干气和氢气资源优化利用

2012-11-15吴振华张金河中国石油化工股份有限公司塔河分公司

石油石化节能 2012年4期

吴振华张金河（中国石油化工股份有限公司塔河分公司）

干气和氢气资源优化利用

吴振华张金河（中国石油化工股份有限公司塔河分公司）

某厂自二期项目投产以来，装置联合生产时，出现干气、氢气系统匹配不平衡现象，尤其是夏季全厂干气富裕，导致气柜回收干气压力增加，时常出现干气排火炬放空燃烧的情况，造成能源的浪费。为了实现全厂合理用能、节约成本的目标，采取制氢装置掺炼焦化干气、焦化装置增加溴化锂、适时调整制氢装置配氢量、优化加氢装置膜分离的生产操作、控制加氢装置精制反应深度、加氢装置低分气回收氢气等措施对全厂干气系统、氢气系统进行优化，减少全厂氢气消耗和干气产量，解决夏季干气及氢气系统不平衡的问题。

干气氢气优化措施平衡

2011年，随气温回升某厂炉用燃料需求减少，净化干气（硫磺回收装置处理后干气）过剩问题逐渐突出，预计全厂夏季净化干气产量在32000m3/h左右，全厂各加热炉干气耗量在25000m3/h左右，富余干气7000m3/h左右。为合理利用富余干气，对全厂干气系统和氢气系统进行了优化，解决了两系统不平衡问题。

1 装置及用量

某厂耗氢装置为100×104t/a汽、柴油加氢装置和140×104t/a汽、柴油加氢装置。根据目前实际生产计算100×104t/a汽、柴油加氢装置（1＃加氢）每小时消耗氢气量为8500m3/h（标况，以下同）左右，140×104t/a汽、柴油加氢装置（2＃加氢）每小时消耗氢气量为15200m3/h左右，2套装置合计需要耗氢23700m3/h。

某厂目前共有3套产氢装置，其中有1套15×104t/a固定床重整装置，产氢2800m3/h左右。另有2套天然气制氢装置，1套生产能力为8000m3/h（1＃制氢），因冬季生产氢气需求调整及节能需要已停用；另外1套生产能力为20000m3/h（2＃制氢），产氢19500m3/h，2套装置合计产氢22300m3/h。目前产氢装置与耗氢装置恰好达到产耗平衡状态。

2 优化思路

某厂从节能降耗的角度出发，夏季最优化的路线仍采用2#制氢装置和重整装置向全厂供氢，同时2#制氢处理掉过剩干气。按目前产耗情况推算，夏季干气、氢气的产耗系统不平衡，具体预测见图1。

受全厂干气组成影响，干气制氢产氢量较天然气有所下降，并且因含有2%~4%的烯烃含量，为保证烯烃烷烃化，需要加入10%~20%的返氢量，这将进一步导致产氢下降。因此，在不做任何优化的前提下，全厂产氢缺口将有2400m3/h，无法满足耗氢装置需求。

从图1可以看出，要保证1#制氢不开同时消耗过剩干气，需要采取优化措施。

2.1 提高2#制氢掺焦化干气比例

2011年7—9月份，2#制氢装置在处理量7000 m3/h的基础上，通过采取“跟踪制氢原料组成分析，根据组成差别，适时调整装置返氢比例和水碳比；控制好预转化反应器入口温度，充分利用预转化催化剂低温性能裂解C2+烃类，保护转化催化剂防止结碳；优化制氢转化炉运行，合理调整炉膛温差，使转化炉炉膛温度更均匀，充分发挥每根炉管催化剂性能等”措施，按65%即4500m3/h以下掺入焦化净化干气后，降低加氢反应器入口温度310℃以下，配氢比控制在4%～6%左右，加氢反应器的催化剂床层热点温度不会超过400℃，氧化锌脱硫反应器出口硫质量含量＜0.2×10-6。降低预转化反应器入口温度保证了预转化气出口乙烷含量＜0.3%；增大水碳比至3.5以上，适当降低转化炉入口温度，提高转化炉炉膛温度保证了转化炉出口转化气的质量；同时吸附时间根据产品氢纯度适当减小。这些措施基本符合了焦化干气多硫多烯烃的适应要求，转化气中氢含量及转化率均没有明显下降，掺入焦化干气后对转化催化剂活性影响不大。

