从工艺节能、设备节能、装置间联合节能３个角度探讨加氢装置的节能途径。其中，工艺节能途径 主要为选用节能型工艺技术和优化工艺流程；设备节能途径主要为设置压缩机气量无级调节系统、液力透平等 能量节约?回收设施；装置联合节能途径包括装置间氢气梯级利用、能量传递、热进料和热出料联合等方案。

随着环保法规日益严格，绿色低碳理念深入人心。为降低油品燃烧过程中产生的ＳＯ狓等有害物质，世界各国不断更新油品标准。我国从 ２０１９年下半年起实施汽油、柴油国 Ⅵ 标准，２０２０ 年起实施低硫船用燃料标准。这些持续升级的油 品质量要求使得炼油厂不断新建加氢装置或对现有 装置进行改造，加氢能力持续提升，加氢装置所 占全厂能耗及操作费用的比例随之大幅增加。另一方面，世界油价面临下行压力，而环保要 求则愈加苛刻，为满足环保要求而增加的装置建 设、改造和操作成本使得炼油效益大幅缩减，国内 逐渐过剩 的 炼 油 能 力 也 使 炼 油 厂 间 竞 争 日 益 激 烈，降低装置能耗从而削减加工费用是炼油厂生 存和发展的迫切要求。基于上述原因，有必要对加氢装置的节能降 耗途径进行系统梳理和探讨，为装置优化设计提 供参考。以下将从工艺节能、设备节能、装置联合 节能３方面探讨加氢装置在设计或改造过程中可 采取的节约能耗途径。 

１ 工艺节能

１.１ 选用节能型工艺技术 

不同的工艺技术对应不同的工艺原理和流程设 置，对装置能耗具有根本性的决定作用。在装置进 行技术选择时，应根据拟加工原料性质及产品要求， 优先选用节能型工艺技术。以柴油加氢精制装置为 例，选用中国石油化工股份有限公司（中国石化）开 发的连续液相加氢工艺，可使装置能耗比常规滴流 床工艺低２５％以上［４］。图１和图２分别为常规滴流 床加氢工艺和连续液相加氢工艺的流程示意，表１则列出了两种工艺技术的主要区别。

由图１、图２及表１可见：①连续液相加氢技 术中，取消了高压循环氢系统，节省了循环氢压缩 机相关的蒸汽、电的消耗，同时注水系统和气体脱 硫系统相应由高压变为低压系统，电耗降低显著；新增的循环油泵流量虽然大，但扬程低，电耗小；②连续液相加氢技术中，反应器入口温度靠高温 循环油与加热炉出口介质直接混兑提升，热量利 用效率高，消除了传统滴流床技术靠换热器加热 带来的换热器热效率的问题；③在反应起始温度 （反应器入口温度）相同的情况下，连续液相加氢 反应器入口有高温循环油加入，因此要求反应进料 加热炉出口温度低于常规滴流床工艺，且低的氢油 比使加热炉出口汽化率低，燃料消耗降低显著。

采用连续液相加氢工艺的 Ａ、Ｂ两套装置的能耗显著低于中国石化所有柴油 加氢装置的平均水平，其中装置 Ａ 的操作负荷为 ７５．７８％，与 中 国 石 化 平 均 水 平 相 当，而 能 耗 为 ２１６．９ＭＪ?ｔ，仅为平均水平的５０．２％；装置 Ｂ的操 作负荷仅为５３．３２％，在远低于中国石化平均水平的 情况下，能耗为３０５．１ＭＪ?ｔ，仍比平均水平低２９．３％。表２ ２０１９年中国石化柴油连续液相 加氢装置的操作数据 项 目 操作负 荷，％ 能耗? （ＭＪ·ｔ－１） 连续液相柴油加氢装置 Ａ ７５．７８ ２１６．９ 连续液相柴油加氢装置 Ｂ ５３．３２ ３０５．１ 中国石化所有柴油加氢装置的平均水平 ７５．３１ ４３１．８ 上述数据表明，连续液相加氢工艺具有本质节能 的技术优势，采用该技术的工艺装置能耗远低于 常规滴流床工艺。

１.２ 优化工艺流程 

在工艺技术选定后，加氢装置的能耗与工艺 流程密切相关。以下举例说明加氢装置的几类流 程节能优化途径。

１.２.１ 换热流程的优化 

装置换热流程优化是 工艺节能的重要方法，应在充分分析物流理化性 质、热交换目标及工艺约束条件的基础上，对多股 物质能量流进行合理匹配以达成最优方案。以下 以某４．０Ｍｔ?ａ渣油加氢装置（以下简称渣油加氢 装置一）为例进行说明。表３为对 该 装 置 的 低 压 换 热 流 程 的 优 化 分 析结果。依据表３中各项条件，在设计换热网络 时，通过优化换热顺序以及合理匹配冷热物流实 现了热量的梯级利用，得到了如图３所示的具有 较高 换 热 效 率 的 渣 油 加 氢 装 置 低 压 换 热 优 化 流程。

