催化汽油加氫裝置換熱網絡改造與節能優化

徐俊韓朝芳李浩然

(1.中國石油工程建設公司新疆設計分公司；2.中國石油烏魯木齊石化公司， 新疆烏魯木齊 830019)

催化汽油加氫裝置換熱網絡改造與節能優化

徐俊1韓朝芳1李浩然2

(1.中國石油工程建設公司新疆設計分公司；2.中國石油烏魯木齊石化公司， 新疆烏魯木齊 830019)

催化汽油加氫裝置在建設階段修改工藝參數，降低反應器溫度，導致分餾塔塔底重沸爐負荷不足，通過調整換熱管網，僅移動了一臺換熱器在換熱流程中的位置，使重沸爐的熱負荷下降，保證裝置的正常運行。使用Aspen Energy Analyzer對該裝置換熱網絡進行夾點分析，提出優化方案，在原流程的基礎上，增加一臺換熱器，使加氫產物加熱爐的熱負荷降低16%，充分利用了物流間換熱，同時也降低了空冷器的負荷。

汽油加氫；DSO技術；換熱網絡；節能

Kewords:Gasoline Hydrogenation;DSO-M Technology; Heat Exchanger Network; Energy-Saving

世界原油趨于高硫化、重質化和劣質化，二次加工裝置FCC汽油產品的硫含量呈上升趨勢，清潔汽油的標準逐步提升，高標號汽油的需求量增加更為明顯，加氫技術是今后一段時期內實施生產清潔油品最有效和最快捷的方式之一[1]，為了改善汽油品質，滿足新的汽油排放標準，各地紛紛新建加氫裝置。

汽油加氫裝置反應器的操作溫度和操作壓力較高，燃料消耗和動力消耗較大[5]，屬于煉油廠中能耗較大的裝置之一。隨著石油化工產業的發展和國家有關政策的調整，石油化工行業的各項節能環保法規、標準對能耗的要求日益提高。為了深入貫徹落實節能減排“十二五”規劃，各煉油企業越來越重視節能降耗，充分挖掘裝置潛力、提高能量利用效率逐漸成為企業提高經濟效益的一項重要措施。

1 對原裝置的概述

1.1 裝置概況

長慶石化60萬噸/年催化汽油加氫裝置公稱規模60萬噸/年，實際加工量為64萬噸/年。該裝置采用中國石油石油化工研究院(以下簡稱石科院)開發的DSO催化汽油加氫脫硫技術，由石科院提供設計基礎數據，工藝包設計由中國石油工程建設公司華東設計分公司完成，詳細設計由中國石油工程建設公司新疆設計分公司完成。該裝置由預加氫、分餾塔、選擇性加氫、加氫脫硫、循環氫脫硫、穩定塔和公用工程等部分組成，流程圖見圖1，裝置于2013年11月24日一次開成功。

1.2 原設計熱負荷分析

原設計采用典型的汽油加氫換熱流程，換熱流程示意圖見圖 2，使用高溫加氫產物與冷物流換熱。中國石油加氫裝置平均單位能耗約為24.3kg標油/t原料，根據《煉油廠能量消耗計算預評價方法》中的規定，汽油加氫裝置標準能耗為849.9 MJ/t，即20.30 kg標油/t原料，該裝置設計能耗為20.30 kg標油/t原料，符合能耗標準，低于中石油平均能耗。

2 換熱網絡改造

2.1 改造目的

在項目建設的末期階段，由于催化劑供應方提供了新的低溫催化劑，反應條件更加緩和，降低了預加氫反應器R-9101和加氫脫硫反應器R-9201的反應溫度。預加氫反應產物進入分餾塔C-9101時僅有90℃，比原催化劑數據降低了42℃，但分餾塔的操作溫度卻不會改變，導致進料熱狀態變為過冷進料，而原設計進料為為過飽和狀態，過汽化率約為3%。

