置按照粗裂解汽油加氫和分離的工藝順序分類，可分為先加氫后分離和先分離后加氫兩種工藝。

先加氫后分離工藝是將粗裂解汽油的全餾分（C5～）進行一段加氫，然后分離出部分餾分再進行二段加氫或?qū)⑷s分繼續(xù)進行二段加氫，經(jīng)二段加氫后，根據(jù)下游裝置加工需要或市場需求，對各餾分進行分離并脫除反應(yīng)生成的硫化氫等雜質(zhì)。

先分離后加氫的典型工藝是將裂解汽油先送入脫C5塔分離出C5餾分，再進入脫C9塔分離出餾分，剩余的C6～8餾分進行二段加氫，并經(jīng)穩(wěn)定塔脫除硫化氫等雜質(zhì)后作為加氫汽油產(chǎn)品產(chǎn)出。

1.2 先分離后加氫工藝的換熱流程

對先分離后加氫工藝的換熱流程進行節(jié)能潛力分析，提出改造思路。這對于先加氫后分離工藝的節(jié)能改造也有較好的借鑒意義。先分離后加氫裝置的主要換熱網(wǎng)絡(luò)在二段加氫反應(yīng)器與穩(wěn)定塔系統(tǒng)內(nèi)。一種典型的裂解汽油加氫裝置工藝流程見圖1。

圖1 裂解汽油加氫裝置工藝流程Fig.1 Process flow diagram of a pyrolysis gasoline hydrogenation unit.

圖1中，二段加氫反應(yīng)器的出料分別加熱氫氣和C6～8進料，再為穩(wěn)定塔釜的再沸器供熱，然后加熱氫氣壓縮機排出的氫氣，最后經(jīng)循環(huán)水冷卻，進入氣液分離罐分出氫氣等輕組分，罐底液相經(jīng)加熱后進入穩(wěn)定塔；氫氣壓縮機排出的氫氣經(jīng)二段加氫反應(yīng)器出料兩次加熱后，進入加熱爐升溫，再與C6～8混合后進加熱爐進一步升溫，達到二段加氫反應(yīng)器要求的入口溫度。

2 裝置運行工況的模擬計算和用能分析

采用Aspen Plus流程模擬軟件對裂解汽油加氫裝置穩(wěn)定運行時的工況進行模擬計算，物性計算采用PR方程，分餾塔用RadFrac模塊，換熱器和加熱爐用HeatX或Heater模塊，加氫反應(yīng)器用RStoic模塊。

粗裂解汽油組成以工藝包設(shè)計數(shù)據(jù)為基礎(chǔ)，參考月度物料平衡數(shù)據(jù)進行調(diào)整（見表1）。模擬計算結(jié)果與實際生產(chǎn)運行數(shù)據(jù)基本吻合（見表2）。

2.1 換熱網(wǎng)絡(luò)夾點分析

對裂解汽油加氫裝置換熱網(wǎng)絡(luò)進行夾點分析［2-3］，其冷熱復(fù)合曲線見圖2。理論最小熱、冷公用工程負荷分別為1 636 kW和3 016 kW，實際值為2 361 kW和3 742 kW。該換熱網(wǎng)絡(luò)主要存在以下兩個問題：1）存在跨夾點傳熱現(xiàn)象［4-5］，換熱器EA709跨夾點傳熱（見圖3），跨夾點傳熱量為726 kW；2）換熱物流匹配不合理，熱容流率相差很大的二段加氫反應(yīng)器出料（25 kW/℃）和循環(huán)氫氣（9 kW/℃）經(jīng)換熱器EA711和EA710先后兩次換熱，使二段加氫反應(yīng)器出料換熱過程的平均傳熱溫差增大，影響了熱量的充分回收，使加熱爐和水冷卻器EA712的負荷同時增加。

表1 裂解汽油加氫裝置的進料組成Table 1 Feed composition of the pyrolysis gasoline hydrogenation unit

表2 模擬結(jié)果與實際生產(chǎn)運行數(shù)據(jù)的比較Table 2 Comparison between the actual data and the simulation results

圖2 冷熱復(fù)合曲線Fig.2 Hot and cold composite curves.

