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(shè)計(jì)處理能力為0.80Mt/a，年開工時(shí)間為8 000h，設(shè)計(jì)原料為勝利直餾柴油，生產(chǎn)符合GB 252—1981的－10號(hào)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(shí)際運(yùn)行中同時(shí)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(yùn)行709天，提供乙烯裂解石腦油原料1.765 720Mt，創(chuàng)國內(nèi)焦化汽油加氫裝置長(zhǎng)周期運(yùn)行記錄。本文主要介紹該裝置的改造情況、改造后的運(yùn)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(shè)備布置在滿足工藝、安全、安裝、場(chǎng)地要求的同時(shí)，充分考慮了焦化汽油可能帶粉塵的特點(diǎn)，相鄰設(shè)備盡可能按流程靠近布置，減少管道長(zhǎng)度，從而降低管路壓力的損失，設(shè)備改造更新情況見表1。原料油進(jìn)裝置采用直供方式，原料油緩沖罐采用燃料氣保護(hù)設(shè)施。裝置內(nèi)設(shè)置焦化汽油自動(dòng)反沖洗過濾器，避免反應(yīng)器床層壓降增長(zhǎng)過快而影響運(yùn)轉(zhuǎn)周期。鑒于焦化汽油含有大量烯烴，烯烴飽和后在反應(yīng)器內(nèi)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(jī)控制系統(tǒng)，反應(yīng)系統(tǒng)設(shè)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(shí)帶出。為了有效控制石腦油原料反應(yīng)溫度，新增反應(yīng)器與原反應(yīng)器串聯(lián)，反應(yīng)器入口溫度通過冷氫控制，反應(yīng)部分流程示意見圖1。

表1 設(shè)備改造更新情況

圖1 反應(yīng)部分流程示意

2 裝置標(biāo)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(diǎn)，是新一代深度加氫精制催化劑。FH－40C催化劑是FRIPP在總結(jié)成功開發(fā)481－3催化劑及FDS－4A催化劑經(jīng)驗(yàn)的基礎(chǔ)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(diào)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(jìn)措施，開發(fā)的新一代輕質(zhì)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(yùn)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(duì)裝置進(jìn)行滿負(fù)荷標(biāo)定。標(biāo)定原料油為焦化汽油和非芳石腦油的混合油，主要性質(zhì)見表2。從表2可以看出，原料硫質(zhì)量分?jǐn)?shù)為5 614μg/g，氮質(zhì)量分?jǐn)?shù)為112μg/g，溴值為51gBr/（100g）。

表2 原料油性質(zhì)

2.3 主要操作條件

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

2.4 標(biāo)定結(jié)果

標(biāo)定期間精制石腦油的性質(zhì)見表4。從表3和表4可以看出：在高壓分離器（簡(jiǎn)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(fù)荷生產(chǎn)的實(shí)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(dá)到96.8%，精制石腦油產(chǎn)品符合乙烯原料指標(biāo)要求。裝置大部分操作參數(shù)控制在設(shè)計(jì)范圍內(nèi)，分餾塔、脫硫塔的操作參數(shù)與設(shè)計(jì)參數(shù)基本吻合，可以滿足滿負(fù)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(zhì)

3 運(yùn)行中出現(xiàn)的問題、原因分析及解決方案

3.1 反應(yīng)系統(tǒng)壓降頻繁波動(dòng)

2010年7月，裝置開始摻煉C5抽余液，之后出現(xiàn)反應(yīng)器壓降波動(dòng)頻繁的現(xiàn)象，且壓降在較短時(shí)間內(nèi)快速上升，之后反應(yīng)器壓降又快速下降。圖2為2010年9月12日到12月1日反應(yīng)系統(tǒng)壓降波動(dòng)情況。裝置運(yùn)行末期，反應(yīng)系統(tǒng)高壓換熱器壓降不斷升高，經(jīng)測(cè)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(fù)荷運(yùn)行時(shí)高壓換熱器管、殼程壓降分別達(dá)0.30MPa和0.31MPa。

