裂解汽油加氫裝置節能管理及潛力分析

林忠海

（福建聯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行脫瓶頸擴能改造后，裂解汽油加氫裝置設計處理能力將由原來的50 萬t/年增加到65 萬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，流程順序從原來的先反應后分離改為先分離后反應，粗裂解汽油經過預分餾系統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）經過兩段加氫反應使不飽和烴轉化為飽和烴，所含的有機硫轉化為硫化氫。加氫后的中心餾分經穩定塔進一步脫除氫、甲烷和硫化氫而得到加氫汽油產品，并送至界外加氫汽油儲罐作為芳烴抽提原料。預分餾系統得到的不加氫C5-餾分和C9+餾分同樣送至界外?；谏鲜銮闆r，為滿足不同生產計劃安排，需要裝置兼備多種不同工況流程。

2 裝置節能工藝管理工作

2.1 二段進出料換熱器改造

原二段反應器進出料換熱器E80860 的型式為板殼式換熱器，設計熱負荷1330 kW，總換熱面積900 m2。在裝置運行的前20 個月，板殼式換熱器換熱效果較好，通過自身換熱即可將反應進料加熱到反應起始溫度，加熱爐處于停用狀態。隨著裝置運行時間加長，物料在板片兩側逐漸生產聚合物，換熱器傳熱效率下降，并且換熱器壓降逐漸升高，為保證反應器入口溫度，應重新投用加熱爐，而加熱爐燃料氣用量最大達到155 kg/h，換熱器兩側總壓降比運行初期升高了191 kPa。

通過改造新增二段反應器進出料換熱器E80860B，由于冷、熱流進出口溫差大、熱負荷高，進出料換熱器采用了4 臺雙殼程U 形管換熱器串聯操作，由中國石化工程建設有限公司（簡稱SEI）完成設計[1]。運行57 個月后，換熱器E80860A 與E80860B操作參數比較如表1所示。

表1 換熱器E80860A 與E80860B 操作參數比較

從運行數據可以看出，雙殼程U 形管換熱器抗結垢能力強，傳熱性能穩定，壓降上升緩慢，較好地實現了裝置長周期運行，其中，換熱器E80860B 運行末期管殼程總壓降159 kPa 較運行初期的118 kPa僅升高了41 kPa，且末期總壓降仍與板殼式換熱器E80860A 運行初期的壓降相當。

在連續57 個月運行期間，雙殼程U 形管換熱器表現優異，使加熱爐處于停爐狀態。裂解汽油加氫裝置第一次實現了正常運行的零燃料氣消耗，而且改進后的列管式換熱器E80860B 既節約了燃料氣用量，又保證了裝置長周期運行。

2.2 換熱流程優化

通過對裂解汽油加氫裝置的冷熱物流進行夾點分析，優化換熱流程，充分利用裝置內熱物料的熱量，減少了循環水的用量和蒸汽消耗。為此，SEI 采用夾點分析技術，根據夾點分析原理，對裂解汽油的換熱流程進行優化，以此達到降低裝置能耗的目的。

2.3 脫碳九塔改造，停用真空泵

通過對脫碳九塔進行新增改造，將原脫碳九塔拆除，由正壓操作變更為負壓操作，進而大大降低蒸汽消耗。

另外，由于C80850N 設計是負壓操作，故系統設置了抽真空泵P80851A/B，裝置開工后經過不斷摸索，使真空系統得以順利建立。在正常運行一段時間后，嘗試將真空泵P80851A/B 停用，停泵后C80850N壓力穩定，能維持正常操作，既節約電能耗，也減少維護成本。

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別是，投用C80820 或投用C80880N 塔，其他系統相同。

兩種工況在進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 標油/t 加氫汽油。

3 裝置節能潛力分析及措施

3.1 二段加氫反應熱優化利用

優化二段加氫反應器出口換熱器的工藝操作，充分利用二段反應余熱，以保證長期停用加熱爐，達到節能環保的目的。

3.1.1 一段加氫反應的影響

裂解汽油經一段選擇性加氫除去高聚合性的二烯烴和共軛芳烴，再經二段加氫使單烯烴飽和并脫除硫、氮、氧等雜質后，去芳烴抽提裝置。在此過程中，裂解汽油加氫催化劑作為加氫技術的核心發揮了決定性作用。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，成為裝置節能降耗、環保減排的難點。如果一段加氫催化劑選擇性偏低，導致加氫放熱大部分在一段以低溫熱釋放，二段高溫加氫放熱無法實現自熱平衡，需要由加熱爐補償。基于上述問題，通過工藝優化調整保持一段加氫催化劑的選擇性，是解決停用二段進料加熱爐難題最經濟、有效的手段。

