柴油加氫裝置擴能改造為石腦油加氫裝置的生產(chǎn)實踐

薛海鋒，吳利軍

（中國石化鎮(zhèn)海煉油化工股份有限公司，浙江 寧波315207）

中國石化鎮(zhèn)海煉油化工股份有限公司Ⅱ套加氫裝置原設計處理能力為0.80Mt/a，年開工時間為8 000h，設計原料為勝利直餾柴油，生產(chǎn)符合GB 252—1981的－10號精制柴油。該裝置于2007年增加了循環(huán)氫脫硫系統(tǒng)。隨著柴油產(chǎn)品硫含量限制要求的提高，該裝置壓力偏低，不能滿足生產(chǎn)低硫柴油的要求，但其工藝條件適合石腦油加氫。因此，2010年將該裝置改造為1.20Mt/a焦化汽油和非芳石腦油的混合石腦油加氫裝置（因物料平衡需要，實際運行中同時摻煉C5抽余液），專門用于生產(chǎn)乙烯裂解原料。截至2012年3月7日停工消缺，第一生產(chǎn)周期運行709天，提供乙烯裂解石腦油原料1.765 720Mt，創(chuàng)國內焦化汽油加氫裝置長周期運行記錄。本文主要介紹該裝置的改造情況、改造后的運行情況，分析存在的問題，并提出解決措施。

1 裝置改造情況

裝置的設備布置在滿足工藝、安全、安裝、場地要求的同時，充分考慮了焦化汽油可能帶粉塵的特點，相鄰設備盡可能按流程靠近布置，減少管道長度，從而降低管路壓力的損失，設備改造更新情況見表1。原料油進裝置采用直供方式，原料油緩沖罐采用燃料氣保護設施。裝置內設置焦化汽油自動反沖洗過濾器，避免反應器床層壓降增長過快而影響運轉周期。鑒于焦化汽油含有大量烯烴，烯烴飽和后在反應器內放出大量的熱，改造后安全儀表系統(tǒng)新增ITCC，用作裝置的安全儀表系統(tǒng)和壓縮機控制系統(tǒng)，反應系統(tǒng)設置0.7MPa/min緊急泄壓系統(tǒng)，確保異常工況下催化劑床層熱量可被及時帶出。為了有效控制石腦油原料反應溫度，新增反應器與原反應器串聯(lián)，反應器入口溫度通過冷氫控制，反應部分流程示意見圖1。

表1 設備改造更新情況

圖1 反應部分流程示意

2 裝置標定

2.1 催化劑

采用中國石化撫順石油化工研究院（FRIPP）研發(fā)的 FH－FS/FH－40C催化劑。FH－FS催化劑采用體相法制備，以 W－Mo－Ni為活性組分，具有活性金屬含量高、分散均勻、加氫活性高、活性穩(wěn)定性好等特點，是新一代深度加氫精制催化劑。FH－40C催化劑是FRIPP在總結成功開發(fā)481－3催化劑及FDS－4A催化劑經(jīng)驗的基礎上，通過制備性能優(yōu)異的大孔體積、高比表面積改性氧化鋁載體，調節(jié)金屬與載體間相互作用及優(yōu)化催化劑制備方法等改進措施，開發(fā)的新一代輕質餾分油加氫精制催化劑，具有較高的加氫精制活性［1］。

2.2 原料油

裝置于2010年改造并開工后，運行平穩(wěn)，精制石腦油合格率為100%。為了考察FH－FS/FH－40C催化劑的性能，2011年1月對裝置進行滿負荷標定。標定原料油為焦化汽油和非芳石腦油的混合油，主要性質見表2。從表2可以看出，原料硫質量分數(shù)為5 614μg/g，氮質量分數(shù)為112μg/g，溴值為51gBr/（100g）。