从原料油预热角度看，原料渣油经４组换热器 从１５０ ℃加热到２８５ ℃后，进行过滤，其主要加热 介质为加氢渣油，并在１８８～１９３ ℃温度段利用分 馏塔中段回流来加热，充分利用分馏塔热量。从加氢渣油冷却角度看，加氢渣油从分馏塔 塔底抽出后，３５８～３６５ ℃最高温位的热量用作柴 油汽提塔重沸器的热源，之后用于预热原料油，剩 余的热量去发生蒸汽，最后直接作为热出料送至 下游催化 裂 化 装 置。当 催 化 裂 化 装 置 不 接 受 热 料时，将此热出料经空气冷却器冷却后送入罐区。

在预热原料油的流程中，根据温位的逐步降低，分为 ａ，ｂ，ｃ三段（如图３中虚线方框所示）进行换热：在 ａ、ｂ段，加氢渣油的分界温度为２８６ ℃，恰好与原料 油预热终温２８５℃相匹配，可用作原料油过滤器的 反冲洗油，两种介质温度相近，使过滤器在操作过程 中温度始终处于稳定状态，有利于过滤操作的连续 性；在ｂ、ｃ段，将ｃ段预热原料油的温度选择在１８８ ℃，该温位可使原料的预热与中段回流的温位相匹 配，以充分利用分馏塔中段回流热量。这个低压换 热网络的设置充分考虑了反应与分馏部分的热量转 移与匹配，使原料渣油的低压换热终温达２８５℃，反 应进料加热炉负荷低，节约燃料用量，充分利用了分 馏塔中段回流的热量，降低分馏塔塔顶空气冷却器 的负荷，从而实现了整个低压换热流程的优化。

１.２.２ 合理设置蒸汽发生器回收低温热 

加氢过程中的化学反应总体表现为放热反应，装置内 存在大量的低温热量无法作为工艺热量使用，设 置蒸汽发生器可以有效回收这部分热能，作为全厂 蒸汽系统的有益补充，同时还可以作为装置热量平 衡调节的辅助手段。以下以某３．９ Ｍｔ?ａ渣油加氢 装置（以下简称渣油加氢装置二）为例进行说明。该装置中，温位为２１０～２４０ ℃的加氢渣油用 于发生１．２ＭＰａ低压蒸汽，温位为１８０～２３４ ℃的 分馏塔中段回流、温位为１８０～２７０ ℃的加氢渣油 和温位为 １７０～２８２ ℃ 的柴油产品用于发生 ０．４ ＭＰａ低低压蒸汽。此利用方案下，该装置的低温 热量利用结果如表４所示。由表４可以看出，在操 作初期（ＳＯＲ）和操作末期（ＥＯＲ），装置能耗分别 降低了２４４．９ＭＪ?ｔ和２６３．８ＭＪ?ｔ。表４ 渣油加氢装置二的低温热量利用结果 项 目 ＳＯＲ ＥＯＲ 低压蒸汽发生量?（ｔ·ｈ－１） １３．９３ １５．３５ 低低压蒸汽发生量?（ｔ·ｈ－１） ３０．６８ ３２．６５ 装置能耗降低值?（ＭＪ·ｔ－１） ２４４．９ ２６３．８ 

２ 设备节能 

２.１ 新氢压缩机气量无级调节系统

电耗是加氢装置的主要能量消耗之一，根据 装置类型不同，电耗占加氢装置总能耗的３５％～ ７０％，其中新氢压缩机耗电量占总电耗的４０％～ ６５％，故其节电方案对装置节能意义重大。特别 是，对于大型渣油加氢装置，反应压力高，原料油与氢气升压耗电量巨大，且在操作中为保证反应氢分压，需通过排放部分循环氢气来维持循环氢 纯度，并补入过量的新氢以维持反应压力，故新氢 压缩机的操作负荷由化学反应氢耗和循环氢排放 量共同决定。在装置的整个操作周期内，随着催 化剂活性逐渐降低，渣油加氢反应生成的 Ｃ１ ～Ｃ４ 轻组分增加，为维持循环氢纯度而排放的氢气量 随之增加，因此新氢压缩机的负荷在整个操作周 期内变化较大，且新氢压缩机在装置运转初期的 实际操作流量与设备额定流量差别很大。表５为 上述两套典型渣油加氢装置的电耗情况。

新氢压缩机采用往复式压缩机，通过压缩机 出口氢气部分回流至入口的方法来控制新氢补入 反应系统的实际量，这种控制方案会因大量氢气 回流而造成电能的浪费。为新氢压缩机配备气量 无级调节 系 统 则 可 大 幅 度 降 低 新 氢 压 缩 机 用 电 量，从而显著降低装置能耗，可解决上述问题。以 渣油加氢装置一为例，采用新氢压缩机气量无级 调节系统的节能效果见表６。目前，新氢压缩机气 量无级调节系统已基本成为大型加氢装置的标配 设施。

