基于Petro-SIM模擬優(yōu)化汽油加氫裝置節(jié)能方案

宮 靜，何 勇，王如強，于型偉

（1.中國石油大慶煉化公司研究院，黑龍江 大慶 163411；2.中國石油大慶煉化公司檢維修中心，黑龍江 大慶 163411；3.中國石油規(guī)劃總院，北京 100083）

隨著人民群眾生活質量的提高，環(huán)保意識的增強，油品的質量不斷升級，2019年1月1日起中國實施國ⅥA車用汽油標準［1］。為滿足出廠汽油全部達到國ⅥA階段標準烯烴含量（≯19%）要求，2019年某廠對現(xiàn)有150×104t/a催化汽油加氫裝置進行改造，采用福州大學、中國石油大學（北京）和中國石油蘭州化工研究中心合作開發(fā)的GARDES-II技術，改造后該廠汽油池滿足國ⅥA階段標準。

近年來各煉化企業(yè)對生產裝置節(jié)能降耗的要求越來越高，加氫裝置中燃料氣和電能消耗占比最大，可超過80%［2］。而目前對于汽油加氫裝置如何節(jié)能降耗的研究報道較少。Petro-SIM是KBC公司開發(fā)的圖解式全流程穩(wěn)態(tài)模擬系統(tǒng)，利用該軟件可進行裝置的設計、核算和生產方案研究［3，4］。此工作以150×104t/a改造后的汽油加氫裝置為研究對象，利用Petro-SIM流程模擬軟件對該裝置進行模擬核算，尋找能耗優(yōu)化機會，提出優(yōu)化方案，從而節(jié)約成本。

1 裝置簡介及能耗分析

催化汽油加氫裝置設計規(guī)模為150×104t/a，年開工時數(shù)8 400 h，工藝流程為全餾分催化汽油首先經過加氫預處理，脫除硫醇和雙烯烴，并實現(xiàn)輕的硫化物向重硫化物的轉移，然后在分餾塔內進行輕、重汽油分離。重汽油送至加氫脫硫及辛烷值恢復部分，進行深度脫硫和辛烷值恢復。

2020年，汽油加氫裝置綜合能耗607.39 MJ/t時的各項能耗統(tǒng)計數(shù)據(jù)見表1。

表1 汽油加氫裝置2020年能耗

從表1可以看出，裝置主要消耗的能源實物為燃料氣、3.5 MPa蒸汽和電等，因此裝置節(jié)能降耗方向應主要放在節(jié)約電能、減少燃料氣消耗等［5］。

2 模型建立

利用KBC Petro-SIM軟件建立包含全餾份汽油分餾、重汽油加氫、重汽油穩(wěn)定和換熱網絡的裝置全流程離線模型。模型計算結果與裝置現(xiàn)場標定結果對比見表2。

表2 汽油加氫裝置模型部分關鍵參數(shù)值與現(xiàn)場數(shù)據(jù)比較

由表2可以看出，模型計算值與現(xiàn)場值吻合較好，準確度達95.75%，可用于下一步優(yōu)化分析。

3 能耗優(yōu)化方案與效果

3.1 換熱流程優(yōu)化方案與效果

3.1.1 主要換熱流程混氫原料油經過E-102（混氫原料油/加氫脫硫反應產物）、E-103（混氫原料油/預加氫反應產物）加熱后進入預加氫反應器。預加氫反應產物經E-103、E-110（分餾塔進料/分餾塔底油換熱器）換熱后進入分餾塔進行輕、重汽油分離。分餾塔上部抽出的輕汽油產品經輕汽油產品冷卻后可直接送出裝置。重汽油經E-110換熱后與循環(huán)氫混合，混氫油經E-201（加氫脫硫進料/反應產物換熱器）換熱后進入加氫脫硫反應器。

裝置現(xiàn)場DCS畫面顯示，原料先在E102中由加氫脫硫反應產物加熱至143.3℃，再通過E103與預加氫反應產物換熱至127.6℃進預加氫反應器，再與分餾塔底油換熱至130.1℃后進入分餾塔進行輕、重汽油的分離。裝置進料和分餾塔底油存在先被加熱后又再被冷卻的情況，熱量使用不合理；且加氫反應產物進空冷A201的溫度為130℃，有進一步利用空間，造成了熱量的浪費?，F(xiàn)有相關換熱流程見圖1。

圖1 現(xiàn)有相關換熱流程

3.1.2 優(yōu)化方案及效果經過分析認為，可考慮將換熱器E201出口的加氫脫硫油氣產物分2路，1路進E102，保證原料進預加氫反應器達到換熱溫度要求的情況下，另1路進E110，再串聯(lián)進E-103換熱，從而提高分餾塔進料溫度，降低加氫反應產物進空冷溫度，節(jié)約分餾塔底再沸爐燃料氣消耗。利用Petro-SIM 5.0模擬軟件對優(yōu)化后流程進行了模擬，優(yōu)化后流程示意圖和主要模擬結果見圖2。