表2 原料油性質

2.3 主要操作條件

在標定期間，為保證裝置操作參數(shù)的平穩(wěn)及產(chǎn)品質量合格，嚴格控制各項工藝參數(shù)，主要操作條件見表3。

2.4 標定結果

標定期間精制石腦油的性質見表4。從表3和表4可以看出：在高壓分離器（簡稱高分）壓力3.40MPa、一反溫度222℃、二反溫度266～267℃、體積空速1.85h－1的條件下，裝置能滿足由混合原料生產(chǎn)乙烯裝置用石腦油的要求和大負荷生產(chǎn)的實際需求。加氫產(chǎn)品脫硫率為99.0%，脫氮率為99.1%，烯烴飽和率達到96.8%，精制石腦油產(chǎn)品符合乙烯原料指標要求。裝置大部分操作參數(shù)控制在設計范圍內，分餾塔、脫硫塔的操作參數(shù)與設計參數(shù)基本吻合，可以滿足滿負荷正常生產(chǎn)的要求。

表3 主要操作條件

表4 精制石腦油性質

3 運行中出現(xiàn)的問題、原因分析及解決方案

3.1 反應系統(tǒng)壓降頻繁波動

2010年7月，裝置開始摻煉C5抽余液，之后出現(xiàn)反應器壓降波動頻繁的現(xiàn)象，且壓降在較短時間內快速上升，之后反應器壓降又快速下降。圖2為2010年9月12日到12月1日反應系統(tǒng)壓降波動情況。裝置運行末期，反應系統(tǒng)高壓換熱器壓降不斷升高，經(jīng)測試，裝置開工初期高壓換熱器管、殼程壓降分別為0.15MPa和0.16MPa，末期在高負荷運行時高壓換熱器管、殼程壓降分別達0.30MPa和0.31MPa。

圖2 反應系統(tǒng)壓降波動曲線

3.1.1 原因分析 焦化汽油干點、焦粉等固體微粒夾帶及原料油帶水均會影響反應系統(tǒng)的壓降。焦化汽油的干點越高，原料油中的較重餾分越多，所帶雜質含量也越多，在生產(chǎn)過程中催化劑床層雜質沉積速率提高，從而使反應器催化劑床層的壓降上升速率加快［2］。焦粉等微粒在通過換熱器和催化劑床層時，會聚集成更大的粒子，小部分積聚在進料換熱器內，絕大部分最終積聚在催化劑床層上部及催化劑顆粒之間［3］，形成催化劑床層結焦，使壓降上升。混合原料油帶水，會導致反應器床層溫度下降。實際生產(chǎn)中，如果操作人員判斷失誤，就有可能提高進料溫度來補償反應溫度，容易引起反應器床層反應過劇，導致催化劑結焦，從而引起反應器床層壓差上升。上述3個方面的影響雖然會導致反應器壓降平穩(wěn)上升，且過程不可逆，但并不是引起壓降波動的原因。

原料結構和反應溫度變化也會影響反應器壓降。裝置加工非芳石腦油、C5抽余液和焦化汽油，反應器內存在氣液兩相，反應器入口溫度在210℃操作工況下，原料中的較輕餾分以氣相形式進入反應器，焦化汽油中較重餾分以液相形式進入反應器，氣相流經(jīng)反應器床層產(chǎn)生的阻力低于液相。在原料結構發(fā)生變化，輕組分增加時，反應器壓降下降，反之壓降上升。當反應溫度上升時，汽化率上升，液相組分減少，反應器壓降下降，反之壓降上升。反應器中流體氣液相的轉變導致床層壓降頻繁波動。