2.2 設(shè)備用能存在的問題

結(jié)合實際生產(chǎn)運行數(shù)據(jù)，對加熱爐、換熱器、精餾塔等進行用能分析，主要存在以下問題。

1）加熱爐熱效率低。加熱爐排煙溫度452 ℃、熱效率為77%（集散控制系統(tǒng)（DCS）數(shù)據(jù)）。模擬計算加熱爐的凈供熱量（以標(biāo)準(zhǔn)油計）為186 kg/h，而根據(jù)裂解汽油加氫裝置月度物料和燃料平衡數(shù)據(jù)計算，模擬工況下加熱爐實際消耗燃料氣377 kg/h，表明實際熱效率更低。

2）換熱器EA712有效能損失高。換熱器有效能損失見表3。

圖3 換熱網(wǎng)絡(luò)網(wǎng)格Fig.3 Grid map of the heat exchanger networks.

表3 主要換熱器有效能損失Table 3 Exergy loss of heat exchangers

二段加氫反應(yīng)器出料循環(huán)水冷卻器EA712有效能損失最大，占總有效能損失的54.02%，不僅造成熱量浪費，同時也增加了循環(huán)水負荷。

3）脫C5塔進料溫度低。脫C5塔進料溫度僅22℃，過低的進料溫度不僅使外界供入塔內(nèi)的熱量偏少，也造成塔內(nèi)溫差大的物流直接混合（進料板78℃），產(chǎn)生混合有效能損失［6］，引起再沸器負荷的增大。

3 節(jié)能改造思路和效果模擬計算

3.1 節(jié)能改造思路及可行性分析

針對換熱網(wǎng)絡(luò)夾點分析和設(shè)備用能存在的問題，首先應(yīng)優(yōu)化換熱網(wǎng)絡(luò)，減小傳熱溫差，避免跨夾點傳熱，以增加工藝熱量的回收，降低加熱爐負荷和循環(huán)水用量；第二為解決加熱爐效率低的問題，可考慮利用工藝余熱和其他公用工程熱量替代加熱爐，或通過對加熱爐改造以提高熱效率；第三盡量用裝置余熱加熱脫C5塔進料。

3.1.1 優(yōu)化換熱物流匹配和采用高效換熱器

二段加氫反應(yīng)器出料與進料熱容流率相近，如將C6～8進料和循環(huán)氫氣混合后再與出料換熱，可使換熱器（見圖4中的EA001，它替代了原工藝中的換熱器EA709、EA710、EA711和加熱爐）冷熱兩端傳熱溫差較接近，在滿足最小傳熱溫差的前提下，使傳熱過程的不可逆性最小。這樣不僅避免熱容流率相差較大的物流直接換熱，而且可停用換熱器EA709。采用高效換熱器，可顯著降低最小傳熱溫差。同類型新的裂解汽油加氫裝置中，二段加氫反應(yīng)器的進出料采用單程純逆流高效換熱器，換熱效果良好，熱端溫差可小于30 ℃。因此傳熱量最大的二段加氫反應(yīng)器的進出料換熱應(yīng)改用高效換熱器。

3.1.2 采取措施停用加熱爐

二段加氫反應(yīng)器的進料加熱爐負荷低，通常采用自然通風(fēng)，對流段熱量回收不充分，排煙溫度高，熱效率普遍較低。由于加熱爐正常運行時負荷低，可回收的熱量不多，溫度品位不高，節(jié)能改造投資回收期較長；而且老爐子改造費用高，如某加工量300 kt/a裝置其加熱爐的改造費用為4.98×106元。實際運行中，因加熱爐負荷低，當(dāng)生產(chǎn)波動和裝置開停工時，如燒嘴熄滅不能及時處理，爐內(nèi)還可能發(fā)生閃爆。因此，停用加熱爐不僅可以節(jié)能降耗，也起到了消除安全隱患的作用。