圖2 優(yōu)化后相關流程

優(yōu)化改造后，通過調整加氫脫硫反應產物進E102換熱器的流量，保證原料進預加氫反應器達到換熱溫度要求，大部分物流進E110換熱。分餾塔進料溫度由128.2℃升至134.3℃。分餾塔塔底重沸爐熱負荷由600.27 MJ/h降為576.83 MJ/h，節(jié)約燃料氣89.56 Nm3/h，按照2 000元/t燃料氣計算，可節(jié)約燃料氣成本151×104元/a。

3.2 分餾塔降壓優(yōu)化方案與效果

目前，分餾塔塔頂油氣經熱媒水取熱、空冷冷卻后進入回流罐，回流罐頂氣經循環(huán)水冷卻后，不凝氣排至催化裝置氣壓機入口，冷凝液進入回流罐，回流罐內全部凝液回流至分餾塔內。

如果將塔頂操作壓力降低，同時維持回流罐原操作溫度40℃不變，可達到降低塔底溫度，減少塔底重沸爐熱負荷，從而節(jié)約燃料氣消耗，有利于降低裝置能耗。

分餾塔目前主要操作參數(shù)見表3。

表3 分餾塔主要操作參數(shù)

利用Petro-SIM進行模擬，控制輕汽油ASTM D86 99%點（67℃）、重汽油ASTM D86 10%點（87.5℃）不變，保持全塔壓降（0.02 MPa）及其它操作參數(shù)不變，將分餾塔塔頂壓力降低0.05 MPa、0.08 MPa、0.1 MPa后，利用模型計算主要相關參數(shù)的變化，計算結果見表4。

表4 分餾塔塔頂壓力降低前后主要參數(shù)變化

由表4可以看到，塔頂壓力降低后，塔頂溫度、塔底溫度、輕汽油抽出溫度、塔底重沸爐熱負荷呈現(xiàn)逐漸降低趨勢；塔頂油氣總冷凝負荷、塔頂不凝氣C5含量呈現(xiàn)逐漸增加趨勢。

將分餾塔塔頂壓力降低0.2 MPa后，利用模型計算主要相關參數(shù)的變化，計算結果見表5。

表5 分餾塔塔頂壓力繼續(xù)降低后主要參數(shù)變化

由表5可以看到，繼續(xù)降低塔頂壓力后，塔頂溫度、塔底溫度、塔底重沸爐負荷降幅較大，而塔頂油氣總冷凝負荷、塔頂不凝氣C5含量增幅較大。

各塔板氣相負荷的變化情況見圖3。

圖3 分餾塔塔頂壓力繼續(xù)降低后各層塔板氣相負荷圖

可以看到，繼續(xù)降低壓力后，各層塔板氣相負荷增幅較大，可能會對塔的操作造成影響，建議分餾塔塔頂壓力降低0.1 MPa時為宜，即塔頂操作壓力為0.8 MPa。

對分餾塔塔頂壓力降低后對節(jié)約燃料氣量和液收的影響進行分析，結果見圖4。

圖4 分餾塔塔頂壓力降低對節(jié)約燃料氣量和液收的影響

可以看到，隨著塔頂壓力的降低，節(jié)約燃料氣量逐漸增加，同時液收呈現(xiàn)逐漸下降的趨勢。從節(jié)約的燃料氣量和液收綜合考慮，建議分餾塔塔頂壓力降低0.1 MPa時為宜，即塔頂操作壓力為0.8 MPa。

分餾塔塔頂壓力降低0.1 MPa時，分餾塔塔底重沸爐熱負荷降低了3 740 MJ/h，降幅達5.7%，以燃料氣價格為2 000元/t，根據(jù)計算節(jié)約燃料氣費用1 898.4萬元/a。

4 結束語

（1）利用Petro-SIM流程模擬軟件對汽油加氫裝置進行模擬和優(yōu)化，所建模型模擬值與實際生產操作情況基本吻合。

（2）通過對換熱網絡模型模擬優(yōu)化，分餾塔塔底重沸爐熱負荷由600.27 MJ/h降為576.83 MJ/h，降幅3.9%，經計算可節(jié)約燃料氣成本151萬元/a。

（3）通過模擬計算，當分餾塔塔頂壓力降低0.1 MPa的時候，分餾塔塔底重沸爐的熱負荷降低3 740 MJ/h，降幅達5.7%，每年可節(jié)約燃料氣費用1 898.4萬元，避免了熱量的浪費。