馬昌岳

（大連西太平洋石油化工有限公司，遼寧大連 116610）

1 概述

某公司建設有蠟油加氫裂化、常壓渣油加氫和柴油加氫精制三套加氫裝置。裝置建設初期，每套裝置均有獨立的氫氣供應和脫硫胺液流程，均能滿足生產(chǎn)運行。隨著公司對節(jié)能降耗要求提高，各加氫裝置進行了精細化操作，將生產(chǎn)指標控制范圍逐漸縮小，增加了氫氣和脫硫胺液的消耗，新氫機和高壓脫硫胺液泵運行效率下降，單位電耗增加，經(jīng)濟性變差。

加氫裝置主要耗電設備為新氫壓縮機、高壓進料泵和高壓胺液泵等反應系統(tǒng)增壓設備，占裝置電耗的75%~90%，具體詳見表1。

表1 加氫裝置主要耗電設備

通過分析各加氫裝置新氫機和高壓胺液泵的性能參數(shù)，優(yōu)化工藝流程，實現(xiàn)了新氫和胺液的互供，停運部分機泵；在優(yōu)化工藝流程的基礎上，對新氫機、高壓胺液泵、液力透平等裝置進行技術改造，進一步降低主要設備電耗。

2 工藝流程優(yōu)化

2.1 氫氣系統(tǒng)優(yōu)化

加氫裝置的新氫壓縮機，主要作用是將管網(wǎng)的氫氣壓縮升壓后送至反應系統(tǒng)，以補充反應系統(tǒng)的溶解氫和化學耗氫，同時維持反應所需的氫分壓。

加氫裂化、渣油加氫、柴油加氫三套裝置新氫機設計參數(shù)見表2。

在額定處理量下，三套裝置氫氣耗用量分別為： 加氫裂化61 000 Nm3/h，渣油加氫50 000 Nm3/h， 柴油加氫12 000 Nm3/h，總計123 000 Nm3/h。經(jīng)核算，加氫裂化和渣油加氫兩套裝置，分別運行2臺新氫機即可滿足三套裝置反應系統(tǒng)耗氫需求，即

加氫裂化反應所需循環(huán)氫純度為94%，渣油加氫為92%，柴油加氫為89%。為了滿足加氫裂化和渣油加氫反應系統(tǒng)對氫氣純度的長期要求，對氫氣系統(tǒng)工藝流程進行優(yōu)化時，在加氫裂化和渣油加氫循環(huán)氫壓縮機出口分別引出至柴油加氫新氫機K-15101A/B出口的供氫線；并設置減壓閥和止回閥，滿足柴油加氫反應系統(tǒng)耗氫；同時停運新氫機K-15101A/B。

當渣油加氫單獨為柴油加氫供應氫氣時，渣油加氫新氫機無法滿足供氫要求，即

由表2可知，加氫裂化新氫機出口壓力高于渣油加氫新氫機出口壓力，故將渣油加氫和加氫裂化氫氣實行互供，優(yōu)化后的流程可以保障柴油加氫裝置反應系統(tǒng)的供氫，停運柴油加氫功率為1 550 KW 的新氫機，同時將渣油加氫新氫機滿負荷運行，提高新氫機的效率。

表2 加氫裝置新氫機參數(shù)

2.2 胺液系統(tǒng)優(yōu)化

高壓胺液泵是將胺液提升至反應系統(tǒng)壓力后送至高壓脫硫塔，三套裝置高壓胺液泵設計參數(shù)如下，詳見表3。

表3 加氫裝置高壓胺液泵參數(shù)

由于胺液品質的提升和脫硫后循環(huán)氫中硫化氫指標控制的優(yōu)化，高壓脫硫塔的胺液使用量明顯降低，三套裝置在生產(chǎn)過程中使用的胺液量分別為加氫裂化80 Nm3/h、渣油加氫130 Nm3/h、柴油加氫60 Nm3/h，共計所需胺液量為270 Nm3/h。根據(jù)泵設計參數(shù)可知，加氫裂化和渣油加氫2臺高壓胺液泵運行可以滿足三套裝置需要，即

優(yōu)化后的胺液流程詳見圖1，投用新流程后，停用柴油加氫功率為500 KW的高壓胺液泵。

圖1 加氫裝置胺液流程優(yōu)化

3 設備技術改造

3.1 新氫機增加無級調節(jié)

由2.1可知，氫氣系統(tǒng)在優(yōu)化流程后，在滿足正常三套加氫裝置供氫的基礎上，4臺新氫機仍有部分氫氣經(jīng)壓縮機出口三反一控制閥返回至新氫機入口，這種調節(jié)反應系統(tǒng)供氫的方式經(jīng)濟性差，造成了很大的電能浪費，因此將加氫裂化新氫機K-1401C增加了HydroCOM氣量調節(jié)系統(tǒng)。

