石油化工设计 Ｐｅｔｒｏｃｈｅｍｉｃａｌ Ｄｅｓｉｇｎ 裂解汽油加氢装置工艺流程优化 陈 敏 （中国石化工程建设有限公司，北京１００１０１） 摘要：通过对裂解汽油加氢技术的研究，在工艺流程和换热网络两方面提出优化方案。通过对工艺 流程的改进，达到提升副产品价值和降低能耗的目的，进一步借用夹点分析技术对装置进行能量分析，提 出多套优化换热方案并进行能耗对比，给出切实可行的换热网络集成优化建议，达到降低公用工程消耗 和初始投资费用的目的。经工艺流程和换热网络的优化，可提高产品价值，降低装置能耗２０％一４０￣／（，，极 大地提高了装置的经济效益。 关键词：裂解汽油加氢流程优化苯乙烯抽提夹点技术节能 裂解汽油加氢装置 （简称“加氢装置”）是 １加氢装置工艺流程及其优化 １．１工艺流程 乙烯工程中的配套装置之一，蒸汽裂解制乙烯装 置的副产物——粗裂解汽油是加氢装置的原料， 馏分为Ｃ ～Ｃ。，其中含有大量不饱和烃及杂质：如 二烯烃（脂肪族的或环状的）、烯基芳烃（如苯乙 中国石化工程建设有限公司（ＳＥＩ）常用的中 心馏解汽油加氢技术采用三塔二反流程，包 含脱ｃ 塔系统、脱ｃ。塔系统、一段加氢系统、二 段加氢系统和稳定塔系统。 粗裂解汽油经过脱Ｃ 塔进料预热器 烯）、有机硫化物等。这些物质需要通过两段加氢 反应达到饱和或脱除的目的。加氢装置产品ｃ ～ Ｃ 加氢汽油，可为芳烃抽提提供原料 Ｊ。 石化是一个非常注重产业链发展的行业， （Ｅ一７００）预热后，进入脱Ｃ 塔（Ｃ一７１０）中部进 行分离，塔顶采出ｃ 馏分作为副产品送出界区；塔 釜液相为Ｃ ～Ｃ 馏分，送入脱碳Ｃ 塔（Ｃ一７２０） 中部。Ｃ一７２０塔釜Ｃ 馏分送入罐区；塔顶采出为 加氢装置连接着上游的乙烯和下游的芳烃抽提 装置，势必要求其在上下游装置及市场产品需 求发生变化时能够及时作出调整，通过工艺流 程的优化来适应新状态。此外，随着我国宏观 经济形势的变化，推行合同能源管理机制 （Ｅｎｅｒｇｙ Ｐｅｒｆｏｒｍａｎｃｅ Ｃｏｎｔｒａｃｔｉｎｇ，ＥＭＣ），推进 Ｃ ～Ｃ 馏分，与一段的循环物料混合后进入一段 加氢反应器（Ｒ一７５０）。Ｒ一７５０出料经分离后，气 相送二段加氢压缩机（Ｋ一７６０），为二段加氢提供 补充氢气；液相一部分作为循环料送回Ｒ一７５０， 另一部分与二段来的循环氢混合后，依次经过二 段进出料换热器（Ｅ一７６０）和二段进料加热炉 （Ｆ一７６０）加热，之后进入二段加氢反应器（Ｒ一 ７６０）发生加氢反应。Ｒ一７６０出料依次经过Ｅ一 “节能减排、能效倍增”计划逐渐成为石化行业 的新常态，如何“适应新常态，打造新优势”成 为广泛关注的重要课题。 通过对工艺流程的优化，在下游配套苯乙烯 抽提装置，并根据上游原料情况对进料方式进行 优化。此外，利用国内外普遍采用的夹点分析技 术（Ｌｉｎｎｈｏｆｆ和Ｆｌｏｗｅｒ，１９７８；Ｌｉｎｎｈｏｆｆ，１９７９）Ｌ４ Ｊ对裂 ７６０和二段后冷器（Ｅ一７６１）冷却，之后进行气液 分离，气相为循环氢，液相经稳定塔进出料换热器 收稿日期：２０１５—０９—１ ｌ。 