3.1.2 解決方案 為使反應器壓降平穩(wěn)，裝置增設焦化汽油精密過濾器和聚結脫水器，同時調整操作過程。為減小焦化汽油中水含量及小于的顆粒細小焦粉對反應器壓降的影響，2010年11月，增設了焦化汽油精密過濾器和聚結脫水器，焦化汽油經(jīng)精密過濾、脫水后的水含量降至小于300 mg/L，反應器、高壓換熱器壓降上升不明顯，延長了催化劑運行時間，確保了裝置長周期運行。同時，加強上游操作管理和裝置原料管理，穩(wěn)定原料性質和組成。受煉油廠原油種類更換頻繁的影響，上游焦化裝置加工的渣油性質不穩(wěn)定，由此導致焦化汽油組分波動。當直供加氫裝置的焦化汽油組分發(fā)生異常時，加強信息通報，及時調整直供焦化汽油與罐供焦化汽油的比例，穩(wěn)定混合原料性質，確保裝置平穩(wěn)運行。

3.2 循環(huán)氫脫硫塔富液帶輕烴嚴重

裝置開始摻煉C5抽余液時，循環(huán)氫脫硫塔塔底富液帶輕烴現(xiàn)象嚴重，排烴次數(shù)明顯增加。C5抽余液進料量在5.6t/h時，循環(huán)氫脫硫塔每天需進行一次排烴，少量未分層輕烴隨富液進入再生塔，導致再生塔內胺液發(fā)泡，使再生效果變差。

3.2.1 原因分析 裝置改造后，實際加工原料較設計原料偏輕，反應器出來的油氣中輕組分偏多，在后續(xù)高、低壓分離器中的停留時間不足，冷高分出來的循環(huán)氫中仍夾帶少量的輕烴，在循環(huán)氫脫硫塔中二次分離后，導致循環(huán)氫脫硫塔富液帶輕烴現(xiàn)象嚴重。

3.2.2 解決方案 擬在循環(huán)氫脫硫塔前增加旋流分離器，將輕烴在進循環(huán)氫脫硫塔前強行分離，減少循環(huán)氫脫硫塔富液帶烴現(xiàn)象。為解決循環(huán)氫脫硫塔撇油線中帶有大量富胺液引起胺液損失嚴重的問題，擬增加富液輕油閃蒸罐、輕油胺液分離罐除去輕油，再經(jīng)富胺液泵輸送至加氫裂化裝置集中進行溶劑再生。

3.3 熱高分壓力上升

熱高分壓力自開工初期的3.6MPa上升至2011年12月的3.88MPa，熱高分至冷高分之間壓力降從0.15MPa上升至0.43MPa，特別是2011年8月初開始，熱高分壓力持續(xù)上升，循環(huán)壓縮機出口壓力也從4.06MPa上升至4.37MPa。

3.3.1 原因分析 熱高分壓力上升的原因主要是熱高分頂部物料流量與設計值存在較大偏差，原設計為焦化汽油和直餾柴油的混合油，設計流量為64.4t/h，而實際流量超過80t/h，加上介質溫度低，長周期運行后在此管段中胺鹽結晶現(xiàn)象加劇，從而導致熱高分至冷高分流程阻力上升。

3.3.2 解決方案 針對冷高分油流量增加，原調節(jié)閥已不能滿足實際生產(chǎn)工況的情況，擬在裝置消缺時，將冷高分底部液控閥、冷低分液控閥進行更新改造。另外，針對銨鹽結晶堵塞管線的情況，2012年1月制定了熱高分入口注水方案，定期水洗管線中積聚的銨鹽，方案實施后，熱高分壓力回落明顯，持續(xù)穩(wěn)定在3.7MPa。

3.4 反應溫度波動頻繁

圖3為2010年9月22日至2011年7月19日反應器入口溫度波動情況。從圖3可以看出，反應器入口溫度經(jīng)常出現(xiàn)擴散性振蕩波動，引起反應器出口溫度、入口冷氫流量振蕩波動。正常情況下反應器入口溫度波動在5℃左右，而在2010年9月22日至2011年7月19日期間最大波動幅度達到30℃，如調整不及時，極易因焦化汽油中的大量烯烴加氫反應放出的熱量而造成反應器床層飛溫，因此必須及時用冷氫控制入口溫度。

