催化裂化汽油加氢脱硫装置换热流程对比

催化裂化汽油加氢脱硫装置换热流程对比 瑜，任建生，栗雪云接( 中国石油工程建设公司华东设计分公司，北京市 100101)摘要: 基于催化裂化汽油两段选择性加氢脱硫工艺 过 程 的 特 点，选取了两种典型的换热流程方案，从 能 耗、投资、设备数量以及操作稳定性等方面对其进行综合分 析 和 比 较。方 案 1 将两段加氢作为一个整体考虑，采 用 梯 度 逐级换热，其换热效率高; 方案 2 针对催化汽油加氢脱硫装置的特点，较 方 案 1 增设了分馏塔进料 / 塔 底 物 料 换 热 器。对比结果表明，方案 1 较之于方案 2，能耗在初期、末期工况下分别低 32 24 和 35 59 MJ / t，管壳式换热器数量 少 2 台，节省投资 30 104 MB ￥ ，但两段存在交叉换热，导致临氢管线较长，且蒸汽耗量和加热炉的操作负荷波动 较大; 方案 2 虽然能耗略高，但在应对初期、末期反应器所需温度差别较大的情况下，蒸汽耗量平稳，加热炉负荷波 动小，操作稳定性更好。关键词: 催化裂化汽油 汽油加氢 能耗 梯度换热低，直接作为产品送出装置，硫含量较高的重汽油组分则进入到后续的二段加氢脱硫部分; 二段加 氢脱硫是在更苛刻的条件下进行深度加氢脱硫过程，为减少加热炉的设置数量，设计中通常采用后 置加热炉的方式，一方面为后续的稳定塔重沸器提供热源，同时将重汽油换热至加氢脱硫反应器 所需要的反应温度。一段加氢反应通常在相对较缓和的条件下进 行，而二段加氢反应通常在相对 较苛刻的条件下进行，轻 / 重汽油的切割比例则根据进料性质( 硫含量等) 以及目的产品的硫含量等 确定。典型的两段加氢部分的反应条件见表 1。表 1 典型的两段加氢反应条件Table 1 Typical reaction conditions for two stage hydrotreating催化裂化汽油加氢脱硫技术作为降低硫含量的有效手段，伴随着油品品质日益严格的要求越 来越受到企业的青睐。目前投产的加氢脱硫工业化装置多采用两段选择性加氢脱硫技术，其核心 是采用两段加氢，在一段加氢后经过分馏，对其中的重汽油组分再进行深度的二段加氢脱硫。由于 催化裂化汽油加氢脱硫属于以提高油品品质为目 的的生产过程，因此通过有效换热将两部分的热量进行回收以降低整个装置能耗，对提高装置的 经济效益尤为重要; 与此同时，针对催化裂化汽油加氢脱硫装置本身的特点，即反应器入口温度随 着催化剂性能的衰减需要逐步提高，初期 / 末期反 应温差较大，因此换热流程的设计对装置的操作稳定性等方面的影响也尤为显著。下文结合国内 投产的采用不同换热流程的催化裂化汽油选择性加氢脱硫装置，选取了两种典型的换热流程方案， 从能耗、投资、设备数量以及操作稳定性等方面进 行分析比较。1 2两种换热流程方案 1 在换热流程安排上将一段和二段加氢 作为一个整体进行考虑，根据被加热介质温度要 求的 不 同，反应物流依此梯度进行换热或加热。 作为装置内温度最高的换热物流，加氢脱硫产物 经 F-102 加热后，首先去稳定塔底重沸器作加热1换热流程1 1总流程介绍催化裂化汽油与氢气混合物经换热至一定温 度后进入预加氢反应器，在预加氢反应器中进行 一段加氢过程，脱除二烯烃以及进行硫转移的反 应; 经过预加氢精制处理后的催化裂化汽油进入 分馏 塔 切 割 成 轻、重 汽 油 馏 分，轻汽油的硫含量 收稿日期: 2014 04 09; 修改稿收到日期: 2014 05 06。作者简介: 接瑜，工程师，2006 年毕业于天津大学化学工艺专 业，从事 炼 油 工 艺 设 计 工 作。 联 系 电 话: 010 58170220， E-mail: jieyu cnpccei cn。 17 项 目 预加氢反应器 加氢脱硫反应器反应温度( 初期 / 末期) / 120 /200250 /310反应压力 / MPa 2 42 2氢油体积比 10200 250热源，然 后 再 依 次 经 E-105 与二段加氢进 料、E-101与预加氢进料换热，最后进入反应产物空冷 器 A-102; 预加氢进料作为被加热物流，分别与加 氢脱硫产物、预加氢反应产物换热后，经蒸汽加热进入预加氢反应器; 预加氢反应产物经 E-102 换热后进入分馏塔; 分馏塔底物料经 E-105 由 加 氢 脱硫产物加热后进入加氢脱硫反应器。方案 1 的 换热流程示意见图 1。图 1 方案 1 的换热流程示意Fig 1 Heat exchange schematic diagram for option 1方案 2 在换热流程安排上将一段加氢和二段加氢作为两个独立的系统分开考虑，两个系统内 的物料在 各 自 系统内完成自身的换热和热量回 收。