解汽油加氢装置进行用能分析及换热网络优化， 提出切实可行的流程改造方案，对提高装置效益 具有深远意义 ‘、‘ 。 作者简介：陈敏，女，２０１２年毕业于浙江大学化学工程 与技术专业，工学硕士，工程师，主要从事石油化Ｘ－工 艺的设计工作。联系电话：０１０—８４８７８４１ １；Ｅ—ｍａｉｌ： ｃｈｅｎｍｉｎ＠ｓｅｉ．ｃｏｍ．ｃｎ ２０１６年第２期（第３３卷） 陈敏．裂解汽油加氢装置Ｘ－．艺流程优化 ·１９· （Ｅ一７７６）去稳定塔（Ｃ一７７０）。Ｃ一７７０塔顶的 Ｈ ｓ和轻烃的气体经冷凝、冷却后，气相排出界区； 液相全回流至Ｃ一７７０塔顶。塔釜出料为加氢脱 硫后的Ｃ ～ｃ 馏分，依次经过Ｅ一７７６、Ｅ一７００和 加氢汽油冷却器（Ｅ一７７７）冷却后，作为加氢汽油 产品送出界区。Ｃ一７１０、Ｃ一７２０、Ｃ一７７０塔顶冷 凝介质均为循环冷却水；塔釜热源均为中压蒸汽。 １．２加氢装置工艺流程优化 由于加氢装置原料组分中含有４％一５％的苯 乙烯，苯乙烯产品附加值高，因此可考虑将粗裂解 汽油Ｃ 馏分中的苯乙烯抽提出来 Ｊ，抽余液返回 加氢装置，以优化副产品，提高装置整体效益。 首先，需要改变Ｃ一７２０的操作条件，将Ｃ 馏 分与ｃ。馏分一起落入塔釜，然后将ｃ 馏分送入 苯乙烯抽提装置，将其中的苯乙烯抽提之后的ｃ 馏分返回裂解汽油加氢装置，与脱ｃ。塔塔顶的 ｃ 、Ｃ 馏分合并，送入加氢系统。配套苯乙烯抽提 装置的优势是：１）降低脱ｃ。塔蒸汽消耗量（每ｔ 原料节约０．０５～０．０６ ｔ中压蒸汽）；２）减少反应单 元的氢气耗量（每ｔ原料节约１～１．２ ｋｇ乙烯产 Ｈ ）；３）副产具有较高附加价值的苯乙烯；４）减少 了Ｃ 馏分中的乙苯含量，成为具有更高价值的 ＰＸ装置原料。因此，配套苯乙烯抽提装置将为企 业带来显著效益。 对于Ｉ套７０万ｔ／ａ的加氢装置，每年可副产 ２．７～３．０万ｔ苯乙烯，节约３．８～４．２万ｔ中压蒸 汽，９０～１２０万ｔ循环水和７００～８５０ ｔ氢气（９５％ ｏｔｏｌ Ｈ ＋５％ｍｏｌ ＣＨ ），同时由于Ｃ 馏分中乙苯 含量的降低，ｃ 价格上涨（具体价格视当地市场 情况而定），主要原料、产品及燃料价格参考 ２００８－－２０１２年市场均价，扣除苯乙烯抽提装置每 年的能耗及操作费用，该项流程改进每年可为该 企业创造约１亿ＲＭＢ的效益，苯乙烯抽提装置投 资费用为２～３亿ＲＭＢ，考虑设备折旧等因素， ３～５年可收回投资成本。 加氢装置的原料有轻、重组分之分，现考虑将 裂解汽油分为两股送入加氢装置，其中一股温度 较高，直接送人脱Ｃ 塔上部，另一股进入脱Ｃ 塔 下部。原料分送减少了塔内的返混，提高了分离 效率，可降低回流比，从而减少塔釜的蒸汽耗量， 而热供料则直接影响着塔釜蒸汽消耗，单进料改 为双进料从较大程度上降低了脱ｃ 塔釜的能耗。 对于１套７０万ｔ／ａ的加氢装置，优化流程后 每年可节约３～４万ｔ中压蒸汽、２５０～３００万ｔ循 环水，每年可节省４５０～６５０万ＲＭＢ公用工程费 用。 ２ 裂解汽油加氢装置能量分析 根据目前国内加氢装置的运行情况，对配套 苯乙烯抽提的加氢装置进行能量分析。考虑所有 换热为理想换热且忽略热耗散。 ２．１ 数据提取 将配套苯乙烯抽提的加氢装置工艺流程中涉 及热量交换的冷、热物流的相关数据提取出来，并 计算各物流的热容流率Ｃ 。有１０股热物流和 ６股冷物流，共计１６股物流，同时设定位移温度为 ５℃（即取最小传热温差△ｒｍｉ ＝１０℃），处理后列 于表１。 由表１可知：该流程热物流总计放出热量 １５５．５６ ＧＪ／ｈ，冷物流总计吸收热量１２９．４３ ＧＪ／ｈ， 通过换热器回收４９．９７ Ｇ－Ｉ／ｈ的热量，共采用 ７９．４６ ＧＪ／ｈ热公用工程和１０５．５９ ＧＪ／ｈ冷公用工 程。 ２．２ 夹点分析 由夹点理论可知，选择△ ｊ 值越大，所需要 的热、冷公用工程也越多，能量费用越高；△ ｉ 值 越小，换热器越大，投资越多。因此，在△ ， 值的 选择上存在一个权衡。根据工程经验，设定本装 置的△ ｉ 为１０℃。由表１数据，在同一张 一 图中绘制位移热冷组合曲线，如图１所示。 由图１可知：夹点处位移温度为１２７．１℃，即 夹点处热物流温度为１３２．１℃、冷物流温度为 １２２．１℃。这个过程所能达到的最大可能热回收 量为６１．５２ ＧＪ／ｈ，需要的最小热公用工程共计 ６７．９１ ＧＪ／ｈ，最小冷公用工程共计９４．０４ ＧＪ／ｈ。 综上所述，现有流程所消耗的热公用工程和 冷公用工程比理论最小值分别大１７．０％和 １２．３％，目前的热回收量比最大可能热回收量少 １１．５５ ＧＪ／ｈ（记为△日待 ），这说明本流程理论上 存在较大的节能潜力。 ．２０． 石油化工设计 ２０１６年第２期（第３３卷） 注：ｓｗ——循环水；Ｍｓ——中压蒸汽。 化工设计能耗计算标准》 计算其能源折算值，为 ２．１２×１０ ｋｇ标油。 ～ 由表１得到总位移组合曲线（ｔｈｅ ｇｒａｎｄ ｃｏｍｐｏｓｉｔｅ ｃＨｉｖｅ，ＧＣＣ），见图２。对于加氢装置可 赠 龄 趔 考虑分级采用１７０ ［０．７ ＭＰａ（表压）］、１４０℃ ［０．３ ＭＰａ（表压）］和１３２℃［０．２ ＭＰａ（表压）］ 热容量／（ＧＪ‘ ） ３个等级的蒸汽，所需的最小蒸汽耗量分别为１．１、 图１ 加氢装置工艺流程位移冷热组合曲线 １２．０和１４．８万ｔ，其能源折算值为１．６９×１０７ ｋｇ （标油）。 观察现有的换热网络，发现二段进出料换热 器Ｅ一７６０和稳定塔进出料换热器Ｅ一７７６的温度 变化范围包含了热物流夹点（１３２．１ ｏＣ）和冷物流 夹点（１２２．１℃），违背了不要通过夹点传递热量 的设计原则；冷却器Ｅ一７２８中ｃ 、ｃ。产品在 １３２．１℃以上就开始被冷公用工程冷凝，违背了夹 、 点以上不要使用冷公用工程的设计原则。若假设 赵 赠 遐 物流ｃ 值为定值且换热器为纯逆流理想状态下 换热，忽略热损失，则Ｅ～７６０和Ｅ一７７６跨越夹点 的传热量分别为８．６０ ＧＪ／ｈ和２．