上述變化使大量熱負荷向下游轉移到了塔C-9101塔底重沸爐F-9101內，且由于進料換熱器冷物流出口溫度下降，換熱量減少，空冷器的負荷上升了近一倍。在Pro/II模擬文件中查詢物流性質可知，加氫進料的比熱容約為2.9kJ/kg·℃，忽略比熱容隨溫度的變化，估算從90℃加熱至原設計進料狀態所需熱負荷約為2.5MW，即重沸爐的負荷增量。將新版工藝參數導入PRO/II重新進行工藝模擬，由結果可知重沸爐的熱負荷增加了2.15MW，此時實際需要負荷為14.3 MW，而加熱爐設計負荷為13.8 MW，顯然該重沸爐已經不滿足工藝要求，無法提供足夠熱量維持分餾塔的正常運行。由于此時裝置建設已經接近尾聲，設備已經在現場安裝完畢，無法更改加熱爐的設計參數，因此只能在適應現有設備的基礎上調整換熱流程，使裝置適應新的工藝需求。

圖 1 催化汽油加氫脫硫裝置工藝流程圖Figure 1 Flowsheet Digram of FCC Gasoline Hydrogenation

圖 2 原設計換熱流程 Figure 2 The Original Heat Exchanger Network

圖 3 調整后的換熱流程Figure 3 The Adjusted Heat Exchanger Network

2.2 工藝調整方案分析

解決上述問題的方法是使用公用工程熱源或者物流間換熱對分餾塔進料進行加熱，使之恢復至泡點以上進料，減輕重沸爐的負荷。

表 1 調整后換熱器核算結果Table 1 Rating Results of Optimized HEN

分析原料至分餾塔C-9101之間的換熱流程可知，加氫脫硫反應產物與原料換熱，溫度由237.2℃降至221.3℃后進入空冷器冷卻至55℃出裝置。原料溫度僅有59.3℃，熱物流的溫位遠高于冷物流的溫度，因此換熱后的熱物流仍有大量余熱未被利用，可作為熱源。根據合理利用能量的原則，更經濟地使用能量[1]，高溫物流優先與溫度較高的冷物流換熱，傳熱溫差越大，傳熱速率越大，對換熱器來說所需換熱面積越小，但從熱力學的角度來說 損失越大，越不經濟[2]。因此應該將反應產物先與高溫位的C-9101進料進行換熱，再與低溫位的R-9101進料換熱，調整后的換熱流程見圖3。換熱器E-9103在反應初期階段屬于閑置狀態，只在反應末期使用，而反應末期隨著反應溫度的升高，反應物的溫度可以滿足分餾塔的進料需求，不需要加入換熱器進行加熱，因此恰好可利用E-9103作為C-9101的進料換熱器，不必新增換熱器，達到節省投資的目的。

圖 4 溫度-焓值曲線Figure 3 T-H Curve

表 2 換熱器和加熱爐負荷對比Table 表 2 Comparison of Heat Exchangers and Furnaces

2.3 設備校核

由于原料溫度和預加氫反應器進口溫度固定，即換熱器E-9102冷物流進、出口溫度固定。根據Q=ΔT×Cp，可知E-9102的換熱負荷不變。塔C-9101的進料板溫度為158℃，取E-9103的出口溫度定為170℃進行計算。由于改造后E-9102和E-9103的物流熱狀態發生改變，需要進行重新進行校核計算，使用HTRI對換熱器進行分析，結果如表1。

由表 1可知，兩臺換熱器換熱面積均能滿足新的工藝要求，且設計壓力和溫度均不高于原值。根據圖3使用PRO/II 9.1對調整后的換熱流程進行計算，由結果可知，C-9101塔底重沸器的熱負荷降至8.95MW，比原設計值低1.28MW，完全能夠滿足工藝需求。裝置的運行數據見表2，由表2數據可知調整后的換熱流程節能效果良好。改造僅需增加DN200閘閥和管線若干，改造成本很低。

3 換熱網絡優化

汽油加氫裝置中加氫脫硫反應器的反應產物溫度較高，在250℃以上，且冷物流的溫度分布有明顯梯度，給換熱網絡匹配提供有利條件。因此，如何合理設計換熱流程，充分利用物流余熱，是該裝置節能降耗的重要措施[3]。

表 3 優化后換熱器核算結果Table 2 Rating Results of Optimized HEN

使用Aspen Energy Analyzer對該換熱網絡進行分析，得到溫度-焓值復合曲線見圖4。由圖4可知，在高溫區和低溫區物流沒有相互匹配，沒有充分利用工藝物流間換熱，冷物流高溫區直接采用加熱爐加熱，使F-9201負荷偏大；熱物流低溫區直接采用空冷器冷卻，使使大量熱量被浪費，還增加了電耗。且換熱器E-9202冷物流進出口溫差較小，冷熱物流的換熱溫差較大，會導致換熱器控制困難，易出現波動。在圖4中平移復合曲線1和2，得到曲線3和4，結合圖2和圖4可知，可增加一臺換熱器E-9208用于加氫后處理產物對加氫脫硫產物進行預熱，降低加熱爐負荷，還能使E-9202的冷熱物流溫差降低，易于控制。(見圖5)