二段加氫反應(yīng)器進出料換熱采用高效換熱器后，加熱爐負荷將顯著降低。當(dāng)二段加氫反應(yīng)器溫升較高時，僅通過進出料換熱即可達到反應(yīng)器入口溫度的要求，即可實現(xiàn)停運加熱爐。當(dāng)二段加氫反應(yīng)器溫升較低時，為停運加熱爐可增設(shè)超高壓（＞10 MPa）蒸汽加熱器，為進料補充加熱，確保二段加氫反應(yīng)器的入口溫度符合要求。

需要強調(diào)的是要將更換高效換熱器與增加超高壓蒸汽加熱器配套實施。如僅將二段加氫反應(yīng)器進出料換熱器改為高效換熱器，保留加熱爐用于補充加熱，可能出現(xiàn)以下情況：二段加氫反應(yīng)器溫升不足時，為保證加熱爐最低負荷，被迫將部分出料走進出料換熱器的旁路，以降低加熱爐進料溫度，這樣將造成能量損失。部分裂解汽油加氫裝置的二段加氫反應(yīng)器進料原設(shè)計采用超高壓蒸汽補充加熱，完全可滿足實際運行的要求。當(dāng)裝置距超高壓蒸汽管網(wǎng)較遠時，可在二段加氫反應(yīng)器進出料換熱器前增加進料預(yù)熱器（用中壓或低壓蒸汽加熱），用于二段加氫反應(yīng)器溫升不足時的補充加熱。另外，改進反應(yīng)器本體和進出料管線的保溫，對增加進出料換熱量也很重要。

3.1.3 采用循環(huán)氫氣熱分離流程回收余熱和利用余熱預(yù)熱脫C5塔進料

在煉油廠的加氫裂化、加氫精制等裝置中，循環(huán)氫氣分離采用熱分離流程取得了良好的節(jié)能效果［7-9］。裂解汽油加氫裝置的循環(huán)氫氣分離過程與之類似，可由冷分離流程改為熱分離流程。具體的改造方案是在二段加氫反應(yīng)器出料進循環(huán)水冷卻器前增設(shè)一個熱分離罐，二段加氫反應(yīng)器出料先進熱分離罐進行氣液預(yù)分離，罐頂氣相經(jīng)過循環(huán)水冷卻后進冷分離罐，冷、熱分離罐液相混合后去穩(wěn)定塔。改進后的流程將大大降低有效能損失最高的換熱器EA712的負荷，即降低循環(huán)水帶走的熱量，提高穩(wěn)定塔的進料溫度，減少塔釜的加熱量。同時采用熱分離流程后，由于穩(wěn)定塔的進料溫度提高，穩(wěn)定塔釜出料與進料換熱后的溫度也將相應(yīng)提高，恰好可用于脫C5塔進料預(yù)熱。

從實際生產(chǎn)情況看，脫C5塔進料預(yù)熱非常必要。脫C5塔進料溫度低不僅使塔釜蒸汽消耗較高，而且冬季時，由于進料溫度過低造成塔的提餾段汽液負荷明顯增大，嚴(yán)重限制了裝置高負荷運行［10］。據(jù)不完全統(tǒng)計，有3套裂解汽油加氫裝置進行了脫C5塔進料預(yù)熱的改造，其中有兩套裝置的脫C5塔進料采用裂解裝置急冷水加熱，一套裝置的脫C5塔進料用蒸汽凝液加熱。但這樣改造存在一些問題，一是急冷水可能因工藝波動呈酸性，從而具有腐蝕性，換熱器如發(fā)生內(nèi)漏，水進入脫C5塔內(nèi)將嚴(yán)重影響其操作；二是裂解裝置的急冷水、蒸汽凝液等低品位熱源已用于裂解爐空氣預(yù)熱［11-12］，可利用性較小，而且用外裝置熱源預(yù)熱脫C5塔進料將使裝置間相互影響增大。因此脫C5塔進料預(yù)熱最好就近利用本裝置的低溫?zé)嵩?。脫C5塔進料預(yù)熱器需設(shè)在進料調(diào)節(jié)閥之后，萬一換熱器發(fā)生內(nèi)漏，只會是產(chǎn)品漏入進料，不會對生產(chǎn)造成較大的影響。