HydroCOM運用“回流省功”原理，通過中間接口單元和HydroCOM專用軟件來精確控制進氣閥的延遲關閉，將新氫機負荷在0~100%之間進行無級調節(jié)。生產(chǎn)過程中，根據(jù)反應系統(tǒng)對氫氣量的實際需要設定新氫機一級手操器的負荷，系統(tǒng)便自動跟蹤并進行調節(jié)。

HydroCOM投用后，新氫機K-1401C負荷在72%時即可滿足生產(chǎn)需要。通過HydroCOM投用前后電機指示功率的對比，可知新氫機K-1401C節(jié)省功率為1 260 KW。

3.2 胺液泵技術改造

由文中2.2可知，三套加氫裝置在運行2臺高壓胺液泵時，泵性能參數(shù)仍過剩。為保障泵的安全運行，必須通過泵出口最小流量控制閥返回入口部分胺液，這種調節(jié)方式不但泵的運行效率低，還對最小流量控制閥造成沖刷，不利于裝置長周期運行。通過加氫裂化和渣油加氫兩套裝置高壓胺液泵設計流量和實際使用量的對比，可知渣油加氫高壓胺液泵P-05A/B流量偏差大，因此對渣油加氫高壓胺液泵P-05A/B進行改造。

高壓胺液泵P-05A/B由轉速為2 980 rpm的電機經(jīng)增速機進行驅動。為了節(jié)約成本，改造時只對泵體進行重新核算、選型，電機、增速機、基礎及底座等保持不變。經(jīng)核算，選定額定流量為135 Nm3/h、軸功率為820 KW的高壓胺液泵，改造前后泵性能參數(shù)對比見表4。

表4 高壓胺液泵改造前后性能參數(shù)對比

通過對比可知，改造后高壓胺液泵P-05A/B運行經(jīng)濟性更好。改造前，P-05A/B經(jīng)最小流量控制閥調節(jié)泵流量為154 Nm3/h，電機指示功率為1 350 KW；改造后，最小流量控制閥關閉，泵輸送量為130 Nm3/h，電機指示功率為1 080 KW，節(jié)約功率為270 KW。

3.3 液力透平密封改造

加氫裂化裝置液力透平HT-1101為能量回收設備，是將熱高分液相流體中的壓力能轉換為機械能的動設備。熱高分的液相物流通過液控閥和切斷閥進入液力透平，回收能量后進入熱低壓分離器[1]。液力透平利用回收的能量來驅動高壓進料泵P-1102，以此來降低高壓進料泵P-1102的電機功率。液力透平工況參數(shù)見表5。

表5 液力透平工況參數(shù)

液力透平原設計使用沖洗方案為PLAN53B的加壓雙端面機械密封；由于液力透平轉速高、端面比壓大，機械密封使用效果不理想，安全運行風險大，致使液力透平長期處于閑置狀態(tài)。隨著干氣密封技術的進步，非接觸式密封更適用于高壓、高轉速的工況，于是對液力透平進行密封改造，由接觸式機械密封改為非接觸式干氣密封，密封沖洗方案選用美國石油學會標準AP21682中的PLAN32＋ 74＋72＋76，同時設置密封泄漏報警監(jiān)控和聯(lián)鎖停車，一旦主密封發(fā)生泄漏可以聯(lián)鎖關閉液力透平入口閥，切斷液力透平入口的高壓物料。

液力透平成功運行后，在加氫裂化額定處理量下，可以降低P-1102電機功率1 046 KW，經(jīng)濟效益顯著；同時增加了熱高壓分離器到熱低壓分離器的控制手段，提高了反應系統(tǒng)運行安全性。

4 效益分析

氫氣和胺液工藝流程優(yōu)化，可以成功的將柴油加氫裝置的新氫機和高壓胺液泵停運。由于新氫機是通過三反一控制負荷，故停運前后節(jié)省的電機功率即新氫機K-15101A/B正常運行時的功率1 550 KW； 高壓胺液泵通過最小流量控制閥調節(jié)負荷，按照高壓胺液泵70%負荷計算，運行時的電機指示功率為400 KW，即停運后可節(jié)省電機功率為400 KW，共計節(jié)省電功率為1 950 KW。

加氫裂化新氫機K-1401C增加無級調節(jié)系統(tǒng)、渣油加氫高壓胺液泵改造和液力透平HT-1101成功運行，可節(jié)省電功率為

經(jīng)過一些列優(yōu)化和改造措施，三套加氫裝置節(jié)省電功率可達

經(jīng)濟效益非?？捎^，同時停運機組節(jié)省了維修維護費用，也降低了運行過程中帶來的安全風險。