作为装置内温度最高的换热物流，加氢脱硫 产物经 F-102 加热后，同样首先进入稳定塔底重 沸器作加热热源，而 再 经 E-105 与二段加氢进料 换热后直接进入反应产物空冷器 A-102，不 再 返回到一段加氢部分换热; 预加氢进料作为被加热物流，分别与分馏塔底物料、预加氢反应产物换热 后，经蒸汽加热进入预加氢反应器; 预加氢反应产 物先后经 E-102，E-104 换 热后进入分馏塔; 分 馏 塔底 物 料 先 后 经 E-104，E-101 尽 可 能 换 热 冷 却 后，再经 E-105 加热后进入加氢脱硫反应器。方 案 2 的换热流程示意见图 2。图 2 方案 2 的换热流程示意Fig 2 Heat exchange schematic diagram for option 2 18 件下，其所需的换热设备数量少。而方案 2 中分馏塔底物料先经 E-101 冷却、又经 E-105 加热，其 换热效率受到影响，增加了换热设备的数量。因 此单从能耗、占地和设备投资方面考虑，方案 1 能 耗比方案 2 在初期、末期工况下分别低了32 24，35 59 MJ / t; 设备数量方面少了 2 台 管 壳 式 换 热 器，如果不考虑交叉换热引起的管线折返的影响， 按 2 台管壳式换热器重叠布置计，大致可节省占地 2 9 m2 ; 以 1 台换热器价格为 15 104 MB ￥ 计算，总共节省了 30 104 MB ￥ 。但由 于 汽 油 加氢装置的独特性，其初期 / 末期反应器入口所需 温度相差较大，如 方 案 1 中 E-104 初 期 蒸 汽 耗 量 为 0，末期蒸汽耗量为 7 07 t / h。实际操作中预加 氢反应器所需的入口温度是逐步上升的，因此蒸 汽管线上的 调节阀开度亦需要从 0 开 始 逐 步 开 大，导致调节阀的选择以及现场控制较困难; 另一 方面，方案 1 中预加氢反应产物经 E-102 换 热 后 直接进分馏塔，受初期 / 末期反应器出口温度相差 较大的影响，分馏塔进料的温度相差较大，其带入 分馏塔的能量差别明显，为保持分离精度，需要分 馏塔底重沸炉改变提供的热量来平衡操作，方案1 中 F-101 的初期、末期燃料气消耗分别为1 052，700 kg / h，末期消耗仅为初期的 67% ，实际设计中 还要考虑进料量波动的情况，因此加热炉的设计 负荷波动范围大约在 40% 120% ，导 致 加 热 炉 设计负荷范围较大; 同时方案 1 在加氢脱硫部分 和预加氢部分换热都需要采用高温临氢管线，交 叉换热使得临氢系统流程较长，工艺和安全两方 面均需要予以相应的考虑，由于两种方案对催化 剂的脱硫效果没有影响，因此两种换热流程方案 对环境的影响相当。考虑到催化裂化汽油加氢装置的特 殊 性，为 应对反应器初期、末期反应温度差别较大的情况， 在方案 2 中将换热流程加以改进。首先取消了交 叉换热，将两部分的关联度及相互影响程度降至 最低，其次在流程上增加了分馏塔进料 / 塔底物料 换热 器 E-104，将分馏塔底物流与分馏塔 进 料 进 行 换热来平稳分馏塔进料温度的变化，并 平 衡E-103的蒸汽耗量。反应初期，预加氢反应产物温 度较低，在与进料换热后，与分馏塔底产物进行二 次换热，一方面提高了分馏塔的进料温度，另一方 面降低了分离塔底产物的温度，进而降低了二段 加氢反应产物进入反应产物空冷器的入口温度， 19 3 换热流程分析对比为确保公用工程和能耗计 算结果的合理可 靠，将两种换热流程按相同的设计基准考虑。即 原料性质相同，进料规模相同，分馏塔的切割比例 相同，预加氢反应器与加氢脱硫反应器反应条件 相同，分 别 取 初 期、末期工况的反应入口温度为 120 /200 ，250 /310 。计算得出两种换热流程 在初期、末期工况下的燃料气、蒸汽和电耗，详见 表 2。表 2 两种换热流程的能耗Table 2 Energy consumption for two heat exhchange flow design options项 目注: 以上两种换热方案的消耗没有包括整个装置的所有公用工程消耗，仅计算了换热流程示意图中的设备消耗，以便对两 种换热流程的能耗进行分析比较。从表 2 可 以 看 出，在 设 定 的 初 期 / 末 期 工 况 下，方案 1 的综合能耗均低于方案 2。对两种方案的换热设备进行核算，选 型 结 果 如表 3 所示。表 3 两种换热方案的设备选型Table 3 Equipmemt selection for two heat exhchange flow design optionsE-103E-10514700 6 0001 000 6 000注: 以上换热管均采用 25 2 5 mm。