1.5 Mt/a蠟油加氫裝置能耗分析與節能措施

郭林超（烏魯木齊石化分公司）

中石油烏魯木齊石化公司150×104t/a蠟油加氫裝置[1]，主要是以常減壓裝置的減壓蠟油和焦化裝置的焦化蠟油為原料，在高溫高壓和氫氣以及催化劑的作用下脫除原料中的硫、氮等雜質，改進烴的分子結構，提高蠟油中的氫含量，為催化裂化裝置提供優質原料，同時副產一部分柴油和石腦油[2]。裝置的設計規模150×104t/a，實際加工能力156×104t/a，年開工時間為8 400 h。2014年7月一次試車成功。

1 能耗影響因素分析

1.1 裝置設計能耗

150×104t/a蠟油加氫裝置設計綜合能耗見表1。可見150×104t/a蠟油加氫裝置設計綜合能耗為13.84 kg/t(標油)，設計能耗中考慮了低溫熱的產能輸出，在實際生產過程中，此部分的產能并不考慮在綜合能耗。

2016年8月150 kg/t(標油)蠟油加氫裝置檢修完畢后按蠟油加工方案運行，加工減壓蠟油、焦化蠟油。加工負荷為94.6%（176 t/h），此時蠟油加氫裝置的綜合能耗18.65 kg/t(標油)，初期綜合能耗見表2。

表1 蠟油加氫裝置設計綜合能耗

表2 蠟油加氫裝置開工初期綜合能耗

1.2 能耗偏高的原因分析

1.2.1 富氫二單元的能耗未剔除

2014年12月在150×104t/a蠟油加氫裝置屬地范圍內新建了一套富氫氣體回收單元，并于12月11日試車成功。富氫氣體回收單元由一臺蒸汽換熱器、四臺循環水換熱器、一臺水洗塔、一臺聚結器、一臺緩沖罐、兩臺氫氣壓縮機及附屬設備組成。富氫氣體回收單元消耗蒸汽、循環水、除鹽水、凈化風、氮氣、電，但其能耗未從蠟油加氫裝置內剔除。

1.2.2 燃料氣消耗量大

2016年8月150×104t/a蠟油加氫裝置按蠟油加工方案開工，燃料氣消耗量大，反應加熱爐（F101）的負荷高，爐膛溫度為750℃左右。120×104t/a延遲焦化的焦化蠟油未直供150×104t/a蠟油加氫裝置，反應溫升低，反應器入口溫度345℃，而出口溫度只有370℃，進出口溫升25℃，進而造成F101的入口溫度偏低。同時，分餾系統的換熱流程未進行調整，原料泵（P102）入口溫度僅為145℃，比柴油加工方案下低15℃。

1.2.3 分餾系統未優化調整

為優化催化裂化原料，部分柴油壓至產品蠟油里面，150×104t/a蠟油加氫裝置降低柴油側抽塔（C203）抽量，分餾加熱爐（F201）出口溫度控制在330℃，并未達到設計值365℃，進而影響蒸汽的產汽量，原設計1.0 MPa蒸汽產汽量為17.8 t/h，0.45 MPa產汽量為9.2 t/h。而實際1.0 MPa蒸汽產汽量為4.8 t/h，0.45 MPa產汽量為2.5 t/h。

1.2.4 裝置蒸汽消耗量大

裝置蒸汽消耗包括：空氣預熱器用汽、分餾塔（C201/C202）塔底注汽、壓縮機用汽、蒸汽伴熱、換熱器（E601）用汽。檢查發現空氣預熱器和裝置部分蒸汽伴熱的疏水器存在直排現象，尤其是空氣預熱器的疏水器，造成蒸汽消耗偏大。

2 節能措施

2.1 優化工藝運行

2.1.1 F201停爐運行

通過ASPEN流程模擬測算，F201熄爐后出口溫度為235℃，完全滿足C202的運行要求。F201將不在消耗燃料氣，但分餾系統將不能產出1.0 MPa蒸汽。按照測算結果，車間編制了F201停爐運行方案，并于2017年5月20日實施[3]。

2.1.2 降低反應加熱爐F101燃料氣消耗

通過對分餾系統的各副線及副線控制閥進行調節，關閉原料換熱器總副線控制閥，P102入口溫度提高至165℃。

為提高裝置的加工量，120×104t/a延遲焦化的焦化蠟油直供150×104t/a蠟油加氫裝置。焦化蠟油比例提高后，反應器的溫升明顯，原料蠟油與反應產物換熱后的溫度有所提高，進而降低了F101的負荷。

2.1.3 提高原料進裝置溫度

通過裝置聯動，三常減三線油供150×104t/a蠟油加氫裝置的溫度提高至148℃，焦化蠟油供150×104t/a蠟油加氫裝置的溫度提高至90℃，原料的溫度有所提升，有利于降低加熱爐的燃料氣消耗[4]。

