宋 磊

（中國(guó)石化海南煉化分公司乙烯項(xiàng)目部，海南儋州578000）

Lummus 工藝或SEI工藝主要是采用中間餾分加氫，先將裂解汽油中碳五以下和碳九以上餾分分離，剩余的碳六至碳八餾分再進(jìn)行兩段加氫工藝，從而使溴價(jià)，二烯烴含量滿足芳烴抽提裝置的生產(chǎn)需要。由于中石化某公司乙烯項(xiàng)目三次改擴(kuò)建，因此設(shè)置三套配套裂解汽油加氫裝置［1］。為了增產(chǎn)乙烯，乙烯原料輕質(zhì)化造成裂解汽油產(chǎn)能減小，三套裝置均在低負(fù)荷、高能耗下運(yùn)行。因此計(jì)劃裝置改造，對(duì)二套加氫裝置進(jìn)行擴(kuò)能，滿足生產(chǎn)需求，同時(shí)應(yīng)用新技術(shù)實(shí)現(xiàn)了節(jié)能降耗。

1 裝置改造前存在問(wèn)題

（1）裂解汽油加氫加熱爐熱效率偏低，排煙溫度超過(guò)420 ℃，同時(shí)二段反應(yīng)產(chǎn)物的換熱流程過(guò)于復(fù)雜，存在跨夾點(diǎn)傳熱現(xiàn)象，熱量回收效果較差。

（2）脫戊烷塔塔盤(pán)易結(jié)焦堵塞，造成塔頂碳五產(chǎn)品不合格，以及芳烴苯損失。聚合物對(duì)回流罐相關(guān)壓力表，液位計(jì)的指示影響較大，經(jīng)常出現(xiàn)錯(cuò)誤指示造成生產(chǎn)波動(dòng)。

（3）脫碳九塔由于聚合物堵塞塔盤(pán)，塔頂水冷器循環(huán)水受季節(jié)氣溫影響，塔頂負(fù)壓不穩(wěn)定。塔運(yùn)行參數(shù)波動(dòng)，造成產(chǎn)品中碳八芳烴損失增大［2，3］。

2 裝置改造方案

（1）脫戊烷塔系統(tǒng)采用高效固定塔盤(pán)，自界外罐區(qū)來(lái)的粗裂解汽油在流量控制下經(jīng)脫戊烷塔進(jìn)料與產(chǎn)品穩(wěn)定塔加氫汽油換熱到50～60 ℃，然后進(jìn)入脫戊烷塔中部，對(duì)碳五餾分進(jìn)行分離。

（2）將原脫碳九塔塔浮閥塔盤(pán)改造為高效固定塔盤(pán)。塔釜再沸器由強(qiáng)制循環(huán)更換為熱虹吸式再沸器，在原蒸汽噴射泵基礎(chǔ)上新增干式真空泵。

（3）將循環(huán)氫與二反進(jìn)料由換熱后混合流程改為換熱前混合流程，并將二反進(jìn)出料換熱器改為高效換熱器，換熱流程改進(jìn)后，在現(xiàn)有反應(yīng)溫升40 ℃的條件下停用二反加熱爐。

（4）硫化氫汽提塔由塔內(nèi)內(nèi)回流操作，改造為塔外全回流操作。同時(shí)增加產(chǎn)品與脫戊烷塔進(jìn)料換熱。避免塔頂氣相帶液，保證塔頂尾氣合格排放。有利于塔的平穩(wěn)操作，保證產(chǎn)品質(zhì)量［4］。

3 裝置運(yùn)行標(biāo)定分析

物料平衡分析標(biāo)定期間，100%負(fù)荷下裝置生產(chǎn)每t 加氫汽油消耗的原料為1.43 t，110%負(fù)荷下為1.48 t，90%負(fù)荷下為1.57 t。三塔運(yùn)行穩(wěn)定，碳五、碳九產(chǎn)品及加氫汽油質(zhì)量合格。改造后碳五中的苯含量由改造前的0.44%下降至0.03%，提高了加氫汽油的苯收率，可多回收苯177 t/a。

100%負(fù)荷下，單位原料能耗1 631 MJ/t，比改造前降低926 MJ/t。負(fù)荷的提高導(dǎo)致加氫能耗降低，110%負(fù)荷下每t 原料能耗為1469 MJ/t；90%負(fù)荷下每t原料能耗為1 650 MJ/t。以100%負(fù)荷下進(jìn)行分析，其中中壓蒸汽、鍋爐給水、低壓蒸汽及凝液輸出占總能耗的84%，主要用戶為三塔的再沸器和循環(huán)氫壓縮機(jī)；燃料氣占總能耗的4.5%；循環(huán)水和電量，分別占總能源的6.4%和3.4%。

（1）中壓蒸汽、鍋爐給水、低壓蒸汽及凝液輸出3個(gè)塔的再沸器消耗飽和中壓蒸汽，鍋爐給水用于為蒸汽的脫過(guò)熱，該股中壓蒸汽用后輸出凝液。蒸汽及凝結(jié)水的能耗為1 374.9 MJ/t，改造前這部分的能耗為1 545.8 MJ/t，降低幅度為11%。脫戊烷塔整塔及脫碳九塔塔內(nèi)件更換后，塔的分離效率提高，回流比降低，節(jié)省了蒸汽用量。

