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1、汽油加氢装置能耗分析与节能措施王丽君;杨仕海;郭林超;殷纪国;邓成硕【摘要】The composition of energy consumption and its influential factors of gasoline hydrogenation unit were analyzed. The energy consumption of the unit was reduced from 907.49 MJ/t to 671.62 MJ/t by operation optimization,technical management improvement,and technica
2、l transformation and other measures.%文中对汽油加氢装置的能耗组成以及影 响能耗的因素进行了分析，通过优化操作、完善技术管理、采取技术改造等措施， 将装置能耗从907.49 MJ/t降低到671.62 MJ/t，经济效益显著。期刊名称】 炼油与化工年(卷),期】 2016(000)001【总页数】3页(P24-26)【关键词】 汽油加氢装置;节能;能耗;节能措施【作 者】 王丽君;杨仕海;郭林超;殷纪国;邓成硕【作者单位】 乌鲁木齐石化公司炼油厂，新疆乌鲁木齐830019;乌鲁木齐石化公 司炼油厂，新疆乌鲁木齐830019;乌鲁木齐石化公司炼油厂，新疆乌鲁木
3、齐 830019;乌鲁木齐石化公司炼油厂，新疆乌鲁木齐830019;乌鲁木齐石化公司炼油 厂，新疆乌鲁木齐830019【正文语种】 中 文中图分类】 TE624.41 乌鲁木齐石化公司炼油厂汽油加氢装置的主要设备有压缩机、反应器、加热炉、机 泵等。汽油加氢装置采用“ M-DS O催化汽油加氢脱硫降烯烃组合工艺技术”。其 主要原料为炼油厂催化裂化重汽油，主要产品为精制汽油，凝缩油，副产品为干气 酸性气，设计能力为600 kt/a，开工时间达到8 400 h/a，2011年7月装置一次 试车成功。1.1 装置综合能耗汽油加氢装置设计综合能耗指标见表1。从表1可以看出，汽油加氢装置设计综合能耗为1
4、076.724 MJ/t，属于高能耗装 置1。1.2 能耗高的原因分析（1）反应器进行吸热反应在工艺流程先M反应器后D反应器的加工方案下，FCC重汽油在M反应器内进 行的反应为:部分低辛烷值的长链烃分子裂解为高辛烷值的碳五、碳六短链烃分子； 正构烷烃的异构化；烷烃分子的芳构化；部分烃类分子的叠合，此外还存在一定的 加氢脱硫反应。M反应器入口温度为380 385C,出口温度为368 372工，存 在13C的温降。装置在设计中，并未考虑M反应器内各类反应的优先级，设计M反应器入口温度 380C,出口温度410C,温升30C。然而实际反应器存在13C的温降，反应加 热炉F101实际入口温度比设计入口
5、温度低50C左右，加热炉燃料气实际单耗远 高于设计单耗。燃料气用量对比情况见表2。（2）设计进料为冷进料 为避免原料水含量会对加氢催化剂及改质催化剂造成致命影响，其催化剂要求原料 水含量不得大于500x10-6。在装置开工初期，装置进料温度偏低，平均30 40C。在冷供料阶段，燃料气用量增大。（3）反应系统热量平衡不均2013年3月，装置反应系统加工流程由先D反应器后M反应器调整为先反应器M 后 D 反应器。在流程调整后，热量不平衡问题随着催化剂活性的衰减开始凸显， 由于脱硫反应器反应温度依靠改质反应物料换热来控制，因此在催化剂使用末期或 者国V汽油生产阶段，必须不断提高脱硫反应温度，要求大量
6、改质反应产物不与原 料换热直接进入脱硫反应器中，从而造成反应原料预热后温度下降，引起加热炉入 口温度下降，最终导致改质反应温度随着脱硫反应温度的提高而不断下降，从而难 以发挥改质反应效果，辛烷值损失将不断增加。另一方面，由于脱硫反应温度的不断提高，其反应出口温度也将大量提高，从而导 致反应产物空冷入口温度及出口温度上升，出现“原料取热不够，反应热利用不全， 空冷负荷较大”的困境。使原料经过换热之后进加热炉温度相比设计温度更低，加 热炉热负荷增大。（4）循环氢脱硫系统负荷较低 同类汽油加氢装置，仅设溶剂缓冲罐及循环氢脱硫塔，并未设溶剂再生塔及配套系 统,MDEA由溶剂再生装置进行再生。该装置所设
7、的循环氢脱硫溶剂系统2单 元能耗较高，循环氢脱硫溶剂系统单元综合能耗见表3。2.1 优化工艺运行（1）利用压差供料、停运新氢压缩机为提高M反应器的改质效果，对反应系统压力进行调整，将反高分降低至1.6MPa。因装置氢耗较低，仅为2 500 m3/h左右，设计时新氢进装置增设了 1条 至循环氢压缩机入口的跨线。 2012年3月，装置利用压差供料的原理 3 ，通 过新氢进装置至循环氢压缩机入口跨线，将新氢压缩机停运，从而节约了大型压缩 机K1101A/B的电耗及维修维护费用。（2）利用压差供料、停运稳定塔底泵该装置稳定塔C-1201操作压力为0.9 MPa左右，而C-1201产品重汽油外送至 重催
