130×104 t/a加氢裂化高压换热器优化设计

张运虎 苏赞澎 闫虹 李长东

（1.辽阳石化公司炼油厂；2.中国昆仑工程有限公司；3.辽阳石化公司研究院）

1 装置概况

辽阳石化公司加氢裂化装置是第二套国产化装置，串联式中间馏分油循环流程，装置自建造以来经过多次改造，目前为130×104t/a 串联式一次通过流程。原料主要是俄罗斯原油直馏蜡油，可以掺炼部分焦化蜡油抽余油和催化柴油[1-5]。装置共有6台高压换热器，分别为反应流出物与原料油、循环氢、低分油换热，换热流程示意图如图1所示。

图1 换热器流程示意图

高压换热器E1101、E1102、E1104是反应流出物与原料油换热，但是分别是两种不同换热流程。其中E1101、E1104 是一组换热流程，原料油经泵P1101进入E1101、E1104换热，然后和循环氢混合进入精制反应器；E1102 是另一组换热流程，原料油经泵P1114 进入E1102 换热，然后并入E1101、E1104 原料油出口管线，和循环氢混合进入精制反应器。

加氢裂化一共有4台进料泵，分别是P1101A/B、P1114A/B，正常生产时候仅P1101A/B 运行，P1114A/B 停，导致换热器E1102 处于未投用状态，浪费换热器取热面积，造成原料油换热后温度较低，只能用循环氢加热炉提温，能耗较高。同时，反应流出物有部分热量没有取出，造成高压空冷冷却后温度较高，每到夏季成为制约装置高负荷运行瓶颈问题。通过设计两个改造方案，将E1102利用上，提高了原料油换热温度，同时解决了影响装置高负荷运行瓶颈问题。

一是E1102 并联方案：通过在P1101A/B、P1114A/B泵出口处加跨线和阀门，将P1101A/B出口流量分流到P1114A/B出口，将E1102换热器利用上。

二是E1102 串联方案：将E1102 和原料油换热器E1101、E1104串联起来进行换热。

2 E1102并联方案

2.1 改造方案

通过在P1101A/B、P1114A/B 泵出口处加跨线和阀门，将P1101A/B 出口流量分流到P1114A/B 出口，原料泵P1101、P1114 现场及加入跨线位置，改造后换热流程示意图如图2所示。

图2 改造后换热流程示意图

现场两泵出口管线增加跨线和手阀，通过手阀调节去P1114出口流量，完全关闭阀门可以恢复到初始操作状态，操作灵活。

2.2 建立模型

首先根据处理量为150 t/h时DCS（分布式控制系统）数据，用Aspen Plus 建立高压换热器流程，Aspen Plus模拟换热器数据见表1。

表1 Aspen Plus模拟换热器数据

将模拟的原料油换热后和循环氢换热后温度列，见表2。

表2 Aspen Plus模拟值和实际值对比

从表2 中可以看出，误差最大为2.5 ℃，这主要是由于模型中物料性质和实际有一定偏差，但整体误差较小，能够为高压换热流程改变提供依据。

2.3 利用模型计算

1）前面已经模拟出部分换热器UA值，由于换热器E1102 没有投用，无法模拟出UA 值，但是E1101、E1102 换热器类型相同，认为两换热器UA值相同。知道换热器的UA 值，然后建立E1102 投用的换热流程，E1102并联后模拟换热器流程图3。

首先模拟总进料量为150 t/h，E1102 流量从0 t/h 增加至150 t/h、E1104/E1101 流量从150 t/h 降至0 t/h，原料油换热后总温度变化，E1102 流量变化对原料油换热后温度影响见图4。

从图4 中可以看出，随着分流到E1102 流量从0 t/h增加至150 t/h，原料油换热后总温度先提高后降低，是一个变化过程，当流量为70 t/h 时，原料油换热后温度最高。

2）现在将E1102 进料量设置为70 t/h，E1104/E1101流量为80 t/h，模拟投用E1102后原料油换热温度的变化，E1102投用后模拟换热器数据见表3。

图3 E1102并联后模拟换热器流程

图4 E1102流量变化对原料油换热后温度影响

表3 E1102投用后模拟换热器数据

从表5 中可以看出，E1102 投用前消耗燃料0.505 t/h，投用后消耗燃料0.341 t/h，即经过改造后可预期节约燃料消耗0.164 t/h。每年按8 400 h 计算，可节约燃料气1 377 t，创效370万元。

2.4 解决夏季高负荷生产瓶颈

目前由于E1102未充分利用，反应生成油热量取出不足，导致夏季高负荷生产空冷冷后温度高，成为制约装置夏季高负荷运行瓶颈。经过模拟得到E1102 投用前后反应流出物换热器温度，反应流出物换热器前后温度对比见表6。