脫C5塔進料中C5含量15%～20%（w），C5中雙烯烴約占60%［13-14］，雙烯烴在高溫下易發(fā)生自聚，引起塔板堵塞。溫度越高、停留時間越長，發(fā)生自聚的傾向就越大［15-16］，因此進料溫度不宜過高。有一套裂解汽油加氫裝置改造后，脫C5塔進料溫度控制在63 ℃以下時，裝置運行周期可達3 a（期間進料C5含量約為18%（w））。建議控制進料溫度最高為60 ℃，對于C5組分含量較高的裝置，可適當(dāng)降低進料溫度。

3.2 改造方案的模擬計算及效益分析

裂解汽油加氫裝置節(jié)能改造流程如圖4所示。以表1中的進料條件為基準(zhǔn)，在保持各塔操作條件和分離要求不變、二段加氫反應(yīng)器進出料高效換熱器熱端最低傳熱溫差為35 ℃的條件下，對改造后的效果進行模擬計算。

圖4 改進后的裂解汽油加氫裝置流程Fig.4 Process flow diagram of the pyrolysis gasoline hydrogenation unit after revamping.

3.2.1 模擬計算結(jié)果及分析

裂解汽油加氫裝置模擬工況下二段加氫反應(yīng)器溫升高于35 ℃，進出料換熱器采用高效換熱器后，加熱爐可停用；采用循環(huán)氫氣熱分離流程后，二段加氫反應(yīng)器出料水冷卻器負荷極大地降低，穩(wěn)定塔進料溫度提高，塔釜加熱量減少；脫C5塔進料預(yù)熱后，塔釜加熱量減少（見表4）。

表4 主要換熱器和加熱爐改造前后的負荷對比Table 4 Comparison of the heat duties of exchangers and furnaces before and after revamping

改造后的換熱網(wǎng)絡(luò)冷熱復(fù)合曲線和網(wǎng)格圖分別見圖5和圖6。理論最小熱、冷公用工程負荷分別為320，1 515 kW，實際值為456，1 651 kW，均顯著低于改造前。雖然新增二段加氫反應(yīng)器進出料換熱器EA001存在跨夾點傳熱，但傳熱量只有136 kW，與改造前相比降低81%，節(jié)能潛力已不大。如完全消除跨夾點傳熱，可設(shè)計將二段加氫反應(yīng)器出料的部分熱量用于穩(wěn)定塔再沸加熱，同時將熱分離罐頂部氣相的部分熱量用于二段加氫反應(yīng)器進料加熱，這樣熱公用工程消耗可降低至0 kW，即熱復(fù)合線完全覆蓋冷復(fù)合線，換熱網(wǎng)絡(luò)問題變?yōu)殚撝祮栴}［5］，這時閾值溫差為17 ℃。這種情況不僅需新增換熱器，而且為確保換熱量，已有換熱器的換熱面積也要大幅增加，投資回收期將大大延長。

圖5 改造后的冷熱復(fù)合曲線Fig.5 Hot and cold composite curves after the revamping.

圖6 改造后的換熱網(wǎng)絡(luò)網(wǎng)格Fig.6 Grid map of the heat exchanger networks after thd revamping.