７５ ＧＪ／ｈ，分别占 △ 待＿口Ｊ收的７４．５％和２３．８％。在同样假设下，冷 凝器Ｅ一７２８在夹点以上使用的冷公用工程热负 荷０．２０ ＧＪ／ｈ，占△日待 的１．７％。优化这些换 热流程，可设计出达到最小公用工程目标的换热 网络。 ２．３ 公用工程 净热流率／（ＧＪ‘ｈ ） 图２加氢装置工艺流程总位移组合曲线（ＧＣＣ） 可见，理论上蒸汽分级利用可节能２０％，当 目前全装置一般只采用１．０ ＭＰａ（表压）这等 级的中压蒸汽，７０万ｔ／ａ的加氢装置每年至少需 要２７．９万ｔ蒸汽，根据ＧＢ／Ｔ ５０４４１＿＿２Ｏ０７《石油 然，具体公用工程的选择要视全厂蒸汽方案而定， 同时考虑可操作性，并在设备投资和蒸汽费用之 间做出一个权衡。 ２０１６年第２期（第３３卷） 陈敏．裂解汽油加氢装置工艺流程优化 ·２１· ３ 换热网络设计 ３．１ 最大能量回收网络（ＭＥＲ）设计 一点传递热量的原则；冷凝器Ｅ一７２８违背了夹点以 上不要使用冷公用工程的原则。Ｅ一７６０、Ｅ一７７６ 和Ｅ一７２８得到的能量惩罚分别占△Ｈ徉刷收的 ７４．５％、２３．８％和１．７％。那么怎样才能保证在不 违背夹点理论的情况下达到能量目标呢？答案 般称能够达到最大热量回收的换热网络为 最大能量回收网络（Ｍａｘｉｍｕｍ Ｅｎｅｒｇｙ Ｒｅｃｏｖｅｒｙ， ＭＥＲ）。配套苯乙烯抽提的现有加氢流程通过换 热器回收的热量为４９．９７ ＧＪ／ｈ，相比最大回收量 （６１．５２ ＧＪ／ｈ）少了１１．５５ ＧＪ／ｈ（ＡＨ待卧），这是由 是：只有从最受点——夹点——开始设计，然 后向外拓展。按此方法设计了配套苯乙烯抽提加 氢流程的ＭＥＲ，见图３。 Ｉ ｌ于换热器Ｅ一７６０和Ｅ一７７６均违背了不要通过夹 ：一 ｆ ｝ ｝ 【 Ｉｆ Ｉ ｛ ｌｌ一一ｌ Ｊ －ｌＨ ＿一 ≈ Ｊ Ｉ ｌ Ｉｌｔ＿ ”一 Ｉ ｌ Ｉ。 ｉ 一 Ｔ— ｌ ｒ Ｔ 厂Ｊ‘一 ．Ｉ Ｉ’ｉ—ｆ— ｌ Ｌ 一 一 图３加氢装置工艺流程优化换热网络 红色线——热物流；蓝色线——冷物流；红色圈——热公用工程；蓝色圈——冷公用工程；白色圈——换热器 由图３可知：为了达到最大能量回收，换热网 络会变得很复杂，需要１１台换热器、３台加热器、８ 台冷凝器，同时需要对很多流股进行分流，实际设 计时不可能采取如此复杂的换热网络。一般有２ 种设计思路：１）是基于ＭＥＲ，删减部分回收热量非 常少的换热器，对网络进行适当松弛，得到一个操 作性较强且较为经济的换热网络设计；２）是从现 有网络开始，并向ＭＥＲ设计推进。一般来说第１ 种方法适用于新建装置，第２种方法适用于对已 有装置进行改造的情况。本文将采用第２种方法 进行换热网络的设计。 ３．２流程优化方案 因换热器Ｅ一７６０、Ｅ一７７６和冷凝器Ｅ一 ７２８在运行中违背了夹点理论，故在优化换热 网络时须重点改进这３台换热器的原有工艺路 Ｄ一７６０液相（理想状况下温度可超过１２１．