第3期

于长青.加氢裂化装置用能分析及节能措施

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对于同一装置，通常热高压分离器的操作温度越高，循环氢的纯度也越高，溶解氢量也越大，相应地补充氢的用量也就越大，同时反应加热炉的负荷也会增大。对于中油型的加氢裂化装置，若设置硫化氢汽提塔，建议热高压分离器的温度保持在220～

还有一定差距，还需要进一步的技术改造。

4.1增上变频电机

对于功率较大的机泵，增上变频电机，无疑是节能的有效途径。一般来说，只要电机实际负荷低于设计值的70%，且功率大于10kW，采用变频调节器就会产生良好的经济效益。广州石化加氢裂化装置额定功率在100kW以上的机泵有P3009、P3010、

250℃，这样既满足塔进料过汽化的温度要求，同时反应进料也可以多换热，降低了反应部分加热炉的负荷[5]。广州石化加氢裂化装置热高压分离器设计操作温度为260℃，实际操作中温度控制在245～

P3011、P3001、P3004等，在装置满负荷时，这些机泵的负荷一般保持在75%～85%，增上变频电机会有较好的节能效果。

高压空冷器A3001一共有8台，目前是通过调整风机叶片角度，开4台或全开8台来控制A3001出口温度。由于风机叶片角度调整幅度不大，造成

250℃，既充分利用反应热，降低反应加热炉负荷，又可以保证热高压分离器出口气体经换热器

E3004换热后，出口温度保持在190℃以上，避免铵盐结晶和系统压降增加。

广州石化加氢裂化装置分馏进料加热炉F3002的出口温度设计为385℃，而国内同类装置设计的出口温度一般为375℃，有10℃的温差。在实际操作中，分馏进料加热炉的出口温度按375℃进行控制，柴油和未转化油分割达到产品质量要求，各产品质量合格，不但降低了加热炉负荷，还减少了燃料气消耗。通过不断优化操作，加氢裂化装置燃料气单耗由2008年的11.26kg标油/t原料，降至2010年的6.63kg标油/t原料。

A3001出口温度不好控制，容易偏高或偏低。在其中4台空冷器增加变频器，来调节A3001出口温度，可以节约电耗，同时使冷高压分离器温度实现优化，减少反应加热炉燃料气消耗。相关资料显示，茂名石化加氢裂化装置2007年2月高压空冷A101增加4台变频器来调节A101出口温度，投用后每小时节电约40kW·h[6]。广州石化也可参考。

4.2低温热利用

加氢裂化装置生产过程中有很大一部分高品位能量变成了低品位(低温)能量，并以各种形式排至环境而损失掉，其利用程度对装置能耗有较大影响。将加氢裂化装置100℃以上物流的热量加以回收利用，则装置能耗可降低10％～20％。分析目前加氢裂化装置的实际情况，高压空冷器入口温度一般为140～150℃，由空冷降至50℃，重石脑油出装置温度需要由空冷和水冷从130℃降至40℃，航煤出装置温度由空冷从110℃降至90℃，尾油出装置温度需要由空冷从200℃降至90℃，柴油出装置前设计先用贫胺液冷却至100℃左右，再由空冷冷却至

3.5.3降低主汽提塔压力，减少蒸汽消耗

加氢裂化装置主汽提塔设计压力为0.9MPa，汽提蒸汽为中压蒸汽，通过对塔顶压力进行优化，将塔顶压力由0.9MPa调整为0.75MPa，把中压蒸汽改为低压蒸汽，用量保持不变。运行结果表明，汽提效果较好，产品质量合格，降低了蒸汽耗量。

3.5.4提高装置负荷率

加氢裂化装置保持高负荷运行对于装置节能降耗十分重要，国内某套加氢裂化装置负荷率与能耗的关系见表3[1]。装置负荷率低，很难进行优化操作。从表1也可以看出，从2008~2010年，广州石化加氢裂化装置处理量不断提高，负荷率从66%提高到97%，能耗降低趋势十分明显。

表3加氢裂化装置负荷与能耗关系

负荷率，%能耗/(MJ·t-1)

50℃出装置，由于贫胺液实际用量比设计用量少很多，造成柴油进空冷前实际温度比设计值（100℃）增加10～20℃，空冷冷却负荷更大。在这些冷却过程中消耗了电、循环水，增大了装置能耗。这些热量如果充分利用，可以达到良好的节能效果。

100基准

76基准+55.2

70基准+84.9

66基准+184.3

4.3采用旋流脱烃，继续提高循环氢纯度

在加氢裂化装置循环氢脱硫塔前设置轻烃聚结器，用于脱除循环氢中的轻烃。通过对聚结器进出口采样分析，发现循环氢中C5以上的烃组分基

4存在问题及今后的节能措施

经过技术改造和操作优化后，广州石化加氢裂化装置能耗显著降低，但是同国内同类装置对比，