从表6 可以看出，E1102 换热器投用后，反应流出物经各换热器后，相互对应的温度都有所降低。空冷冷后温度由55 ℃降低至50.9 ℃，降低了4.1 ℃，解决了夏季影响装置高负荷生产瓶颈问题。

同时考虑温度变化对高换铵盐结晶的影响，反应流出物有三个注水点，分别位于E1105、E1106、A1101 前，NH4Cl 结晶温度是180～200 ℃，NH4HS 结晶温度150℃[6]，投用E1102 后，E1105 前温度为234.9 ℃，大于NH4Cl 结晶温度，能够保证铵盐不结晶。

3 E1102串联方案

E1102 投用前后原料油和循环氢换热后温度对比见表4。

表4 E1102投用前后原料油和循环氢换热后温度对比

3.1 改造及模型建立

前面方案将原料油分流，将139 ℃原料油与350 ℃反应流出物在E1102 换热，温差较大，跨夹点[7-8]，造成热量损失。此方案是将换热器E1102串联起来，温差较小，热量能更好利用，但是现场改动相对较大，换热器改造后流程示意图见图5所示。

从表4 中可以看出，E1102 投用前后，原料油温度提高了23.3 ℃，循环氢温度降低了26。循环氢经过加热炉加热后，和原料油炉后混氢，保持总混合温度360 ℃进入精制反应器R1101，现在将E1102 投用，E1102 投用前后加热炉负荷及消耗燃料气量对比见表5。

表5 E1102投用前后加热炉负荷及消耗燃料气量对比

图5 换热器改造后流程示意图

表6 反应流出物换热器前后温度对比 单位：℃

图6 E1102串联后模拟换热器流程

利用Aspen Plus 建立E1102 串联后模拟换热器流程如图6所示。E1102投用前后换热温度见表7。

表7 E1102投用前后换热对比 单位：℃

从表7 中可以看出，E1102 投用前后，原料油温度提高了27.9 ℃，循环氢温度降低了21.3 ℃。循环氢经过加热炉加热后，和原料油炉后混氢，保持总温度360 ℃进入精制反应器R1101，现在将E1102 投用，E1102 投用前后加热炉负荷对比见表8。

表8 E1102投用前后加热炉负荷对比

从表8 中可以看出，E1102 投用前消耗燃料0.505 t/h，投用后消耗燃料0.264 t/h，即经过改造后可预期节约燃料消耗0.241 t/h。每年按8 400 h 计算，可节约燃料气2 024 t，创效544万元。

3.2 解决夏季高负荷生产瓶颈

将其中反应流出物换热器前后温度对比见表9。从表9中可以看出，E1102换热器投用后，反应流出物经各换热器后，相互对应的温度都有所降低。空冷冷后温度由55 ℃降低至49 ℃，降低了6 ℃，解决了夏季影响装置高负荷生产瓶颈问题。同时投用E1102后，E1105前温度为231.5 ℃，大于铵盐结晶温度，能够保证铵盐不结晶。

表9 反应流出物换热器前后温度对比 单位：℃

4 方案对比

两种方案改造后，原料油换热终温均有较大幅度的提升，将E1102串联后，原料油换热后最终温度提高了23.3 ℃，并联后原料油提温27.9 ℃。相应加热炉负荷分别降低1.84 MW和2.7 MW，每年节约燃料气1 378 t 和2 024 t，年效益分别为370 万元和544万元，同时两种方案空冷冷后温度分别降低4.1 ℃、6 ℃，可有效解决夏季高负荷生产空冷温度超温这一瓶颈问题。两种方案对比见表10。

表10 两种方案对比

从表10可以看出，将E1102串联比并联节约更多燃料气，效益更好，同时由于并联改造换热器管程原料油流量会减少至改造前的一半，甚至可能出现偏流现象，因此增加了换热器管束结焦速率[9-10]，影响换热效率增加能耗，同时影响设备使用寿命，增加安全风险，因此建议将E1102串联到换热网络。

5 结论

1）通过流程模拟软件Aspen Plus 设计两种E1102 利用方案，分别是并联与串联，模拟计算能够降低加热炉负荷，节约燃料气。

2）模拟计算将E1102 并联时，原料油换热后温度提高了23.3 ℃，加热炉负荷降低1.84 MW，高压空冷冷却温度降低4.1 ℃，一年可节约370 万元；将E1102 串联时，原料油换热后温度提高了27.9 ℃，加热炉负荷降低2.7 MW，高压空冷冷却温度降低6 ℃，一年共节约544 万元。两种方案都降低了高压空冷冷却后的温度，同时解决了装置夏季高负荷生产高压空冷后温度过高的瓶颈问题。

3）通过数据对比，将E1102 串联比并联节约更多燃料气，效益更好，同时由于并联改造换热器管程原料油流量会减少至改造前的一半，甚至可能出现偏流现象，因此增加了换热器管束结焦速率，影响换热效率增加能耗，同时影响设备使用寿命，增加安全风险，因此建议将E1102 串联到换热网络。

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