圖 5 最終換熱流程Figure 4 The Final Heat Exchanger Network

表4 公共工程消耗對比Table 4 Utilities consumption

優化后的換熱流程見圖 4，最小傳熱溫差通常為ΔTmin=10～20℃，由圖 3可知最小傳熱溫差為18.4℃。使用PRO/II對調整后的流程進行計算，由計算結果可知加熱爐F-9201的熱負荷由5.91MW降至5.07MW，降低了16.6%。由于是在現有裝置上進行優化設計，受到換熱器性能的限制，所需換熱面積不能超過換熱器的實際換熱面積。使用HTRI對調整后的流程中各個換熱器進核算，結果見表 3，由表 3可知，所有換熱器均滿足工藝需求，E-9103的換熱面積余量較低，其余換熱器設計時因為考慮擴能和苛刻工況，取值較大，在目前條件下換熱面積遠超需要的換熱面積。

調整前后的三種流程的冷熱負荷對比見表 2，由表 2可知調整換熱流程后不僅良好的解決了C-9101塔底重沸爐熱負荷不足的問題，還使該流程的冷、熱負荷均有較大程度的下降，具有明顯節能效果，經濟效益明顯。有與加熱爐的熱負荷降低，減少了燃料消耗量，使碳和大氣污染物排放量降低，使裝置更加環保，具有明顯社會環境效益。

4 結論

采用低溫催化劑后，如果不調整工藝流程，需要改造加熱爐，提高其負荷，還需增加兩跨9m×3m的板式空冷，設備及工程費用約為700萬。采用調整流程的方案后，不增加設備，僅增加少許管線和閥門，投資不超過50萬元，預計節省投資650萬元。燃料氣和電消耗量見表4，由表中數據可知，后者的燃料氣和電能分別節約266kg/h和99kW·h/h，降低了運行成本。

流程調整后，裝置可以實現低溫運行，裝置于2013年 11月24日一次開車成功。國V工況標定能耗為14.76kgEo/ t，低于設計能耗15.75 kgbo/t原料(90度)，遠低于原設計20.30kgbo/t原料(200度)和新反應溫度條件的設備改造方案19.58kgbo/t原料，表明裝置的適應能力優良，能在較寬的溫度范圍內正常運行。

長慶工業應用實踐表明DSO技術具有原料適應性較強、反應條件緩和、脫硫率高、脫硫選擇性好、辛烷值損失小、液收高的特點，產品能夠滿足長慶石化公司國IV汽油調合需要。

[1]B L,S A.Cost optimum heat exchanger networks.1.Minimum energy and capital using simple models for capital[J].Computers & Chemical Engineering,1990,14(7):729-750.

[2]華賁,仵浩,劉二恒.基于 經濟評價的換熱器最優傳熱溫差[J].化工進展,2009,28(7):1142-1146.

[3]張國釗,戚學貴,徐 宏.環氧丙烷裝置換熱網絡的分析與優化[J].化學工程,2008,36(2):50-53.

[4]《長慶石化60萬噸/年汽油加氫裝置標定報告》.

[5]陳剛.加氫裝置用能分析及節能措施[J].齊魯石油化工,2007,35(3):163-168.

HEN Reforming and Energy-Saving of FCC gasoline hydrodesulfurization unit of Changqing Petrochemical Branch

The process parameters of FCC gasoline hydrodesulfurization unit of Changqing Petrochemical Branch were changed in the end of construction.Duty of the fractionator's reboil furnace became inadequate because the reacting temperature was reduced.The furnace's duty decreased by moving a idle exchanger.Analyzing the heat exchanger network by Aspen Energy Analyzer and providing the optimum proposal that adding a heat exchanger to use the heat of streams to reduce the duty of furnace and aircooler.

徐俊(1968- )，男，高級工程師，工學碩士,1989年畢業于華東理工大學化學工程專業，長期從事汽油加氫和醚化等石油化工過程工藝設計工作，已發表近十篇文章。