圖3 反應器入口溫度波動曲線

3.4.1 原因分析 改造前裝置以加工柴油為主，反應進料通過換熱后溫度僅為110℃，必須通過加熱爐升溫后達到反應溫度，用燃料氣控制原料進入反應器的溫度，干擾因素較少，自動控制系統(tǒng)很容易滿足生產(chǎn)需求。改造后裝置以加工焦化汽油為主，反應放熱量大，溫升近100℃，通過換熱即可達到反應溫度要求，從節(jié)能方面考慮，加熱爐處于備用狀態(tài)，借助反應冷氫控制反應器入口溫度。反應器入口冷氫來自經(jīng)過循環(huán)氫換熱器換熱后的循環(huán)氫，溫度在130℃左右，與原料換熱后，冷氫與原料的溫差較小，冷氫對反應器入口溫度調整效果不靈敏，造成反應器入口溫度經(jīng)常出現(xiàn)擴散性振蕩波動。

3.4.2 解決方案 鑒于循環(huán)氫換熱前的溫度為40℃，與反應器入口溫差在180℃左右，擬在裝置停工消缺時，將反應器入口冷氫改為從循環(huán)壓縮機出口直接引出，冷氫溫度降低后，可提高反應器入口溫度控制的靈敏性。

3.5 汽提塔塔底油帶水

分餾系統(tǒng)中精制石腦油產(chǎn)品帶水現(xiàn)象嚴重，化驗采樣瓶中精制石腦油產(chǎn)品外觀存在明水，進入后續(xù)儲運系統(tǒng)后，罐區(qū)脫水時間加長，不利于乙烯裝置石腦油原料的供料周轉。

3.5.1 原因分析 裝置改造時，將雙塔汽提改為單塔蒸汽汽提，汽提塔進料溫度為110℃，塔頂溫度為55℃，塔底溫度為100℃左右，塔底溫度及進料溫度偏低，汽提塔塔底精制石腦油產(chǎn)品夾帶少量水。另外，汽提塔在實際操作時采用提壓操作，使部分水分被壓到塔底精制石腦油產(chǎn)品中。

3.5.2 解決方案 為解決汽提塔塔底油帶水問題，增設了石腦油旋流脫水器和聚結脫水器，并于2010年11月投用，設計要求旋流脫水器入口水質量分數(shù)小于1%時，旋流脫水器出口精制石腦油游離水的含量不大于500mg/L，規(guī)定頻次的分析合格率不小于95%，聚結脫水器出口水含量不大于200mg/L。實際操作中，精制石腦油水含量在200 mg/L以下，大大縮短了精制石腦油儲運罐的脫水時間，提高了乙烯裝置原料供應的靈活性。

4 結 論

（1）從改造后裝置的標定結果看，在高分壓力3.40MPa、一反溫度222℃、二反溫度266～267℃、體積空速1.85h－1的條件下，精制石腦油產(chǎn)品硫質量分數(shù)小于200μg/g，能滿足乙烯裝置石腦油原料的要求和大負荷生產(chǎn)的實際需求。

（2）裝置總體改造效果較好，反應、分餾及脫硫系統(tǒng)均能保持平穩(wěn)運行。對于影響裝置平穩(wěn)運行和產(chǎn)品質量的一些問題，經(jīng)過裝置消缺和操作調整后，基本得到解決，來不及實施的也已提出了解決方案。

［1］李士才，宋永一，姜龍雨.FH－40C催化劑在2.0Mt/a焦化汽柴油加氫裝置上的工業(yè)應用［J］.當代化工，2012，41（12）：1391－1392

［2］鐘宇峰.焦化汽油加氫裝置長周期運行探討［J］.廣東化工，2012，39（5）：177－180

［3］鄒聰文.淺談柴油加氫裝置改煉焦化汽油長周期運行優(yōu)化改造［J］.中國新技術新產(chǎn)品，2012（11）：142－142