１ ｑＣ）出 料送往Ｅ一７７６进行预热，由于原有的Ｅ一７６１改 为Ｅ一７６３Ｎ，被冷凝物料减少，因此Ｃ一７７０进料 温度升高，塔釜蒸汽耗量减少（每ｔ原料可节约 ０．００６ ｔ中压蒸汽），对于７０万ｔ／ａ的加氢装置而 言，每年可减少约７０万元的能耗费用。同时Ｅ一 ７７６也避免了跨越夹点传热。 优化方案Ⅱ：在优化方案Ｉ中，Ｅ一７６０跨越夹 点传热的情况并没有得到改善，可以考虑在Ｅ一 ７６０前设置二段进料预热器（Ｅ一７６２Ｎ），用于预热 Ｅ一７６０的冷侧物料，将Ｅ一７７６的热侧出料用作 Ｅ一７６２Ｎ的热源。模拟数据显示，Ｅ一７６０跨越夹 点传热量降为１．２２ ＧＪ／ｈ，新增的Ｅ一７６２Ｎ跨越夹 点传热量为１．３８ ＧＪ／ｈ，Ｅ一７７６所有换热在夹点 以上进行，相比优化方案Ｉ，蒸汽耗量进一步降低 （每ｔ原料可节约０．０１ ｔ中压蒸汽），并且可实现 停用二段加热炉（每ｔ原料可节约３．４ ｋｇ燃料）， 线。以图２流程为基准方案，提出以下优化方 案。 优化方案Ｉ：在基准流程基础上将冷高分改 为热高分，即取消Ｅ一７６１，物料直接进入Ｄ一７６０ 气液分离。气相出料线新增二段热分离冷凝器 （Ｅ一７６３Ｎ），冷却后进入新增的冷高分分离罐 （Ｄ一７６２Ｎ），Ｄ一７６２Ｎ液相出料返回Ｄ一７６０。 对于７０万ｔ／ａ的加氢装置，每年又可节省约６００ 万元生产成本。 优化方案Ⅲ：可将Ｅ一７７６热侧出料中夹点以 上热量另作它用，如考虑用做Ｃ一７２０中间再沸器 热源，从Ｃ一７２０中抽出１股１２１．１ 的物料，用 石油化工设计 ２０１６年第２期（第３３卷） Ｅ一７７６热侧出料对其进行加热，之后再用于加热 ０．００８ ｔ中压蒸汽），７０万ｔ／ａ的加氢装置，每年可 Ｅ一７６２Ｎ，则避免了Ｅ一７６２Ｎ跨越夹点传热，并将 方案Ⅱ中二段反应系统富裕的热量用尽。相比优 进一步节省约８０万元能耗费用。 基准方案、３套优化方案及ＭＥＲ方案的能耗 化方案Ⅱ，蒸汽耗量进一步降低（每ｔ原料可节约 名称 基准方案 及装置运行费用对比列于表２。 循环冷却水 ３６．５６ 表２各方案能耗及优化方案经济效益 中压蒸汽 燃料 ３．４ ７０万ｔ／ａ加氢装置 ５ ７２６ 装置能耗费用／万元 ０．４６８ 消耗定额／（ｔ·ｔ ）原料 消耗定额／（ｋｇ·ｔ ）原料 消耗定额／／（ｋｇ·ｔ ）原料 ３．４ Ｏ ０ ０ 优化方案Ｉ 优化方案Ⅱ 优化方案ｍ ＭＥＲ方案 ０．４６２ ０．４５２ ０．４４４ ０．３９８ ３５．７７ ３５．２８ ３５．０１ ３１．２４ ５ ６５３ ５ ０４７ ４ ９６４ ４ ４４７ 注：燃料单价以２ １００兀／ｔ计。 由表２可知：优化方案Ⅱ和Ⅲ节能效果较好， 相比于基准方案，对于７０万ｔ／ａ加氢装置而言每 年分别可节约６８０万元和７６０万元的能耗费用。 实际设计中并没有哪个优化方案具有绝对的优 自身优化是降本增效的最主要手段之一。 ２）采用夹点技术对加氢流程进行换热网络优 化，给出３套流程优化方案，７０万ｔ／ａ的加氢装 置，每年最多可节约６８０～７６０万元的能耗费用。 ３）实际工程设计中需针对不同装置的特点给 势，需要根据装置具体情况分析比较后再决定。 