郭林超（烏魯木齊石化分公司）

烏魯木齊石化公司煉油廠汽油加氫裝置由中國寰球新疆設計分公司（原烏石化設計院）設計，中國化學工程第十一建設有限公司施工建設，2017年進行擴能改造，新增了20×104t/a 富芳烴加氫單元。在國Ⅴ標準汽油生產(chǎn)階段，辛烷值損失降低至0.3 個單位，液收保持在99%以上，體現(xiàn)出工藝水平的先進性。但是，在實際運行過程中，存在加熱爐負荷高、綜合能耗高等亟待解決的問題。

1 工藝流程

汽油加氫裝置分為兩個單元，分別為富烯烴汽油加氫改質(zhì)單元[1]、富芳烴汽油加氫精制單元。

1.1 富烯烴汽油加氫改質(zhì)單元工藝流程

汽油加氫改質(zhì)單元采用“M-DSO 催化汽油加氫脫硫降烯烴組合工藝技術”[2]，選擇性加氫脫硫催化劑型號為GHC-11，加氫改質(zhì)催化劑型號為Fo-35M。

烴重組的中汽油、脫尾油混合組分進入汽油改質(zhì)單元原料罐D(zhuǎn)1102，經(jīng)過P1101 升壓后進入改質(zhì)反應器R1102、再經(jīng)過換熱后進入加氫反應器R1101。反應產(chǎn)物進入高分罐D(zhuǎn)1103，高分油進入穩(wěn)定塔，脫除凝縮油及干氣后，塔底為產(chǎn)品汽油，汽油加氫改質(zhì)單元加工流程見圖1。

1.2 富芳烴加氫精制單元工藝流程

富芳烴汽油加氫單元采用選擇性加氫脫硫技術，催化劑型號為PDH-111。

圖1 汽油加氫改質(zhì)單元加工流程

圖2 富芳烴加氫單元加工流程

烴重組的富芳烴進入富芳烴加氫單元原料罐D(zhuǎn)1101，經(jīng)過原料泵P1102 升壓后，進入加氫反應器R1103，反應產(chǎn)物進入高分罐D(zhuǎn)1107，高分油進入穩(wěn)定塔，脫除凝縮油及干氣后，塔底為產(chǎn)品汽油，富芳烴加氫單元加工流程見圖2。

1.3 主要工藝特點

1）重汽油富芳抽提單元+富烯烴加氫和富芳烴加氫技術結(jié)合。烴重組裝置的中汽油、化工輕油的烯烴含量高，屬于富烯烴組分，此混合組分進入汽油加氫改質(zhì)單元，M-DSO 反應單元產(chǎn)品汽油辛烷值相對原料汽油出現(xiàn)明顯增長[3]。烴重組裝置的富芳烴、脫尾油的烯烴含量低、芳烴含量高，此混合組分進入富芳烴加氫單元，在GHT反應器內(nèi)進行深度加氫脫硫，脫硫率可達到99%以上。

2）單循環(huán)氫系統(tǒng)帶兩套反應單元。單循環(huán)氫系統(tǒng)可減少投資，減少了循環(huán)脫硫單元、氫氣壓縮機及配套設施方面的投資。循環(huán)氫可統(tǒng)一進行脫硫，可以保證其脫硫深度。進入汽油加氫改質(zhì)單元、富芳烴加氫單元的循環(huán)氫量可以精確控制。

3）運轉(zhuǎn)穩(wěn)定、生產(chǎn)周期長。采用固定床反應器技術，裝置運行穩(wěn)定，催化劑活性衰減速率慢[4]。

2 運行問題

煉油廠汽油加氫裝置在生產(chǎn)運行過程中出現(xiàn)多項生產(chǎn)運行問題。

2.1 反應產(chǎn)物空冷入口溫度高

先M-DSO 運行工藝下，國V 標準汽油生產(chǎn)階段，D 反溫度提溫受限，入口溫度控制閥TV9704全開，D 反溫度無法提高至260 ℃以上，直接影響汽油的脫硫效果，汽油加氫改質(zhì)單元反應系統(tǒng)熱量平衡圖見圖3。同時，熱量不平衡問題隨著催化劑活性的衰減開始凸顯，由于脫硫反應器反應溫度依靠改質(zhì)反應物料換熱來控制，因此在催化劑使用末期或者國Ⅴ標準汽油生產(chǎn)階段，必須不斷提高脫硫反應溫度，其反應出口溫度也將大幅提高，從而導致反應產(chǎn)物空冷入口溫度及出口溫度上升，出現(xiàn)“原料取熱不夠，反應熱利用不全，空冷負荷較大”的問題[5]。

