汽提反吹在液相柴油加氫裝置中的應(yīng)用

楊仕海，孫建懷，楊 帆

（恒逸實業(yè)（文萊）有限公司，文萊 摩拉區(qū) BT1728）

傳統(tǒng)滴流床加氫技術(shù)由于需要大量的氫氣維持反應(yīng)器中氣相為連續(xù)相，因此運行能耗和投資成本較高。而液相加氫技術(shù)采用原料溶解氫氣，并在反應(yīng)器中形成液相為連續(xù)相的工藝技術(shù)，由于取消了循環(huán)氫系統(tǒng)，裝置建設(shè)投資少、運行能耗低，成為加氫技術(shù)發(fā)展的新方向［1，2］。

恒逸實業(yè)文萊公司220×104t/a 液相柴油加氫精制裝置采用中國石化工程建設(shè)公司與中國石化石油化工科學(xué)研究院有限公司聯(lián)合開發(fā)的連續(xù)液相加氫（SLHT）技術(shù)，以直餾柴油，焦化柴油和焦化汽油為原料，生產(chǎn)硫含量小于10 mg/kg的超低硫精制柴油，副產(chǎn)部分石腦油，于2019年建成投產(chǎn)。

SLHT連續(xù)液相加氫技術(shù)具有5個特點［3］。

（1）反應(yīng)器采用上流式，以適應(yīng)液相為連續(xù)相，氣相為分散相的特點；

（2）反應(yīng)器與熱高分集成，形成上流式反應(yīng)分離器；

（3）設(shè)置2臺反應(yīng)器，以滿足深度脫硫需求；

（4）設(shè)置反應(yīng)循環(huán)油泵，將第1 反應(yīng)器出口的反應(yīng)產(chǎn)物部分循環(huán)至反應(yīng)器入口；

（5）原料油爐前混氫，并在第1 反應(yīng)器的第2、第3床層入口設(shè)置補充氫流程。

裝置自2019 年開工后，連續(xù)摻煉焦化汽油和焦化柴油。運行550 d 后，1 床層壓降突然加速上漲，當(dāng)壓降上漲至0.1 2MPa 后，出現(xiàn)反復(fù)波動并急劇下降，隨后2 床層壓降開始上漲，床層總壓降伴隨2 床層壓降的上漲同步上漲。與此同時，1 反入口循環(huán)油泵流量隨著床層總壓降的上漲不斷下降，泵出口流量從正常操作期間500 t/h 逐漸下降至280 t/h，并接近循環(huán)泵的最低允許流量，反應(yīng)循環(huán)比也從正常操作期間1.9降至1.2，低于設(shè)計最小循環(huán)比要求。

1 床層壓降上漲的危害

液相加氫的反應(yīng)循環(huán)泵屬于低揚程大流量高溫泵，設(shè)計揚程為37 m。當(dāng)反應(yīng)器壓降上漲后，循環(huán)油泵進出口壓頭增加導(dǎo)致出口流量下降，循環(huán)比不斷下降會造成循環(huán)油提供的溶解氫不斷減少，影響催化劑的反應(yīng)性能［4］。

同時，循環(huán)油具有攜熱作用，循環(huán)油減少使1反總體積空速從5.4 h-1下降至3.8 h-1，床層總溫升從20 ℃上漲至50～60 ℃，催化劑床層產(chǎn)生的反應(yīng)熱隨物流被帶出反應(yīng)器的量減少，造成反應(yīng)熱堆積而引起床層溫度上漲。

2 引起床層壓降上漲的原因

2.1 2次加工油比例高

液相加氫裝置的工藝特點是嚴(yán)控2 次油的加工比例，甚至不摻煉，以防止過度耗氫引起催化劑處于貧氫狀態(tài)，從而加劇失活速度。此套柴油加氫精制裝置設(shè)計原料中焦化汽油和焦化柴油摻煉比例分別為5.5%和7.7%，但實際生產(chǎn)中由于靈活焦化裝置汽柴油收率偏高，進入柴油加氫精制裝置的焦化汽柴油實際平均加工比例分別達到8.5%和8.2%，全年焦化汽柴油總量超出設(shè)計負(fù)荷的140%。焦化汽柴油的摻煉比例見圖1。

焦化裝置生產(chǎn)的焦化汽油的溴價平均值達到100 gBr/（100 g），遠大于裝置設(shè)計原料的溴價，原料中非飽和組分的縮合反應(yīng)增加，引起催化劑表面結(jié)焦，堵塞催化劑床層壓板、床層壓降增加。

裝置運行過程中1 床層的溫升相比設(shè)計升高近15 ℃，補充氫消耗相比設(shè)計增加近4 000 m3/h，足以證明不飽和烴的加氫反應(yīng)非常劇烈。

2.2 原料雜質(zhì)