圖2 反應(yīng)系統(tǒng)壓降波動(dòng)曲線

3.1.1 原因分析 焦化汽油干點(diǎn)、焦粉等固體微粒夾帶及原料油帶水均會(huì)影響反應(yīng)系統(tǒng)的壓降。焦化汽油的干點(diǎn)越高，原料油中的較重餾分越多，所帶雜質(zhì)含量也越多，在生產(chǎn)過程中催化劑床層雜質(zhì)沉積速率提高，從而使反應(yīng)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(shí)，會(huì)聚集成更大的粒子，小部分積聚在進(jìn)料換熱器內(nèi)，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(jié)焦，使壓降上升?；旌显嫌蛶?，會(huì)導(dǎo)致反應(yīng)器床層溫度下降。實(shí)際生產(chǎn)中，如果操作人員判斷失誤，就有可能提高進(jìn)料溫度來補(bǔ)償反應(yīng)溫度，容易引起反應(yīng)器床層反應(yīng)過劇，導(dǎo)致催化劑結(jié)焦，從而引起反應(yīng)器床層壓差上升。上述3個(gè)方面的影響雖然會(huì)導(dǎo)致反應(yīng)器壓降平穩(wěn)上升，且過程不可逆，但并不是引起壓降波動(dòng)的原因。

原料結(jié)構(gòu)和反應(yīng)溫度變化也會(huì)影響反應(yīng)器壓降。裝置加工非芳石腦油、C5抽余液和焦化汽油，反應(yīng)器內(nèi)存在氣液兩相，反應(yīng)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(jìn)入反應(yīng)器，焦化汽油中較重餾分以液相形式進(jìn)入反應(yīng)器，氣相流經(jīng)反應(yīng)器床層產(chǎn)生的阻力低于液相。在原料結(jié)構(gòu)發(fā)生變化，輕組分增加時(shí)，反應(yīng)器壓降下降，反之壓降上升。當(dāng)反應(yīng)溫度上升時(shí)，汽化率上升，液相組分減少，反應(yīng)器壓降下降，反之壓降上升。反應(yīng)器中流體氣液相的轉(zhuǎn)變導(dǎo)致床層壓降頻繁波動(dòng)。

3.1.2 解決方案 為使反應(yīng)器壓降平穩(wěn)，裝置增設(shè)焦化汽油精密過濾器和聚結(jié)脫水器，同時(shí)調(diào)整操作過程。為減小焦化汽油中水含量及小于的顆粒細(xì)小焦粉對(duì)反應(yīng)器壓降的影響，2010年11月，增設(shè)了焦化汽油精密過濾器和聚結(jié)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(yīng)器、高壓換熱器壓降上升不明顯，延長(zhǎng)了催化劑運(yùn)行時(shí)間，確保了裝置長(zhǎng)周期運(yùn)行。同時(shí)，加強(qiáng)上游操作管理和裝置原料管理，穩(wěn)定原料性質(zhì)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(zhì)不穩(wěn)定，由此導(dǎo)致焦化汽油組分波動(dòng)。當(dāng)直供加氫裝置的焦化汽油組分發(fā)生異常時(shí)，加強(qiáng)信息通報(bào)，及時(shí)調(diào)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(zhì)，確保裝置平穩(wěn)運(yùn)行。

3.2 循環(huán)氫脫硫塔富液帶輕烴嚴(yán)重

裝置開始摻煉C5抽余液時(shí)，循環(huán)氫脫硫塔塔底富液帶輕烴現(xiàn)象嚴(yán)重，排烴次數(shù)明顯增加。C5抽余液進(jìn)料量在5.6t/h時(shí)，循環(huán)氫脫硫塔每天需進(jìn)行一次排烴，少量未分層輕烴隨富液進(jìn)入再生塔，導(dǎo)致再生塔內(nèi)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(shí)際加工原料較設(shè)計(jì)原料偏輕，反應(yīng)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(shí)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(dǎo)致循環(huán)氫脫硫塔富液帶輕烴現(xiàn)象嚴(yán)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(jìn)循環(huán)氫脫硫塔前強(qiáng)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(yán)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(jìn)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(jī)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(shè)計(jì)值存在較大偏差，原設(shè)計(jì)為焦化汽油和直餾柴油的混合油，設(shè)計(jì)流量為64.4t/h，而實(shí)際流量超過80t/h，加上介質(zhì)溫度低，長(zhǎng)周期運(yùn)行后在此管段中胺鹽結(jié)晶現(xiàn)象加劇，從而導(dǎo)致熱高分至冷高分流程阻力上升。