8、车间脱硫醇单元的原料罐，其操作压力为0.1 0.2 MPa。2012年4月，利 用压差供料的原理，将稳定塔C-1201底部泵P-1202停用，产品重汽油直接压送 至重催车间脱硫醇单元，从而节约了 P1201A/B的电耗及维修维护费用。（3）反应系统间歇注水 2012年5月，根据装置原料分析、含硫污水分析，将反应注水改为间歇注水， 1 周进行注水3次，每次36 h,从而节约了 P1405A/B的电耗及装置除盐水的消 耗4。（4）提高新氢纯度汽油加氢装置新氢纯度要求控制不小于99% ，而实际供氢装置所供新氢无法达到 99%的要求，目前炼油厂 PSA 开工之后，新氢纯度从原有 90%提高至 93%左
9、右， 新氢消耗流量减少后，循环氢流量随之减少，加热炉瓦斯消耗出现下降。2.2 技术改造措施（1）增设热循环线装置原设计开工循环线为40工冷供线，部分循环方案下原料重汽油温度无法提高 至70C以上，进而影响加热炉负荷。通过在产品汽油水冷器前增设热循环线，部分7080C范围内的循环油进入原料 中，原料重汽油进料温度可提供至75 85C以上。（2）循环氢脱硫溶剂系统改造 通过改造，将溶剂再生系统改至溶剂再生单元（硫磺回收装置）统一再生处理，贫 液由硫磺回收装置直供溶剂缓冲罐D-1303，循环氢脱硫塔C-1301塔底富液送回 硫磺回收装置进行再生5。通过此项流程改造，可降低电耗85 kWh,循环水消耗
10、120 t/h，蒸汽消耗1.5 t/h。（3）注水氮保流程改造D-1402除盐水罐使用氮保维持0.10.4 MPa，氮气排放至低压瓦斯系统，增加 了低压瓦斯系统氮气含量，增加了装置氮气耗量。通过流程的优化改造，将D- 1402 注水罐使用氮保改为对大气直排，不但解决低压瓦斯系统氮气含量高的问题， 而且并节约了装置氮气耗量。2.3 加强设备维护保养（1）反应空冷清洗经过长周期运行后，反应空冷A1101出现翅片积灰结垢，冷却效果差的现象。为 保证空冷冷后温度，降低空冷电耗，在夏季运行期间定期对空冷进行清洗，可提空 冷冷却效果，降低装置能耗。（2）加强保温管理 为防止设备及管线的散热损失，对装置全面
11、进行保温排查，对缺少保温部分进行统 计，正确选用保温材料和保温结构，整改所存在的保温问题共计123处。（3）完善伴热系统 装置设计液面计伴热为蒸汽伴热，然而系统凝结水由于背压较高，蒸汽伴热疏水不 畅，经常出现伴热线冻凝现象，只能将疏水器产生凝结水排放至地沟，从而造成凝 结水难以回收，用水损失增大。车间将装置大量蒸汽伴热改造为采暖水伴热，从而 减少蒸汽消耗。2.4 优化过程控制（1）在满足换热器（E1204、E1203、E1103 ）循环水最低流速的前提下，根据 换热器冷后温度，对循环水阀门开度进行调整，降低循环水用量。（2）加大对节汽查漏的检查力度，对存在直排的疏水器，及时进行调节或更换， 消
12、除了蒸汽凝结水直排点，降低蒸汽损耗。（3 ）严格控制加热炉氧含量为2.5%4%，空气预热器排烟温度控制在135 145C,加热炉热效率控制在91%以上。根据0.6 Mt/a汽油加氢装置的能耗影响因素，通过工艺优化运行，采取各项技术改造措施，加强设备维护保养日常管理，优化过程控制，综合能耗自907.49 MJ/t 降低至671.62 MJ/t，2015年9月15日的综合能耗见表4。(1)对反应系统流程进行改造，在 A1101 入口线新增反应产物换热器 E1101D，与反应原料进行换热。通过换热，A1101入口温度由195C降低至135C以下，反应原料温度由77C提高至135C以上，反应原料再经过
13、E-1101B、E-1101C、 E-1102换热后达到300C进入F1101 ,从而降低F1101负荷。(2 )反应加热炉F101火嘴更换为高效燃烧低氮火嘴，在满足环保排放指标要求 的前提下，燃料气充分燃烧，提高加热炉的燃烧效率。(3 )反应系统空冷A1101B、稳定系统空冷A1201 ,变更为变频空冷，可进一步 降低装置电耗。【相关文献】1董大清国外清洁柴油加氢催化剂技术进展J 华工科技市场，2010 ,33 ( 7 ) :1-8.2 方向晨炼油工业技术知识丛书一加氢精制M 北京:中国石化出版社，2006:26-27. 3 徐仲龙.裂解汽油加氢装置节能改造浅析 J .山东工业技术, 2015 ( 3 ) :47-48. 4 吕爽,张文斌.裂解汽油加氢装置节能改造 J .乙烯工业, 2013 ( 4 ) :50-53. 5 张炜.裂解汽油加氢装置的节能改造方案 J .石油化工, 2013 , 42:795-801.
汽油加氢装置能耗分析与节能措施