2.2 适时调整制氢装置配氢量

2011年，为了全厂节能考虑，不开1#制氢装置，为平衡全厂干气，必须逐步加大2#制氢装置中掺炼系统脱硫干气的比例。为保证制氢装置混合原料气充分脱硫，防止转化催化剂中毒，同时由于掺炼干气后，混合原料气中烯烃含量增高，为防止转化催化剂结碳，装置需要采取较大配氢比操作。如干气中烯烃和硫含量能及时优化，可降低配氢量。2011年7—9月份，2#制氢共掺炼干气5121 t，配氢比例根据原料质量变化情况，由计划的20%降至实际的10%，折合减少配氢量107t。

2.3 优化加氢膜分离的生产操作

2010年，1#、2#汽、柴油加氢膜分离正常生产时将产生约1000m3/h的气体，并排往硫磺干气管网。为了避开白天气温高所带来的燃料气饱和过剩的工况，结合加氢高分压力及循环氢H2S分析，2011年调整膜分离的生产负荷及生产时间，白天膜回收低负荷运行，减少非渗透气去硫磺，夜间适当提高膜回收负荷，确保循环氢中硫化氢含量不大于2%，加氢装置馏出口柴油产品中硫质量含量不大于1700×10-6。

2.4 控制汽、柴油加氢精制反应深度

2010年，全厂1#、2#汽、柴油加氢精制装置产品精制柴油的平均硫含量为1200×10-6，远低于内控指标1700×10-6，质量富裕度较大。2011年，通过调整加氢精制反应器的入口温度来控制反应器床层温度，减少加氢精制的反应深度。生产精制柴油时及时调整加氢反应器入口温度，严格控制在282～294℃之间，通过控制加氢精制的反应深度，减少装置的氢气消耗和干气产量。

2.5 焦化装置操作优化，降低干气负荷

2011年，焦化装置主要优化措施为：减少焦炭塔的吹汽、放空时间，降低气柜进气负荷，将焦炭塔的大吹汽蒸汽用量严格控制在5t/h以内，吹汽时间由原来的3h缩短至2.5 h；调整适当的液气比，由2010年的4.06∶1调整为2011年的4.15∶1；适当增加了补充吸收剂量，改善了吸收效果；优化解吸中段和塔底重沸器的取热比例，通过适当加大中段取热和降低塔底取热的方式来获得较低的解析气流量；通过提高稳定塔重沸器回流温度的方式减少液态烃的大循环。

2.6 1#焦化增加溴化锂制冷措施，降低干气产量

2011年初，1#焦化增设溴化锂制冷工艺，将稳定汽油冷却器（E407）、吸收塔中段冷却器（E403A B）的冷却介质由循环水更换为溴化锂，降低补充吸收剂、吸收塔中段油温度，改变吸收塔的吸收效果；将稳定塔顶冷却器E406A BCD中E406B、E406D的冷却介质由循环水更换为溴化锂，降低液化气冷后温度，该项目正在实施，预计2012年可将干气中C3+含量由4%以上降至3%以下，有效降低夏季全厂干气过剩现象，预计降低干气1.5t/h。

2.7 2套加氢装置低分气中氢气回收

2011年，全厂存在氢气资源流失现象，富氢气体有待集中提纯、回收，其中1#、2#加氢精制装置低分气富含氢气浓度高达87%，回收效益可观（表1）。

表1 2套加氢装置低分气中氢气含量

2012年，计划利用原有1套膜分离系统将氢气提纯后，增加1台增压机将氢气加压后并入氢气系统管网回用。1#、2#加氢装置在正常负荷生产时，产生低分气量为1800 m3/h，平均氢气浓度为80%，回收率为80%，生产氢气成本按8000元/t计算，全年可产生效益688.9万元。

优化后的夏季全厂干气、氢气平衡预测见图2。

优化后2#制氢装置满负荷生产，并且按70%负荷掺炼干气，全厂干气、氢气达到平衡优化。

3 经济效益测算

2011年，全厂干气、氢气系统平衡优化后，实现了停开1#制氢装置和减少干气排火炬的目的。1#制氢装置开工，每产氢1 t需要消耗：电量997 k W h，成本508元；3.5 MPa蒸汽11.1 t，成本999元；循环水160t，成本160元；燃料气0.01 t，成本16.1元，合计1683.1元。如不进行优化，2400 m3/h氢气缺口将造成363.15元/h费用。夏季过剩干气如不利用而是外排火炬，则7000m3/h可产生8046.78元费用。因此，在不进行优化的前提下，每小时损失费用在8409.93元，月损失625.70万元。优化后，全年夏季按三个月计算可增加效益1877.1万元，加上低分气回收氢气产生的效益，预计至2012年合计增加效益2566万元。