3.3.2 解決方案 針對(duì)冷高分油流量增加，原調(diào)節(jié)閥已不能滿足實(shí)際生產(chǎn)工況的情況，擬在裝置消缺時(shí)，將冷高分底部液控閥、冷低分液控閥進(jìn)行更新改造。另外，針對(duì)銨鹽結(jié)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(shí)施后，熱高分壓力回落明顯，持續(xù)穩(wěn)定在3.7MPa。

3.4 反應(yīng)溫度波動(dòng)頻繁

圖3為2010年9月22日至2011年7月19日反應(yīng)器入口溫度波動(dòng)情況。從圖3可以看出，反應(yīng)器入口溫度經(jīng)常出現(xiàn)擴(kuò)散性振蕩波動(dòng)，引起反應(yīng)器出口溫度、入口冷氫流量振蕩波動(dòng)。正常情況下反應(yīng)器入口溫度波動(dòng)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(dòng)幅度達(dá)到30℃，如調(diào)整不及時(shí)，極易因焦化汽油中的大量烯烴加氫反應(yīng)放出的熱量而造成反應(yīng)器床層飛溫，因此必須及時(shí)用冷氫控制入口溫度。

圖3 反應(yīng)器入口溫度波動(dòng)曲線

3.4.1 原因分析 改造前裝置以加工柴油為主，反應(yīng)進(jìn)料通過換熱后溫度僅為110℃，必須通過加熱爐升溫后達(dá)到反應(yīng)溫度，用燃料氣控制原料進(jìn)入反應(yīng)器的溫度，干擾因素較少，自動(dòng)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(yīng)放熱量大，溫升近100℃，通過換熱即可達(dá)到反應(yīng)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(yīng)冷氫控制反應(yīng)器入口溫度。反應(yīng)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(duì)反應(yīng)器入口溫度調(diào)整效果不靈敏，造成反應(yīng)器入口溫度經(jīng)常出現(xiàn)擴(kuò)散性振蕩波動(dòng)。

3.4.2 解決方案 鑒于循環(huán)氫換熱前的溫度為40℃，與反應(yīng)器入口溫差在180℃左右，擬在裝置停工消缺時(shí)，將反應(yīng)器入口冷氫改為從循環(huán)壓縮機(jī)出口直接引出，冷氫溫度降低后，可提高反應(yīng)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(yán)重，化驗(yàn)采樣瓶中精制石腦油產(chǎn)品外觀存在明水，進(jìn)入后續(xù)儲(chǔ)運(yùn)系統(tǒng)后，罐區(qū)脫水時(shí)間加長(zhǎng)，不利于乙烯裝置石腦油原料的供料周轉(zhuǎn)。

3.5.1 原因分析 裝置改造時(shí)，將雙塔汽提改為單塔蒸汽汽提，汽提塔進(jìn)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(jìn)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(shí)際操作時(shí)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(shè)了石腦油旋流脫水器和聚結(jié)脫水器，并于2010年11月投用，設(shè)計(jì)要求旋流脫水器入口水質(zhì)量分?jǐn)?shù)小于1%時(shí)，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(jié)脫水器出口水含量不大于200mg/L。實(shí)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(chǔ)運(yùn)罐的脫水時(shí)間，提高了乙烯裝置原料供應(yīng)的靈活性。

4 結(jié) 論

（1）從改造后裝置的標(biāo)定結(jié)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(zhì)量分?jǐn)?shù)小于200μg/g，能滿足乙烯裝置石腦油原料的要求和大負(fù)荷生產(chǎn)的實(shí)際需求。

（2）裝置總體改造效果較好，反應(yīng)、分餾及脫硫系統(tǒng)均能保持平穩(wěn)運(yùn)行。對(duì)于影響裝置平穩(wěn)運(yùn)行和產(chǎn)品質(zhì)量的一些問題，經(jīng)過裝置消缺和操作調(diào)整后，基本得到解決，來不及實(shí)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(yīng)用［J］.當(dāng)代化工，2012，41（12）：1391－1392

［2］鐘宇峰.焦化汽油加氫裝置長(zhǎng)周期運(yùn)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(zhǎng)周期運(yùn)行優(yōu)化改造［J］.中國新技術(shù)新產(chǎn)品，2012（11）：142－142