干氣和氫氣資源優化利用

吳振華 張金河（中國石油化工股份有限公司塔河分公司）

干氣和氫氣資源優化利用

吳振華 張金河（中國石油化工股份有限公司塔河分公司）

某廠自二期項目投產以來，裝置聯合生產時，出現干氣、氫氣系統匹配不平衡現象，尤其是夏季全廠干氣富裕，導致氣柜回收干氣壓力增加，時常出現干氣排火炬放空燃燒的情況，造成能源的浪費。為了實現全廠合理用能、節約成本的目標，采取制氫裝置摻煉焦化干氣、焦化裝置增加溴化鋰、適時調整制氫裝置配氫量、優化加氫裝置膜分離的生產操作、控制加氫裝置精制反應深度、加氫裝置低分氣回收氫氣等措施對全廠干氣系統、氫氣系統進行優化，減少全廠氫氣消耗和干氣產量，解決夏季干氣及氫氣系統不平衡的問題。

干氣 氫氣 優化措施 平衡

2011年，隨氣溫回升某廠爐用燃料需求減少，凈化干氣（硫磺回收裝置處理后干氣）過剩問題逐漸突出，預計全廠夏季凈化干氣產量在32000m3/h左右，全廠各加熱爐干氣耗量在25000m3/h左右，富余干氣7000m3/h左右。為合理利用富余干氣，對全廠干氣系統和氫氣系統進行了優化，解決了兩系統不平衡問題。

1 裝置及用量

某廠耗氫裝置為100×104t/a汽、柴油加氫裝置和140×104t/a汽、柴油加氫裝置。根據目前實際生產計算100×104t/a汽、柴油加氫裝置（1＃加氫）每小時消耗氫氣量為8500m3/h（標況，以下同）左右，140×104t/a汽、柴油加氫裝置（2＃加氫）每小時消耗氫氣量為15200m3/h左右，2套裝置合計需要耗氫23700m3/h。

某廠目前共有3套產氫裝置，其中有1套15×104t/a固定床重整裝置，產氫2800m3/h左右。另有2套天然氣制氫裝置，1套生產能力為8000m3/h（1＃制氫），因冬季生產氫氣需求調整及節能需要已停用；另外1套生產能力為20000m3/h（2＃制氫），產氫19500m3/h，2套裝置合計產氫22300m3/h。目前產氫裝置與耗氫裝置恰好達到產耗平衡狀態。

2 優化思路

某廠從節能降耗的角度出發，夏季最優化的路線仍采用2#制氫裝置和重整裝置向全廠供氫，同時2#制氫處理掉過剩干氣。按目前產耗情況推算，夏季干氣、氫氣的產耗系統不平衡，具體預測見圖1。

受全廠干氣組成影響，干氣制氫產氫量較天然氣有所下降，并且因含有2%~4%的烯烴含量，為保證烯烴烷烴化，需要加入10%~20%的返氫量，這將進一步導致產氫下降。因此，在不做任何優化的前提下，全廠產氫缺口將有2400m3/h，無法滿足耗氫裝置需求。

從圖1可以看出，要保證1#制氫不開同時消耗過剩干氣，需要采取優化措施。

2.1 提高2#制氫摻焦化干氣比例

2011年7—9月份，2#制氫裝置在處理量7000 m3/h的基礎上，通過采取“跟蹤制氫原料組成分析，根據組成差別，適時調整裝置返氫比例和水碳比；控制好預轉化反應器入口溫度，充分利用預轉化催化劑低溫性能裂解C2+烴類，保護轉化催化劑防止結碳；優化制氫轉化爐運行，合理調整爐膛溫差，使轉化爐爐膛溫度更均勻，充分發揮每根爐管催化劑性能等”措施，按65%即4500m3/h以下摻入焦化凈化干氣后，降低加氫反應器入口溫度310℃以下，配氫比控制在4%～6%左右，加氫反應器的催化劑床層熱點溫度不會超過400℃，氧化鋅脫硫反應器出口硫質量含量＜0.2×10-6。降低預轉化反應器入口溫度保證了預轉化氣出口乙烷含量＜0.3%；增大水碳比至3.5以上，適當降低轉化爐入口溫度，提高轉化爐爐膛溫度保證了轉化爐出口轉化氣的質量；同時吸附時間根據產品氫純度適當減小。這些措施基本符合了焦化干氣多硫多烯烴的適應要求，轉化氣中氫含量及轉化率均沒有明顯下降，摻入焦化干氣后對轉化催化劑活性影響不大。

2.2 適時調整制氫裝置配氫量

2011年，為了全廠節能考慮，不開1#制氫裝置，為平衡全廠干氣，必須逐步加大2#制氫裝置中摻煉系統脫硫干氣的比例。為保證制氫裝置混合原料氣充分脫硫，防止轉化催化劑中毒，同時由于摻煉干氣后，混合原料氣中烯烴含量增高，為防止轉化催化劑結碳，裝置需要采取較大配氫比操作。如干氣中烯烴和硫含量能及時優化，可降低配氫量。2011年7—9月份，2#制氫共摻煉干氣5121 t，配氫比例根據原料質量變化情況，由計劃的20%降至實際的10%，折合減少配氫量107t。