2019年開始，由于乙烯裂解原料發生變化，原料粗裂解汽油中溴價下降，基本維持在15 g Br/100 g以下。根據運行數據統計分析出了一段反應出口溴價與二段反應溫升關系，如圖1所示。

圖1 一段反應出口溴價與二段反應溫升關系

從圖1可知，當一段反應出口溴價逐漸下降時，二段反應溫升逐漸降低，根據目前換熱器情況及運行經驗可知，當二段反應溫升小于34 ℃時，二段反應出口換熱器很難滿足自熱平衡，需開加熱爐補充熱量以維持二段反應熱。因此，在保證一段反應出口雙烯值合格（不大于2 g 碘/100 g 油）的前提下，盡可能提高一反出口溴價，以達到二段高溫加氫放熱實現自熱平衡的目的。在日常工藝管理中主要通過以下措施來管控。

（1）控制一段反應入口溫度，升高溫度能加快反應速度，同時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，從而縮短運轉周期。而且溫度的升高，導致放出更多的熱，該現象可通過反應器溫升顯示出來，且床層的允許最大溫差是60 ℃。為使反應器出口物料合格，原則上可以通過調節反應器入口溫度或增加氫分壓來實現。當一段反應系統催化劑床層出現溫升過高時，應采取增大循環液量、降負荷、降溫、降壓等處理措施。

（2）控制一段反應配氫量，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加氫反應，抑制聚合作用的發生。當壓力穩定，配氫組成不變的情況下，可以通過控制配氫氣的流率來改變氫分壓。在催化劑活性下降時，盡量提高一段反應器的氫氣量。由此可見，提高氫氣量不僅有益于原料分布和總體反應能力，而且可以提高烯烴加氫率，減少膠質生成，延長催化劑使用壽命。

（3）通過再生燒焦保持催化劑高選擇性、高活性，當反應器入口溫度已提至操作上限仍不能使出口產品合格時，應停車對催化劑進行再生。另外，雖然反應器入口溫度還未提到操作上限，但反應器出、入口壓差較大（控制指標≤0.25 MPa），這時也應進行再生。

（4）進一步探究運用高選擇性、節能型的一段加氫催化劑[2]，通過高選擇性地轉化雙烯烴和苯乙烯，降低一反加氫的烯烴損失，將一反的低溫放熱有效轉變為二反的高溫放熱。

3.1.2 二段加氫反應器出口換熱器壓差的影響

目前二段加氫反應器出口換熱器采用4 臺雙殼程U 形管換熱器串聯操作，隨著裝置運行，由于苯乙烯等烯烴聚合結焦可能堵塞換熱器管束，將會影響其換熱效率。當管程壓差大于95 kPa，殼程壓差大于80 kPa 時，說明管束結焦較為嚴重，換熱器效率下降，需開加熱爐維持運行，因此在日常工藝管理中，要密切關注壓差變化情況，嚴控一段反應出口的苯乙烯含量（小于0.3 wt%），減緩結焦形成，當壓差上升后換熱器應及時進行檢修清理，以恢復換熱效率，降低能耗。

此外，由于原料溴價的降低，同時二段催化劑運行時間增長，二段加氫反應溫升呈現逐漸降低趨勢，可能低于30 ℃，可考慮采用高效換熱器以達到長期停爐的目的[3]。

3.2 二段反應器出口采用熱高分流程利用反應余熱

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

3.3 穩定塔塔釜產品采出改自壓外送

目前穩定塔操作壓力0.4 MPa，儲運罐區加氫汽油產品罐為常壓罐，氮封壓力1 kPa，穩定塔釜產品采出靠泵外送，該泵額定功率11 kW，根據流程壓差，可以實現自壓外送，需在現有流程增設跨線，停泵后可節約電耗88 000 kW·h，降低費用4 萬元，同時可減少機泵運維成本。

3.4 工藝參數優化

利用流程模擬軟件，實時優化調整各精餾塔的回流比及溫度、壓力等參數，降低裝置能耗。通過變更對穩定塔工藝參數，進行降壓、降回流比操作能達到降低蒸汽消耗的效果[5]。

4 結語

綜上所述，裂解汽油加氫裝置的節能潛力重點在于二段加氫反應熱優化利用，通過控制一段加氫反應，提高二烯烴和苯乙烯加氫反應的選擇性，保證一段反應出口溴價，以滿足二段加氫反應放出足夠的熱量。此外，二段加氫反應器出口換熱器作為關鍵熱量回收設備，可監控其運行狀況，保證其良好的換熱效率，能夠實現長期停用加熱爐，以此達到節能環保的效果。