加氢改质工艺工程的适用性

由于原装置按冷分流程设计，能耗偏高，本次改造尽可能考虑节能降耗，降低装置能耗。改造方案(1)流程选择由于原装置反应部分为冷分流程，循环氢纯度高，投资较低，相对于热高分流程设计，热能利用率偏低，能耗较高，但热分流程循环氢纯度较低，达到同样的氢分压需要较高的反应压力，如果采用热分流程，原精制反应器入口超压，为了使改造前后反应压力等级一致，主要设备尽可能利旧，本次改造使用冷分流程。(2)换热流程优化本次改造对原装置反应部分换热流程进行了大幅优化，该装置改造前为精制，改造后为改质，反应剧烈程度增加，反应热增大。优化后，原4台高压换热器利旧，同时新增4台高压换热器，虽然装置改造后处理量增大，但反应流出物空冷负荷在原基础上有较大降低。(3)新氢压缩机由于改造后装置处理量增大，化学氢耗增大，原新氢压缩机已不能满足改造后要求，需对新氢压缩机进行改造。由于改造前后反应器入口压力基本无变化，经核算，原新氢压缩机出口压力满足改造后要求，但新氢压缩机氢气量无法满足要求，改造方案:方案1:原压缩机一台作为备机，一台运行，新增一台设计负荷为14．9dam3/h小压缩机。当小压缩机出现问题时，两台大压缩机运行。方案2:原两台作为备机，新增一台设计负荷为39．7dam3/h大压缩机。当大压缩机出现问题时，原两台压缩机运行。方案3:新增一台与原单台压缩机负荷相同的压缩机。两开一备运行。已上方案理论上均可满足要求，原压缩机一台已上无极变速系统，经过比选，选用方案3。(4)循环氢压缩机原循环氢压缩机为离心式，采用背压凝汽式汽轮机。本次改造反应部分循环氢差压与循环氢量都增大，经核算，原循环氢压缩机已不能满足要求，更换后循环氢压缩机背压蒸汽为3．5～1．0MPa。为施工方便，循环氢压缩机异地新建，原位置布置新增新氢压缩机，可在不影响生产的前提下最大限度缩短建设周期，

改造内容(1)新增一台加氢改质反应器;(2)新增催化柴油加氢进料泵两台及配套电机;(3)更换循环氢压缩机;(4)新增一台同型号的新氢压缩机，新氢压缩机两开一备;(5)新增循环氢脱硫系统;(6)新增高压贫胺液泵2台及配套电机;(7)新增反应流出物/直柴进料换热器Ⅰ、反应流出物/混合进料换热器Ⅰ、反应流出物/直柴进料Ⅱ、反应流出物/低分油换热器4台、高压换热器各1台;(8)更换原产品分馏塔塔内件;(9)新增一台精制柴油泵及配套电机，原2台精制柴油泵作为备泵;(10)更换原产品分馏塔顶回流泵及配套电机;(11)原产品分馏塔顶空冷器新增2片，更换原产品分馏塔顶后冷器。改造后工艺流程反应部分自装置外来的催化柴油经过滤器除去原料中大于25μm的颗粒后，进入缓冲罐，经进料泵升压后在流量控制下与混合氢混合，依次经反应流出物/混合进料换热器Ⅱ、反应流出物/混合进料换热器Ⅰ，后进入反应进料加热炉，加热至反应所需温度后进入加氢改质反应器，在催化剂作用下进行加氢脱硫、脱氮、烯烃饱和及芳烃部分饱和、选择性开环和异构化等反应。加氢改质反应器设4个催化剂床层，床层间设急冷氢注入设施。自装置外来的直馏柴油经过滤器除去原料中大于25μm的颗粒后，进入由燃料气保护的原料油缓冲罐。经原料油泵升压后在流量控制下依次经反应流出物/直柴进料换热器Ⅲ、反应流出物/直柴进料换热器Ⅱ、反应流出物/直柴进料换热器Ⅰ后与加氢改质反应器反应流出物混合后进入加氢精制反应器，在催化剂作用下进行加氢脱硫、脱氮、烯烃饱和及芳烃部分饱和等反应。加氢精制反应器设两个催化剂床层，床层间设急冷氢注入设施。自加氢精制反应器出来的反应流出物依次经反应流出物/直柴进料换热器Ⅰ、反应流出物/混合进料换热器Ⅰ、反应流出物/直柴进料换热器Ⅱ、反应流出物/混合进料换热器Ⅱ、反应流出物/直柴进料换热器Ⅲ、反应流出物/低分油换热器，分别与混合进料、直馏柴油和低分油换热，经反应流出物空冷器冷却后进入高压分离器。为了防止反应流出物在冷却过程中析出铵盐，堵塞管道和设备，通过注水泵将脱盐水注至反应流出物空冷器上游侧的管道中。冷却后的反应流出物在高压分离器中进行气、油、水三相分离，顶部出来的循环氢经循环氢脱硫设施后进入循环氢压缩机入口分液罐，分液后进入循环氢压缩机升压，然后分两路:一路作为急冷氢去反应器控制反应器床层入口温度;另一路与来自新氢压缩机出口的新氢混合成为混合氢。自高压分离器底部出来的油相在其液位控制下进入低压分离器中，闪蒸出的低分气送至装置外处理;低分油经反应流出物/低分油换热器与反应流出物换热后至分馏部分。高压分离器、低压分离器与产品分馏塔顶回流罐底部排出的酸性水混合经含硫污水罐闪蒸后送至装置外处理。装置的新氢自氢气管网来，经新氢压缩机入口分液罐分液后进入新氢压缩机两级升压后与循环氢压缩机出口的循环氢混合后成为混合氢。

