某30万t/a加氢装置节能降耗探讨

2023-12-31赵保颂刘雪军陈相宁

云南化工 2023年12期

刘超，赵保颂，刘雪军，陈相宁

(中海沥青股份有限公司，山东滨州 256600)

1 加氢装置节能降耗现状

1)能耗特点

加氢装置能量输入多为系统升压、维持系统用压力所消耗的电能，燃气消耗多为反应和分离再加热的消耗；耗氢随着催化剂活性损耗、原料组成性质变化而变化，反应热随着氢耗增加；反应产物与混氢原料等换热、回收利用能量、分馏部分利用低温热水等等可降低综合单耗[1]。

2)运行对能耗的影响

根据综合单耗计算公式：分项使用量/加工总量*能源及耗能工质折算标油系数(以下简称能耗折算系数)，可知一套装置的能耗与加工量、公用工程介质单类别能耗折算系数、使用量等。装置自身使用量为消耗正值；发生或产生的数值为负值，可以抵消能源消耗；装置发生的低温热水与回收的凝结水，同样是一个节能工作的重点。季节性的能源消耗，如冬季防冻凝，一般在当年10月至次年2月。

2 能量特点模型的建立

2.1 装置基本简介

本装置设计能力为30万t/a，操作弹性60%～110%；加氢反应部分采用高压一段加氢工艺技术；临氢降凝和补充加氢精制反应在一个反应器内进行，采用冷高分流程；分馏部分采用汽提+分馏流程，各塔底热源采用塔底再沸器；装置于2020年3月一次性开车成功[2]。

反应部分主要由反应器、螺纹锁紧环压换热器、反应进料加热炉、高压空冷等设备组成。混氢原料油依次经过混氢油、反应产物换热器后，经反应加热炉加热升温，进入反应器。反应产物与混氢原料油换热后，进入分馏系统。

分馏部分主要由汽提塔、常压塔、常压侧线塔、减压塔、减压侧线塔上塔、减压塔侧线塔下塔，以及配套的冷换设备、机泵组成。低分油经过换热，依次进入汽提塔、常压塔、减压塔和对应的侧线塔，分馏出对应侧线产品[3]。

本装置设有独立的导热油系统，主要由导热油炉、热媒循环泵、油气分离器、膨胀槽、储油槽和6台塔底重沸器组成。导热油系统由PLC控制，对系统内的导热油循环加热，为各塔底重沸器加热塔底油，是保证分馏系统正常运行的主要系统。

2.2 装置基本能耗组成

本装置所需能源主要有天然气、1.0 MPa 低压蒸汽、工业用电、除盐水、除氧水、循环水、新水、低压氮气、中压氮气、非净化风、净化风、低温热水与伴热热水。其中，燃料气主要来源于炼厂干气和天然气混合气体。

2.3 装置主要用能分析

加氢反应与分馏部分是整套工艺中耗能较高的部分，在产品生产中占有较大的比重。降低生产过程中的能耗是精馏节能技术的关键之一。

本装置各分项用能为：

1)低压蒸汽。用于服务点、消防蒸汽、水箱加温、反冲洗、冬季防冻凝。

2)燃料气。消耗部位主要有三处，一为反应加热炉燃烧为加氢反应提供热量；二为导热油系统为分馏系统分离提供热源；三为装置原料罐分程控制气封用气(因装原料罐压力稳定，故此项目消耗较少)。在满足泵入口压头的需求下，适当调低分程系统的设定压力数值，可节约一定燃气消耗。火炬气经过回收脱硫，作为炼厂干气使用。