2.1.4 控制合適的氫油比

在反應器的能量平衡中，循環氫帶入的熱量占總熱量的70%左右[5]。因此控制合適的氫油比對反應器的用能影響較大。150×104t/a蠟油加氫裝置設計氫油比不小于550，而在開工初期，150×104t/a蠟油加氫裝置氫油比控制在950以上。

降低氫油比，可降低系統壓降，進而可以降低循環氫壓縮機能耗，減少蒸汽用量，同時也降低了加熱爐負荷、減少了燃料氣消耗及空冷電耗。因此，將氫油比控制在600～700較為適宜。

2.1.5 避免系統壓降增大

反應系統壓降大，就會造成循環氫壓縮機負荷增大，能耗上升，若壓降上升過快還會影響裝置的長周期運行[6]。目前車間通過監控原料系統鐵離子含量，優化SR101運行等措施有效控制反應器床層壓降。

2.1.6 提高新氫純度

150×104t/a蠟油加氫裝置新氫純度要求控制不小于99%，而實際供氫裝置所供新氫無法達到99%的要求，通過對富氫二單元優化操作，自產氫氣純度提高至92.5%以上，同時煉油廠PSA開工后，150萬蠟油加氫裝置新氫純度由90%提高至93%以上，新氫消耗流量減少后，循環氫流量隨之減少，加熱爐瓦斯消耗出現下降[7]。

2.2 改造工藝流程

通過增加除氧水與低溫熱的跨線，除氧水先進行加熱后再進入蒸汽發生器，此時蒸汽產出量會明顯增加，0.45 MPa蒸汽產出量由2.8 t/h增加至4.5 t/h。

2.3 加強設備維護保養

2.3.1 疏水器及時處理和更換

裝置運行過程，疏水器出現故障（主要為疏水器直排），將引起凝結水背壓增大，進而影響其他疏水器的正常運行，車間通過定期對疏水器測溫，發現空氣預熱器的疏水器直排尤為嚴重，對疏水器進行更換處理，處理后疏水器只疏水不排氣，蒸汽消耗也有了明顯降低。

2.3.2 空冷翅片清洗

裝置長時間運行后，A101空冷翅片管便面積灰結垢較多，冷卻效果差。為保證空冷冷卻后溫度，A101變頻負荷增大，增加了電耗。通過定期對空冷翅片進行清洗，可提高空冷冷卻效果，降低能耗。

2.3.3 加強保溫、伴熱管理

設備及管線的散熱損失是蠟油加氫裝置生產過程中能量損失的主要形式之一。保溫管理主要包括：正確選擇保溫材料；確定經濟的保溫厚度和合理的保溫結構；提高施工質量；經常性的檢修維護[8]。

蠟油加氫裝置蒸汽伴熱共計18個蒸汽伴熱盤，196條蒸汽伴熱線，在蒸汽伴熱的管理方面，主要包括：根據季節投停蒸汽伴熱線；停用伴熱充氮防腐；疏水器定期檢查與處理。

2.4 優化過程控制

在滿足換熱器循環水最低流速的前提下，根據換熱器冷后溫度，對循環水閥門開度進行調整，降低循環水用量[9]。

根據各物料溫度情況，及時停用循環水換熱器：如石腦油外送循環水換熱器，熱源入口溫度40℃，滿足外送石腦油的要求，可將此換熱器停用。

嚴格控制加熱爐氧含量為1.0%～2.5%，空氣預熱器排煙溫度控制在135～140℃，加熱爐熱效率控制在93%以上[10]。

對裝置空冷的調節提出要求，在空冷變頻負荷未達到95%前，空冷百葉窗不得關小。

3 節能措施效果

根據150×104t/a蠟油加氫裝置的能耗影響因素，采取各項節能措施，150×104t/a蠟油加氫裝置綜合能耗自18.65 kg/t(標油)降低至12.93 kg/t(標油)，150×104t/a蠟油加氫裝置標定期間的綜合能耗見表3。

表3 150×104 t/a蠟油加氫裝置標定期間的綜合能耗

在經濟效益方面，對燃動成本進行計算，150×104t/a蠟油加氫裝置總燃動成本從4 561.1元/h降低至3 362.86元/h，增加經濟效益1 198.24元/h，總燃動成本測算見表4。

表4 總燃動成本測算

4 總結

通過對150×104t/a蠟油加氫裝置的能耗組成以及影響能耗的因素進行分析，采取了各項節能措施，包括分餾加熱爐F201停爐運行，降低反應加熱爐F101燃料氣消耗，提高原料進裝置溫度，控制合適的氫油比，提高新氫純度，改造工藝流程，加強設備維護保養等，150×104t/a蠟油加氫裝置綜合能耗從18.65 kg/t(標油)降低到12.93 kg/t(標油)，總燃動成本從4 561.1元/h降低至3 362.86元/h，增加經濟效益1 198.24元/h。