分馏部分自反应部分来的低分油经精制柴油/分馏塔进料换热器换热后，进入产品分馏塔从下往上数第17层塔盘上，产品分馏塔共有28层浮阀塔盘，热源由产品分馏塔底重沸炉提供。产品分馏塔顶油气经产品分馏塔顶空冷器、产品分馏塔顶后冷器冷凝冷却至40℃后进入产品分馏塔顶回流罐中，进行气、油、水分离，闪蒸出的气体在压力控制下至装置外处理;水相至含硫污水罐，然后去装置外处理;油相经产品分馏塔顶回流泵升压后分成两路，一路在流量和塔顶温度串级控制下作为塔顶回流，另一路在回流罐液位控制下作为石脑油产品出装置。产品分馏塔底油经柴油泵升压后，精制柴油/分馏塔进料换热器、精制柴油空冷器换热、冷却后作为柴油产品送出装置。改造前后能耗对比由于装置改造后处理量增大，为了使改造前后对比基准相同，将改造前处理量折算到与改造后一致，改造前能耗作为基准，装置能耗对比结果分析从表7可以看出，装置改造后能耗大幅度降低。改造后采用MHUG-Ⅱ分区进料工艺提高了循化氢利用程度，降低了循环氢压缩机负荷，较大程度地利用了改质反应热，反应进料加热炉负荷比改造前大幅降低，虽然改造后该装置采用冷分流程，但相对于一般柴油加氢改质装置，该装置能耗已较先进。改造投资本次改造主要设备投资约需1．75×108RMB￥，如新建一套800kt/a催化柴油加氢改质约需3．6×108RMB￥，相对来说，可节省大约50%的费用，且工期大大缩短，主要设备投资明细见表9。改造前后经济性对比改造后装置能耗比改造前降低了67．82MJ/t。以改造前规模为基准，折合热量约5．6MW，若全部按发生蒸汽计算，预计产生0．5MPa的蒸汽8．6t/h，蒸汽价格按100RMB￥/t计算，年产效益约722×104RMB￥(年开工8400h)。若全部按燃料油计算，预计节约燃料油0．48t/h，年节约燃料油4．03kt，燃料油价格按3500RMB￥/t计算，年产效益约1411×104RMB￥。改造后装置能耗与一般加氢改质装置相比，降低能耗约209．34MJ/t，年产效益约4．35×107RMB￥。通过对比，可以看出，采用MHUG-Ⅱ工艺对原装置改造后，通过优化设计，使用较少的投资、较短的工期即实现了对催化柴油改质、柴油质量升级的目标，且装置能耗相对于一般的柴油加氢改质来说整体能耗下降明显，效益显著。在目前全国柴油质量升级的过程中，该装置的成功改造，为即将大规模实施的柴油质量升级工程化提供一条新思路。

作者：吕林虎 裘峰 单位：中石化洛阳工程有限公司