3)新鲜水。用于服务点、检修冲洗用水、生活冲洗用水。

4)除氧水消耗。主要为装置注水。

5)除盐水。用于机封冷却用水、压缩机水箱补水、缓蚀剂配置用水。

6)非净化风。用于服务点，无具体连接设备。

7)净化风消耗。用于仪表调节阀、压缩机正压通风、PLC控制柜正压通风、火焰监控系统保护气、油雾润滑系统使用消耗。

8)低压氮气。用于分程控制、压缩机隔离氮气、置换用氮气。

9)中压氮气。用于事故用氮气、置换用氮气。

10)循环水消耗。为装置机泵、冷换设备、取样器提供冷却。

11)低温热水。用于发生低温热水。

12)伴热热水消耗。用于装置管线、仪表、设备伴热。

13)凝结水消耗。用于蒸汽冷凝水，回收蒸汽伴热与分水包疏水。

14)工业电消耗。电源由总变分为两路高压电，配送至装置配电室。高压柜供电主要用于反应进料泵、新氢压缩机、循氢压缩机等高压设备的运转，低压电用于日常照明、普通机泵、仪表间中央空调、仪表运行等使用。

15)使用过程中的热能，是能量损失中重要的部分。

2.4 装置能耗计算方法

综合单耗计算公式，使用了能耗折算系数。能耗折算系数参考了规范GB 30251-2013与本装置工艺的说明书。本次计算所有能耗数据均采用表1中的数值。

表1 计算所有能耗数据

根据本装置设计数据(表2)，装置连续消耗主要集中在电、燃料气、循环水、除氧水、净化风、氮气、凝结水、发生低温热水、使用低温热水。

表2 本装置设计数据(设计加工量为35.71 t/h)

表3为装置3年连续运行消耗的数据，并根据表1折算系数计算。为保证具有参考意义，数据中去除了设计数据表中未列出的非设计连续消耗，重新进行了整合计算。经过优化调整操作，装置综合单耗在装置现有的85%负荷下，达到了预期的能耗目标。

表3 整理装置3年连续运行消耗的数据

3 装置节能分析

影响加氢装置能耗的因素有：催化剂、工艺条件、原料组成、分馏-精馏装置、装置负荷等等。

本装置原有的节能措施：

1)充分回收反应产物及各产品的热量，降低反应进料加热炉负荷；2)装置各部分需冷却的物料及产品尽量选用空气冷却器，以节省用水；3)常压塔顶设置塔顶、中段、常一线外送、减三线设置低温热水换热器，充分回收装置低温热量；4)加热炉设置余热回收系统，回收烟气余热，提高加热炉总效率；5)部分机泵设置有变频，降低用电负荷；6)选择新型保温材料，减少热损失；7)装置伴热采用低温热水伴热，效果优于蒸汽伴热，成本低于蒸汽伴热，也可减少蒸汽温度过高对各仪表造成的损伤。

经过一次停车消缺、一次大修，本装置在原有节能措施的基础上，新增了部分节能降耗的方法。本文以本装置节能降耗方法为例，取部分代表性案例进行分析探讨。

3.1 分馏系统优化调整

按照工艺流程，汽提塔底油经换热器与变压器油换热，然后进入常压塔。换热器壳程原始设定温度 230 ℃，制约换热效率的同时，也影响常压塔进料温度。根据核算，设定温度由 230 ℃ 改为 250 ℃。50 ℃ 的低分油依次与中段回流换热器、减三线换热器、变压器油换热器、反应产物换热器等换热升温，然后进入汽提塔。由于汽提塔底油受换热器壳程设计温度的限制，汽提塔进料温度控制指标为180±5 ℃，导致以上换热器换热效率较低。优化后，汽提塔进料温度控制指标提高至200±5 ℃。具体对比数据如表4。

表4 汽提塔与常压塔进料温度对比表

优化后，装置燃气消耗明显下降，导热油循环量下降，热媒循环泵电耗下降。由于汽提塔分离精度和分离效率提高，常压塔、减压塔塔内气相负荷下降，各塔回流量下降，塔顶气相组分明显减少，减压塔顶回流罐产生的回炼污油明显降低，具体效果见表5。