２.２ 液力透平系统 

加氢装置包含高压系统与低压系统，在二者 相衔接的部位，比如热高压分离器（简称高分）油 到热低压分离器（简称低分）、冷高分油到冷低分、 循环氢脱硫富胺液从脱硫塔到富胺液闪蒸罐等， 高压介质 一 般 通 过 高 压 角 阀 降 压 后 注 入 低 压 设 备。在上述部位设置液力透平可回收这些高压液 体的压力能，以用于驱动反应进料泵、循环氢脱硫 贫胺液泵等高压泵，从而节约电能。表７为渣油加 氢装置二设置液力透平的节能效果。由表７可以 看出，通过两套液力透平回收压力能，使装置能耗 降低了５０．２ＭＪ?ｔ。

设置液力透平系统会增加设备和管道投资， 因此是否设置需在投资增加和节电效益之间进行 经济核算后确定。一般而言，大型的渣油加氢、加 氢裂化、蜡油加氢等装置因规模大、反应系统压力 等级高、原料硫含量高（循环氢脱硫富胺液量大）， 适宜设置液力透平。

３ 装置间联合节能 

通过装置联合的方式达成全厂节能是当前炼 油厂节能设计的发展趋势。联合方式可以是物质 流形式，比如氢气的分级利用，也可以是能量流形 式，比如一套装置的物流为另一套装置的换热设 备提供热源。

３.１ 氢气的梯级利用 

炼油厂总加工 流 程 中 通 常 设 有 多 套 加 氢 装 置，各 类 型 加 氢 装 置 的 压 力 等 级 按 照 渣 油 加 氢＞加氢裂化＞蜡油 加 氢 ＞ 柴 油 加 氢 ＞ 喷 气 燃 料加氢＞石脑油 加 氢 的 顺 序 依 次 降 低。装 置 间 的氢气梯级利用是 加 氢 装 置 群 总 体 节 能 的 有 效 措施。图４为某炼油厂渣油加氢装置柴油加氢装置 的氢气梯级利用示意。由图４可以看出，该炼油厂 的渣油加氢装置设置了两级膜分离系统用于回收 压力为１５．４ ＭＰａ、氢纯度（"）为８５．８％的排放氢 中的氢气，一级膜分离的渗透气压力为１１ＭＰａ，氢 纯度（"）为９８．５％，用作柴油加氢装置（压力等级 为１０ＭＰａ）的补充氢气，二级膜分离的渗透气压力 为５．３ ＭＰａ，氢纯度（"）为９７．０％，送至渣油加氢装置新氢压缩机的二级入口，作为渣油加氢反应 系统的部 分 补 充 氢 气。送 往 柴 油 加 氢 装 置 的 高 压氢气并入柴油加氢装置新氢压缩机的出口，直 接进入高压 反 应 系 统 作 为 柴 油 加 氢 反 应 系 统 的 补充氢 气 使 用，可 为 柴 油 加 氢 装 置 节 约 电 量 约 １１５０ｋＷ·ｈ。

图５为某炼油厂渣油加氢装置喷气燃料加氢 装置联合的氢气梯级利用流程示意。由图５可以 看出，渣油加氢装置部分低分气送至喷气燃料加 氢装置，作为喷气燃料加氢的补充氢气，喷气燃料 加氢采用一次通过式流程，可以不再设置新氢压 缩机和循环氢压缩机，从而可节约设备投资和能 量消耗。

３.２ 装置间的能量传递 

当加氢装置的低温热量在装置内没有合适冷 源吸收时，可考虑对外输出。某２．２ Ｍｔ?ａ柴油加 氢装置与１．６Ｍｔ?ａ气分装置的热联合利用流程如 图６所示。由图６可以看出，柴油产品物流为气分 装置提供热源，从而缩减了气分装置脱丙烷塔的 蒸汽用量约８ｔ?ｈ，同时使柴油加氢装置的低温热 输出量增加１３５６７ＭＪ?ｈ，能耗降低５１．８ＭＪ?ｔ。

３.３ 装置热进料和热出料联合 

装置间热进料和热出料可有效降低能耗。以 常减压蒸馏装置渣油加氢装置催化裂化装置之 间的联合为例，装置间采用热进料和热出料联合 时的工艺流程如图７所示。由图７可以看出，正常 操作工况 下 原 料 渣 油 和 加 氢 渣 油 均 不 经 过 中 间 罐，而是直接与上下游装置相连，因而省去上游装 置产品冷却用能量及下游装置原料加热用能量， 从而可达成显著的能量节约。

４ 结 论 

在设计阶段，加氢装置的节能措施可从工艺、 设备和装置联合３方面实施。此外，在装置建成后 的运转过程中，还需通过精细控制原料性质、产品 质量，加强设备维护及状态管理，应用信息技术强 化装置间协调等途径优化装置操作，确保能量高 效利用。