（2）燃料氣。燃料氣折合能耗73.6 MJ/t，比改造前下降618.3MJ/t，降幅為89%。二段反應(yīng)系統(tǒng)完成了換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化，拆除4 臺(tái)換熱器及1 臺(tái)加熱爐，更換二段進(jìn)出料換熱器，流程簡(jiǎn)捷并且大大提高了反應(yīng)熱回收效率，原有二段反應(yīng)系統(tǒng)進(jìn)料加熱爐負(fù)荷降低至0.3 MW，燃料氣消耗量大為減少。

（3）循環(huán)水。改造后能耗為104.2 MJ/t，改造前為176.0 MJ/t，降低幅度為41%。循環(huán)氫冷卻器入口溫度由172 ℃降低為90 ℃；同時(shí)，二段氣液分離采用熱高分技術(shù)，進(jìn)入循環(huán)氫冷卻器需要冷卻的物料由20 t/h 降低至6.4 t/h。新建塔脫戊烷塔以及脫碳九塔塔內(nèi)件更換后，分離效率提高，回流比較改造前降低，節(jié)省了塔頂冷凝器的循環(huán)水用量。

（4）電耗。改造后裝置電耗為55.6 MJ/t，改造前為110.4 MJ/t，下降了50%。主要原因是拆除了BTX 塔釜循環(huán)泵GA-604更換了二段進(jìn)料泵。

4 裝置改造過(guò)程存在問(wèn)題及處理措施

（1）裂解汽油中含有膠質(zhì)和雙烯低聚物，運(yùn)行過(guò)程中在脫戊烷塔中形成聚合物，造成塔盤(pán)、設(shè)備、管線堵塞。停工蒸煮后，聚合物積累在管線接口末端。開(kāi)車前檢修不到位，存在死角。

（2）真空系統(tǒng)進(jìn)口真空泵存在接線安裝問(wèn)題。采取舊設(shè)備氣抽子對(duì)BTX 塔進(jìn)行抽負(fù)壓。前期運(yùn)行效果良好，后期運(yùn)行中由于脫戊烷塔的結(jié)焦聚合導(dǎo)致分餾效果降低，輕組分進(jìn)入脫碳九塔，造成塔頂負(fù)壓升高。塔釜產(chǎn)品中碳八含量損失增加。

（3）現(xiàn)場(chǎng)儀表未嚴(yán)格按照要求安裝，多處出現(xiàn)滲漏現(xiàn)象，導(dǎo)致開(kāi)車過(guò)程中調(diào)節(jié)閥操作反作用。

（4）現(xiàn)場(chǎng)施工隊(duì)伍未嚴(yán)格進(jìn)行程序作業(yè)，導(dǎo)致多處管線臨時(shí)盲板未及時(shí)拆除，選用臨時(shí)石棉墊不合適，對(duì)后續(xù)作業(yè)及法蘭密封帶來(lái)不利影響。

（5）該次對(duì)二段反應(yīng)器進(jìn)料泵更換，未考慮到二段催化劑濕法預(yù)硫化流程。導(dǎo)致新機(jī)泵揚(yáng)程不能滿足要求。在開(kāi)車過(guò)程中新增干法預(yù)硫化流程，將硫化劑注入循環(huán)氫管線系統(tǒng)對(duì)二段催化劑進(jìn)行預(yù)硫化。

（6）改造二段進(jìn)料預(yù)熱器未能起到預(yù)熱效果。二段進(jìn)料與二反出料在EA632A/B/C/D換熱后二段反應(yīng)溫升只有21～25 ℃，比設(shè)計(jì)值低10 ℃以上。二段進(jìn)出料換熱器的傳熱溫差達(dá)不到設(shè)計(jì)值，不能停用加熱爐，原有火嘴不適應(yīng)燃料氣小流量連續(xù)供給，只能擇機(jī)變更為小流量燒嘴，同時(shí)考慮加熱爐煙氣排放合格，需要采用新型低氮燃燒器［5］。

5 結(jié)束語(yǔ)

對(duì)裂解汽油加氫裝置擴(kuò)能改造及負(fù)荷性能測(cè)試標(biāo)定結(jié)果表明，裝置各塔操作滿足設(shè)計(jì)能力和操作彈性，產(chǎn)品指標(biāo)優(yōu)于改造前。裝置開(kāi)車后脫戊烷塔進(jìn)料換熱器、脫戊烷塔頂水冷器、脫碳九塔頂水冷器運(yùn)行效果較好。脫碳九塔塔釜熱虹吸再沸器也達(dá)到預(yù)期效果。反應(yīng)系統(tǒng)換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化使得燃?xì)庀牧枯^改造前降低了89%，做到了節(jié)能環(huán)保，但存在加熱爐停用反應(yīng)器入口溫度不能達(dá)到生產(chǎn)要求，之后等待大檢修擇機(jī)對(duì)換熱器后增加高壓蒸汽加熱器的技改，確保裝置的長(zhǎng)周期平穩(wěn)高效運(yùn)行。