表5 减压塔顶污油产出量

原有设计减顶污油定期送回污油罐回炼(图1)，重复回炼轻质污油会导致实际加工量降低，综合能耗上升。根据对减顶回炼污油样品的分析(表6)，确定指标符合与石脑油合并外送条件，合并外送对石脑油产品无影响。2022年新增一条减顶污油并入石脑油管线(图2)，实现减顶油与石脑油的合并外送，避免减顶污油重复回炼造成能源的浪费，提高了石脑油产品的收率。

图1 原有设计减顶污油定期送回污油罐回炼

图2 2022年新增一条减顶污油并入石脑油管线

表6 减顶回炼污油样品分析

3.2 低压蒸汽线主线改造

根据表1可知，蒸汽是装置综合单耗计算系数中较大的部分，所以改造蒸汽主线，不仅可以提升蒸汽温度，减少沿途蒸汽排凝浪费，降低蒸汽沿途损失，还能改善蒸管网的性能，提高装置蒸汽系统的运行效率，减少管廊外部沿途冷凝水无法有效及时回收，提高环保效果，为装置带来更多的经济效益。

因本装置蒸汽主要为消防、服务点、临时伴热等使用，功能比较单一，对蒸汽的品质要求不高，但原有设计产生的沿途蒸汽损失较多。改造前，蒸汽管线从预留口通过4个龙门架，横跨3套装置，主管线设计尺寸DN200，设计压力PN5.0，蒸汽由界区沿途热量输送损耗比较大，产生凝结水比较多。改造后，在检修时在就近装置界区进装置前增设等径三通，预留一接口，对本装置原有蒸汽管线进行切割，在主管网对接，利用部分原有蒸汽管线。改造完成后，对停用蒸汽管线进行封堵，盲板隔离，管线内充氮气保护。本次该改造减少蒸汽管线约 300 m，取消疏水器4台，提高了蒸汽品质，减少了沿途凝结水排凝消耗，降低了班组人员巡检的工作量。

3.3 反应系统降压操作

装置设计压力 16.16 MPa，日常操作压力 15 MPa；2021年平均加工负荷在84.27%，2012年平均加工负荷85.3%。根据开工至今的数据收集，对系统进行降压操作，装置由正常操作压力 15 MPa 降压至 10 MPa，其余指标不变。监测各产品指标，满足中控监测需求，确保安全运行。对比数据截取2021年和2022年对应月份，如表7。

表7 2021年和2022年对应月份单耗与综合单耗对比数据*

调整到位后，燃气消耗由调整前的 17.90 m3/t 上升至 18.31 m3/t，因原料变化，无显著降低；电消耗由调整前的 42.77 kWh/t 降至 39.07 kWh/t，调整期间，单日总电耗降低2400～2800 kWh；综合单耗由 25.25 kg/t 降至 23.64 kg/t，已经达到预期目标。由此可验证，电耗的主要损失是在系统升压过程中。在保证产品质量的前提下，合理降低操作压力，是节能的一种有效措施。

3.4 提高减压塔底外送温度

装置之间物料输送损失也较为严重。上下游装置间采用热进料/出料，既能降低上游装置的冷却负荷，又能提高下游装置的进料温度，在满足上下游装置安全的前提下，是实现节能降耗的重要途径。

设计压力PN5.0，设计温度 80 ℃，日常操作 35 ℃。与下游装置沟通，外送的产品还需要在罐区再次加热，将变压器油空冷切出，改走空冷跨线，外送温度由 35 ℃ 提高至 55 ℃。本次调整操作在设计范围内操作，本装置关闭了外送空冷，提高了外送温度，变压器油外送空冷与去年同期对比，全月未开，空冷设计 34.92 kW，每天节电 838.08 kW·h。下游装置免去了油品再次加热所造成的电耗和蒸汽消耗，实现了两套装置在节能方向的共赢。

3.5 停用常一线侧线泵。

原常一侧线与常顶产出后的产品在装置界区合并。停用侧线泵后，关闭侧线馏出阀，侧线塔定期开泵外送。停用前后塔顶石脑油产品馏程合格。常一侧线泵设计功率 12.1 kW，现在间歇使用，每天使用约 1 h，每天节电 278.3 kW·h。