2.3 優化加氫膜分離的生產操作

2010年，1#、2#汽、柴油加氫膜分離正常生產時將產生約1000m3/h的氣體，并排往硫磺干氣管網。為了避開白天氣溫高所帶來的燃料氣飽和過剩的工況，結合加氫高分壓力及循環氫H2S分析，2011年調整膜分離的生產負荷及生產時間，白天膜回收低負荷運行，減少非滲透氣去硫磺，夜間適當提高膜回收負荷，確保循環氫中硫化氫含量不大于2%，加氫裝置餾出口柴油產品中硫質量含量不大于1700×10-6。

2.4 控制汽、柴油加氫精制反應深度

2010年，全廠1#、2#汽、柴油加氫精制裝置產品精制柴油的平均硫含量為1200×10-6，遠低于內控指標1700×10-6，質量富裕度較大。2011年，通過調整加氫精制反應器的入口溫度來控制反應器床層溫度，減少加氫精制的反應深度。生產精制柴油時及時調整加氫反應器入口溫度，嚴格控制在282～294℃之間，通過控制加氫精制的反應深度，減少裝置的氫氣消耗和干氣產量。

2.5 焦化裝置操作優化，降低干氣負荷

2011年，焦化裝置主要優化措施為：減少焦炭塔的吹汽、放空時間，降低氣柜進氣負荷，將焦炭塔的大吹汽蒸汽用量嚴格控制在5t/h以內，吹汽時間由原來的3h縮短至2.5 h；調整適當的液氣比，由2010年的4.06∶1調整為2011年的4.15∶1；適當增加了補充吸收劑量，改善了吸收效果；優化解吸中段和塔底重沸器的取熱比例，通過適當加大中段取熱和降低塔底取熱的方式來獲得較低的解析氣流量；通過提高穩定塔重沸器回流溫度的方式減少液態烴的大循環。

2.6 1#焦化增加溴化鋰制冷措施，降低干氣產量

2011年初，1#焦化增設溴化鋰制冷工藝，將穩定汽油冷卻器（E407）、吸收塔中段冷卻器（E403A B）的冷卻介質由循環水更換為溴化鋰，降低補充吸收劑、吸收塔中段油溫度，改變吸收塔的吸收效果；將穩定塔頂冷卻器E406A BCD中E406B、E406D的冷卻介質由循環水更換為溴化鋰，降低液化氣冷后溫度，該項目正在實施，預計2012年可將干氣中C3+含量由4%以上降至3%以下，有效降低夏季全廠干氣過剩現象，預計降低干氣1.5t/h。

2.7 2套加氫裝置低分氣中氫氣回收

2011年，全廠存在氫氣資源流失現象，富氫氣體有待集中提純、回收，其中1#、2#加氫精制裝置低分氣富含氫氣濃度高達87%，回收效益可觀（表1）。

表1 2套加氫裝置低分氣中氫氣含量

2012年，計劃利用原有1套膜分離系統將氫氣提純后，增加1臺增壓機將氫氣加壓后并入氫氣系統管網回用。1#、2#加氫裝置在正常負荷生產時，產生低分氣量為1800 m3/h，平均氫氣濃度為80%，回收率為80%，生產氫氣成本按8000元/t計算，全年可產生效益688.9萬元。

優化后的夏季全廠干氣、氫氣平衡預測見圖2。

優化后2#制氫裝置滿負荷生產，并且按70%負荷摻煉干氣，全廠干氣、氫氣達到平衡優化。

3 經濟效益測算

2011年，全廠干氣、氫氣系統平衡優化后，實現了停開1#制氫裝置和減少干氣排火炬的目的。1#制氫裝置開工，每產氫1 t需要消耗：電量997 k W h，成本508元；3.5 MPa蒸汽11.1 t，成本999元；循環水160t，成本160元；燃料氣0.01 t，成本16.1元，合計1683.1元。如不進行優化，2400 m3/h氫氣缺口將造成363.15元/h費用。夏季過剩干氣如不利用而是外排火炬，則7000m3/h可產生8046.78元費用。因此，在不進行優化的前提下，每小時損失費用在8409.93元，月損失625.70萬元。優化后，全年夏季按三個月計算可增加效益1877.1萬元，加上低分氣回收氫氣產生的效益，預計至2012年合計增加效益2566萬元。

4 結論

2011年，通過采取生產優化、裝置操作調整，全廠已基本實現干氣、氫氣平衡，解決了夏季干氣排火炬放空的問題。2012年，全廠將增加相關技術改造措施，繼續鞏固該成果，預計2012年底全廠將減少資源浪費合計2566萬元，實現降本增效的目標。

10.3969/j.issn.2095-1493.2012.04.014

吳振華，1998年畢業于新疆石油學院，工程師，主要研究方向為石油加工，E-mail：wzh7725@sina.com，地址：新疆庫車縣天山東路573號塔河分公司生產技術處，842000。

2011-10-31）