由于方案 1 采用梯度直接换热，换 热 流 程 本 身安排更加有效，因此在达到同等换热程度的条项 目 数量 型号 汇总方案 1E-101 3 700 6 000E-102 1 700 6 000 5 台管壳式换热器4 台双壳程换热器A-101 4 GP9 3 4 管排 6 片干式空冷器A-1022GP9 3 4 管排 方案 2E-101 3 700 6 000E-102 1 700 6 000E-103 1 700 6 000 7 台管壳式换热器 E-104 2 600 6 000 4 台双壳程换热器 E-105 4 1000 6 000 6 片干式空冷器A-101 4 GP9 3 4 管排A-102 2 GP9 3 4 管排初期方案 1 方案 2末期方案 1 方案 2燃料气消耗量 / ( kgh 1 )分馏塔底重沸炉 1 052931700812加氢脱硫反应产物加热炉 544 471 491 457 蒸汽消耗量 / ( th 1 ) 0 3 06 7 07 7 07 耗电量 / kW 111 105 96 118总能耗 / ( MJt 1 )695 01 727 25 778 74 814 33节约了能量; 反应末期，预加氢反应产物的温度较高，在与进料换热后不经过分馏塔进料 / 塔底物料 换热器也可达到初期分馏塔的入口温度，因此分 馏塔底产物走 E-104 的 旁 路 即 可，恰 好 末 期 预 加 氢反应器所需要的温度比较高，在与预加氢进料 换 热后可以达到比初期更高的换热温度，节 省 E-103的蒸汽。该换热方案的优点在于通过增加 两台分馏塔进料 / 塔底换热器，可以很好地应对由 于初期、末期预加氢反应器入口温度变化较大引 起的 E-104 以 及 F-101 操作波动较大的情况，实 际操作的灵活性更强。技术的特点，在换热流程上将两段加氢作为一个整体考虑进行换热流程安排或将两部分分开，分 别作为两个独立的换热流程安排均是可行的，两 种方案在脱硫效果以及对环境的影响相当;( 2) 方案 1 的优点在于通过采用梯度逐级换 热的方法，可达到更高的换热深度，装置的综合能 耗在初期、末期工况下与方案 2 相比分别减少了32 24 和 35 59 MJ / t，设备数量与方案 2 相比少 2台，节省投资大约 30 104 MB ￥ ;( 3) 方 案 2 的优点在于取消了交叉换热，临 氢管线短，而且通过增加分馏塔进料 / 塔底物料换 热器，平稳了预加氢进料加热器的蒸汽耗量以及 分馏塔底重沸炉的负荷，操作性能更好。( 编辑 漆 萍)4结 论( 1) 针对催化裂化汽油选择性加氢脱硫工艺Comparison of heatexchange schemes forFCC gasoline hydrodesulfurization unitJie Yu，en Jiansheng，Li Xueyun( CPECC East-China Design Branch，Beijing，100101)Abstract: Based upon the process features of two-stage selective hydrodesulfurization process for FCCgasoline，two typical schemes of heat exchange are selected，compared and analyzed in energy consumption， capital investment，equipment number and operating stability，etc In scheme 1，the two stages of heat ex- change are integrated and stepwise heat exchange is adopted so that the efficiency of heat exchange is higherIn scheme 2，main fractionator bottom feed / bottom heat exchanger is added based upon the characteristics of FCC gasoline hydrodesulfurization process The comparison results show that the energy consumption of scheme 1 is 32 2