3.6 导热油系统优化调整

本装置燃料消耗在全装置综合能耗占比约为60%。燃气消耗中，反应炉占37%，导热油炉占73%。通过优化分馏系统操作，能耗可下降1～3 kg/t，如表8。

表8 燃气用量调整前后对比

调整导热油各用户用量(图3)：常压塔底再沸器导热油入口阀由24%关至18%；常压塔底油油温下降，进料热源减少，常压塔底油温由 256 ℃ 降至 252 ℃；石脑油终馏点在155～160 ℃ 之间正常波动，未影响石脑油产品质量。

图3 调整导热油各用户用量

减压塔底再沸器导热油入口阀开度由30%关至25%，减压塔塔底导热油热源减少。为降低热源减少对减压塔侧线产品拔出的影响，将减压塔中段流量由 27 t/h 降至 20 t/h，降低冷却量；将减压塔液位由65%降至55%，确保中段返塔温度控制 160 ℃、侧线馏出温度控制 180 ℃、塔底温控制 240 ℃，不影响减压塔各产品质量。

减二线塔底再沸器调节阀开度由3%关至2%，降低导热油使用量，同时也降低减二产品轻组分地拔出，使塔顶气相负荷有所缓解。

因工艺调整，关闭常压侧线塔再沸器，常一线间歇外送，关闭的再沸器无导热油消耗。

调整导热油各用户重沸器出入口总跨线：常压塔底再沸器温控跨线由2%降至1%，减压塔底再沸器温控跨线由2%降至1%。在保证温控跨线正常运行的前提下，减少跨线流量，降低管线的热损失。

经过以上调整，导热油燃气量较调整前降低 35.84 m3/h，每天节省 860.16 m3。在原料稳定，产品合格的基础上，对各塔底重沸器负荷进行优化调整。在满足塔底热量的前提下，导热油燃气量的降低，减少了生产成本，降低了装置生产单耗，达到降低燃气消耗的目的。

4 未来节能计划与可行性分析

1)使用热成像技术，对装置高温管线进行拍照检查，及时修复保温，合理降低流程中的热量损失，降低反应、分馏加热炉燃气消耗。根据目前热成像设备的检测，装置导热油系统，各容器外保温披挂，现场的伴热主线、分支等均存在不同程度热量损耗。例如：导热油系统循环加热为各塔底提供热源，沿途损耗也较为庞大，采用热成像仪对保温效果差的高温部位进行修补填充，减少输送过程中的能量损失。

2)注水介质由除氧水改除盐水。本装置反应注水的目的是为了洗涤胺盐，防止铵盐结晶析出堵塞高压空冷、高压寒热器等，并可通过注水来维持高分界面稳定。注水水质要求：固化物质量分数≤25 μg/g、氯离子质量分数≤5 μg/g、氧质量分数≤50 μg/g、氨质量分数≤100 μg/g、硫化氢质量分数≤100 μg/g、ph值7～9，原有设计为除氧水，但除氧水成本较高。本装置的除盐水和凝结水都满足以上需求，但凝结水每小时产量过低，无法直接用于注水。本装置设有一条除盐水管线，除盐水主要用途为机泵机封冲洗、压缩机水站补水、缓蚀剂配置。

除氧水进装置 93 ℃，进入注水缓冲罐前需要经过冷却器降温至 50 ℃。改造后除盐水进装置温度常温，无需冷却，可节省1台除氧水冷却器用水，每天可节约循环水 364.8 t，节能节水意义重大。用于机械密封冲洗的除盐水，取样观察，水质洁净，未改造前冲洗后直接排入循环水回收系统，回收机泵机封冷却冲洗除盐水可最大限度地提高装置除盐水的利用率，达到节能降耗的目的，节能测算见表9，综合单耗节能效果明显。

3)增设天然气与中段馏出物换热器，充分利用分馏系统的余热来对天然气进行预加热，预计可将天然气加热至 80 ℃ 以上。在提高天然气进炉前温度的同时充分利用低温热，减少天然气管线带液。