如对于二反温升较高、热量较富裕的装置，建议采 用优化方案ｍ；温升较低的，则建议采用优化方案Ⅱ。 ３．３ 实际工程应用 出合适的流程优化建议．尽可能回收热量，达到节 能降耗、降本增效的目的。现已在燕山“ 、茂名、 盘锦、福建、镇海等多套工业化装置上完成改造， 实际节能最高达４０％，为企业产生巨大效益。 实际设计时，由于原料组成及环境等因素的 差异，制定优化方案时需要具体情况具体分析。 对于不饱和烃含量高的原料，当二反温升亦较高 时，通过换热网络的优化即可实现停用加热炉的 目的，如盘锦加氢改造之后就停用了二段加热炉； 而当二反温升较低时，需要加热炉或超高压蒸汽 参考文献： ［１］ 陈皓，王鑫泉．裂解汽油加氢装置流程设计方案优化［Ｊ］．石 油化工设计，２００５，２２（３）：１—３． ［２］ 李春山，李奎学．裂解汽油加氢装置流程开发及模拟［Ｊ］．齐 齐哈尔大学学报：自然科学版，２０００，１６（４）：７９—８１． ｘ￣－－反进料进行温度补偿才可满足反应要求，如 齐鲁加氢需采用高压蒸汽加热进行温度补偿。 ［３］ 吴小平，王兴军，王东松．催化热裂解石脑油两段加氢生产 芳烃抽提原料技术的工业应用［Ｊ］．石油炼制与化工，２０１４， ４５（４）：５６—５９． 在实际工程项目中，还需要综合考虑原料情 况、施工难度、改造工程量、工期长短、投资金额、 气候条件等，这些因素都会影响优化方案的选定。 所以，国内各地（茂名、天津、镇海、武汉、惠州、燕 ［４］ ｌａｎ Ｃ Ｋｅｍｐ．Ｐｉｎｃｈ ａｎａｌｙｓｉｓ ａｎｄ ｐｒｏｃｅｓｓ ｉｎｔｅｇｌ【．ａｌｉｏｎ—ａ ＵＳｅｌ ｇｕｉｄｅ（ ｐｒｏｃｅｓｓ ｉｎｔｅｇｒａｔｉｏｎ ｆ０ｒ ｔｈｅ ｅｆｆｉｃｉｅｎｔ ｕｓｅ ｏｆ ｅｎｅｒｇｙ［Ｍ］． ２ｎｄ Ｅｄｉｔｉｏｎ． ［５］ 蒋立本，冯霄，丁生华，等．受网络夹点控制的装置的改造分 山、盘锦、齐鲁等）的新建或进行节能改造的加氢 装置虽然都是采用ＳＥＩ的汽油加氢技术，但各自 流程略有差异。 析［Ｊ］．高校化学工程学报，２００１，ｌ５（２）：１６１一ｌ６６． ［６］ 孙冰剑，吴升元，陈清林．考虑蒸汽优化的工艺装置问热进 出料［Ｊ］．化工学报，２０１ ｌ，６２（１２）：３４５８—３４６２． ［７］ 辜鸟根，梁颖宗＋张冰剑，陈清林．换热网络 能潜力分析评 ４结语 价［Ｊ］．石油炼制与化工，２０１３，４４（６）：９１—９６． ［８］ 曾远森．裂解汽油苯乙烯抽提技术的应用［Ｊ］．广东化１一， ２０１３，４０（１５）：１０８—１０９． １）基于加氢装置上游原料及副产品情况对工 艺流程本身进行了优化，配套苯乙烯抽提装置并 ［９］ ＧＢ／Ｔ ５０４４ｌ一２ｆ）（）７石油化工设计能耗计算标准［Ｓ］ 将粗汽油进料方式改为双进料，７Ｏ万ｔ／ａ的加氢 装置，每年可有１亿余元的效益，说明工艺流程的 ［１０］ 王鑫泉．燕山裂解汽油加氧装置技术改造［Ｊ］．现代化工， １９９７，１７（９）：２１—２４．