原料中攜帶的機械雜質(zhì)，特別是焦化汽柴油中的焦粉，進入反應(yīng)器床層中會引起床層壓差升高。經(jīng)化驗分析，靈活焦化的焦粉粒徑小于50 μm部分占比超過95%，粒徑小于25 μm 部分占比為64%。由于柴油加氫精制原料反沖洗過濾器的過濾精度為25 μm，因此焦化汽柴油中攜帶的焦粉，大部分是無法通過反沖洗過濾器進行攔截的，此部分雜質(zhì)穿過原料過濾器后進入反應(yīng)器中，停留在催化劑表面，導(dǎo)致第1床層壓降升高。

2.3 循環(huán)富集

上流式反應(yīng)器中的催化劑，在物料運行過程中一直處于1 種“微膨脹”的懸浮狀態(tài)［5］，進入上流式反應(yīng)器床層中的雜質(zhì)，經(jīng)過膨脹的催化劑空間縫隙，小部分隨物料進入分餾系統(tǒng)，大部分經(jīng)過循環(huán)油泵，再次返回至反應(yīng)器入口，富集在第1 床層的催化劑支撐盤上，堵塞催化劑支撐盤的約翰遜網(wǎng)，導(dǎo)致1床層的壓降升高。

3 反應(yīng)器進行汽提反吹操作

3.1 反吹掃流程

上流式液相加氫反應(yīng)系統(tǒng)在停工過程中，為了便于將反應(yīng)器內(nèi)存油攜帶干凈，對各個反應(yīng)器均設(shè)置了停工吹掃退油流程。從加熱爐出口直接引吹掃氫達到反應(yīng)器頂部出口，氣體上進下出式流動，將存油從反應(yīng)器底部入口退至熱低分入口。

利用反應(yīng)系統(tǒng)停工退油流程，將反應(yīng)器進料模式從下進料切換至上進料，在重力和氫氣作用下，對床層進行汽提吹掃。

3.2 反吹掃主要操作步驟

（1）1 反入口溫度降溫至180 ℃，新鮮料進料量至160 t/h，1 反頂部壓力降至4.0 MPa。在1 反入口降溫至200 ℃時，微開1 反頂部出口和底部入口停工退油流程，進行預(yù)熱，確保退油流程預(yù)熱溫度不低于150 ℃；

（2）將低分氣改至閉路循環(huán)流程；

（3）停止反應(yīng)進料泵和循環(huán)泵；

（4）調(diào)整補充氫壓縮機2 返1 開度，將1 反入口補充氫降至17 000 m3/h，增加混氫流量確保反應(yīng)加熱爐出口溫度不大于250 ℃；

（5）切換1 反上進式退油流程，關(guān)閉反應(yīng)進料加熱爐出口切斷閥和1反頂部壓控閥；

（6）控制冷、熱低分壓力在2.3～2.5 MPa，1 反與低分壓差維持0.5～1.0 MPa，逐漸關(guān)閉壓縮機2返1控制閥，補充氫全量循環(huán)吹掃；

（7）調(diào)整瓦斯流量，控制反應(yīng)加熱爐出口溫度230～250 ℃，在氫氣環(huán)境下熱氫吹掃24 h。

反應(yīng)系統(tǒng)吹掃流程見圖2。

圖2 反應(yīng)系統(tǒng)吹掃流程

3.3 反吹后壓降對比

經(jīng)過24 h 的汽提反吹后，裝置重新恢復(fù)生產(chǎn)并提量至100%負(fù)荷。開工穩(wěn)定后1 反2 床層壓降從反吹前的0.31 MPa 降至0.06 MPa，總壓降從0.48 MPa 下降至0.23 MPa。且經(jīng)過65 d 的運行觀察，壓降上漲速度低于反吹之前，接近于裝置初次開工后水平。

3.4 反吹雜質(zhì)分析

反應(yīng)器通過反吹掃和汽提，反應(yīng)器內(nèi)存油和吹掃氣全部退至低分，并在開工引油后，將低分中存油通過分餾系統(tǒng)置換至污油罐區(qū)，置換完成后打開機泵入口過濾器時，發(fā)現(xiàn)集聚的雜質(zhì)已經(jīng)將濾網(wǎng)堵塞。過濾器處雜質(zhì)呈黑色片狀，易碎成粉。

實驗室ICP分析結(jié)果見表1。

表1 過濾器雜質(zhì)分析

成份顯示，Al含量極低，排除催化劑流失或者破碎的可能性；而S 和C 含量達到72.67%，說明反吹出來的雜質(zhì)屬于結(jié)焦形成的焦粉。雜質(zhì)中含有的Fe元素主要由設(shè)備及管線腐蝕形成。

4 結(jié)束語

上流式液相柴油加氫精制裝置在床層壓降升高影響裝置運行情況下，可采用反吹汽提操作，緩解壓降上漲速率。操作主要條件是在上進下出式流程狀態(tài)下，加熱爐出口溫度230～250 ℃，反應(yīng)器與低分吹掃壓差0.5～1.0 MPa，循環(huán)氫氫全量循環(huán)吹掃24 h。通過短停汽提反吹，使反應(yīng)器中形成的焦粉脫落并進入低分，從而保證反吹后床層壓降恢復(fù)至初次開工后水平，使裝置恢復(fù)正常操作。