圖3 汽油加氫改質(zhì)單元反應系統(tǒng)熱量平衡圖

2.2 穩(wěn)定塔C-1401入口溫度低

20×104t/a 富芳烴加氫單元試車結(jié)束后，穩(wěn)定塔C-1401入口溫度低（僅為117 ℃），塔頂溫度無法提高至100 ℃以上，影響產(chǎn)品汽油的飽和蒸汽壓。檢查發(fā)現(xiàn)，原設計E1401為兩管程，換熱效果差[6]。

2.3 D1303液面波動較大

循環(huán)氫脫硫單元貧液從控制閥LV-9807后引入貧液緩沖罐D(zhuǎn)-1303，操作人員現(xiàn)場操作手閥控制貧液進裝置量，因此貧液進裝置量無法精準控制，D-1303液面波動較大。

2.4 循環(huán)氫帶液

循環(huán)氫脫硫單元循環(huán)氫脫前緩沖罐D(zhuǎn)-1301 無DCS 液位顯示，僅有現(xiàn)場液面計LG-9806，當出現(xiàn)循環(huán)氫帶液時，循環(huán)氫脫硫塔會出現(xiàn)發(fā)泡現(xiàn)象，進而影響下游溶劑再生單元和循環(huán)氫壓縮機的運行[7]。

2.5 原料緩沖罐D(zhuǎn)1101液面波動較大

20×104t/a富芳烴加氫單元，原料泵P-1102出口設計最小流量為22 t/h，富芳烴進裝置量長期小于18 t/h，生產(chǎn)過程中長期補充循環(huán)量以滿足機泵最小流量。然而，循環(huán)線上無流量控制閥，需操作人員現(xiàn)場調(diào)整手閥控制循環(huán)量，原料緩沖罐D(zhuǎn)1101液面波動較大[8]。

3 改進措施

3.1 新增換熱器E-1101D

通過改造[9]，在汽油加氫裝置A-1101入口線新增換熱器E-1101D，反應原料與反應產(chǎn)物進行換熱，其中反應原料走換熱器E-1101D 殼程進入E-1101C，反應產(chǎn)物走換熱器E-1101D 管程至A-1101，具體改造流程示意圖見圖4。

3.2 新增穩(wěn)定塔進料/產(chǎn)品換熱器E-1401/2

大檢修期間在220×104t/a 富芳烴加氫單元，新增一臺穩(wěn)定塔進料/產(chǎn)品換熱器E-1401/2，同時將現(xiàn)有E1401進出口流程進行重新配管。

3.3 其它改造

循環(huán)氫脫硫單元貧液進裝置位置改至控制閥LV9807 前。循環(huán)氫脫硫單元循環(huán)氫脫前緩沖罐D(zhuǎn)1301 增加DCS 液位指示LT9806。20×104t/a 富芳烴加氫單元循環(huán)線增加控制閥[10]。

圖4 改造流程示意圖

4 改造效果

2019年大檢修，汽油加氫裝置新增反應原料與反應產(chǎn)物換熱器E-1101D 后，F(xiàn)1101 入口溫度提高了近70℃，從而降低了F1101 負荷，同時降低了A1101 入口溫度，裝置加工能力由47.6 t/h 提高至63 t/h，裝置綜合能耗由726.45 MJ/t降低至413.92 MJ/t，汽油加氫裝置綜合能耗改造前后對比見表1。

表1 汽油加氫裝置綜合能耗改造前后對比

在經(jīng)濟效益方面，對燃動成本進行計算，汽油加氫裝置總?cè)紕映杀緩? 267.3 元/h降低至887.14 元/h，汽油加氫裝置總?cè)紕映杀绢A算見表2。

表2 汽油加氫裝置總?cè)紕映杀绢A算

2019 年大檢修，20×104t/a 富芳烴加氫單元增加穩(wěn)定塔進料與產(chǎn)品換熱器E1401/2，提高C1401入口溫度，降低了F1102 負荷（F1102 爐膛平均溫度由630 ℃降低至450 ℃）。循環(huán)氫脫硫單元貧液進裝置位置改至控制閥LV9807 前；循環(huán)氫脫硫單元D1301增加DCS液位LT9811；富芳烴加氫單元增加小循環(huán)控制閥。汽油加氫裝置自控率由94.87%上漲至100%。

5 總結(jié)

為提高汽油加氫裝置操作穩(wěn)定性，解決加熱爐負荷高、綜合能耗高等問題，2019年大檢修期間進行節(jié)能改造。在汽油加氫裝置內(nèi)新增反應產(chǎn)物/原料換熱器E-1101D，新增穩(wěn)定塔進料/產(chǎn)品換熱器E-1401/2，循環(huán)氫脫硫單元貧液進裝置位置改至控制閥LV-9807 前；循環(huán)氫脫硫單元D-1301 增加DCS 液位LT-9811；富芳烴加氫單元增加小循環(huán)控制閥。

通過節(jié)能改造，汽油加氫裝置綜合能耗從726.45 MJ/t 降低至413.92 MJ/t，增加經(jīng)濟效益380.16 元/h，自控率由94.87%上漲至100%。