3.2.2 投資效益分析

蒸汽和燃料氣價格分別按裝置2011年平均成本價格179元/t和2 727元/t計算（循環(huán)水負荷降低產(chǎn)生的效益忽略不計）；新增設(shè)備在參考新裝置相應(yīng)價格基礎(chǔ)上，根據(jù)裝置加工能力不同對其投資進行估算；年運行時間按8 000 h計。

裂解汽油加氫裝置改造的投資和效益估算結(jié)果見表5。由表5可以看出，改造具有較好的投資收益，在考慮配套費用的情況下，投資回收期僅1 a左右。

表5 裂解汽油加氫裝置改造的投資和效益估算結(jié)果Table 5 Investment and benefit estimation of the revamping

4 結(jié)論

1）對于采用先分離后加氫工藝的裂解汽油加氫裝置，將二段加氫反應(yīng)器的進料和循環(huán)氫氣混合后再與二段加氫反應(yīng)器出料換熱，不僅可簡化換熱網(wǎng)絡(luò)，而且跨夾點傳熱量減少81%。

2）通過對二段加氫反應(yīng)器進出料換熱采用高效換熱器，并適當(dāng)增加補充加熱措施，可徹底停運進料加熱爐。

3）循環(huán)氫氣采用熱分離流程，可提高穩(wěn)定塔進料溫度，降低塔底蒸汽消耗；同時，穩(wěn)定塔底出料富余熱量可用于脫C5塔進料預(yù)熱。

4）裂解汽油加氫裝置的節(jié)能改造經(jīng)濟效益良好，投資回收期約1 a左右。

［1］ 薛維新. 裂解汽油加氫裝置擴能改造的技術(shù)探討［J］. 石油化工設(shè)計，2006，23（1）：37 - 39.

［2］ 胡永鎖. Aspen軟件在換熱網(wǎng)絡(luò)能量分析中的應(yīng)用［J］. 石油化工設(shè)備，2010，39（2）：77 - 80.

［3］ 王文堂. 化工節(jié)能技術(shù)手冊［M］. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2006：524 - 527.

［4］ Linnhoff B，Hindmarsh E. The Pinch Design Method for Heat Exchanger Networks［J］. Chem Eng Sci，1983，38（5）：745 - 763.

［5］ Kemp I C.Pinch Analysis and Process Integration［M］. 2nd.Oxford：Butterworth-Heinemann，2007：125 - 127.

［6］ 葉劍云，陳清林，張冰劍，等. 加氫裂化裝置高壓換熱流程損分析與改進［J］. 石油煉制與化工，2010，41（3）：74 - 78.

［7］ 孫建懷. 1.5 Mt/a加氫裂化裝置節(jié)能改造［J］. 煉油技術(shù)與工程，2010，40（3）：56 - 59.

［8］ 李立權(quán). 加氫裂化裝置操作指南［M］. 北京：中國石化出版社，2005：113 - 114.

［9］ 張英，趙威，關(guān)明華. 不同類型加氫裂化裝置的用能分析及節(jié)能研究［J］. 當(dāng)代石油石化，2008，16（2）：19 - 25.

［10］ 張世忠，吳鐵鎖，祝玲鈺，等. 脫戊烷塔的瓶頸分析與擴能改造［J］. 乙烯工業(yè)，2004，16（3）：19 - 21.

［11］ 張勇. 烯烴技術(shù)進展［M］. 北京：中國石化出版社，2008：34 - 35.

［12］ 張成，魏凱. 乙烯裂解爐空氣預(yù)熱器改造［J］. 現(xiàn)代化工，2011，31（8）：74 - 75.

［13］ 王鑫泉. 裂解汽油中C5/量的估計及分離流程探析［J］. 石油化工設(shè)計，2005，22（4）：1 - 3.

［14］ 白焱. 裂解汽油加氫裝置精餾塔壓力和溫度的選擇［J］. 石油化工設(shè)計，2008，25（4）：16 - 17.

［15］ 王鑫泉. 裂解汽油加氫裝置中分餾塔的選型和操作經(jīng)驗［J］.化工進展，2007，26（增刊）：211 - 213.

［16］ 薛慧峰，孔文榮，吳毅，等. 借助氣相色譜法研究環(huán)戊二烯的自聚規(guī)律［J］. 石油化工，2005，34（增刊）：621 - 622.