李 治，孫明立，戴天林

(中國石化青島煉油化工有限責任公司，山東 青島 266500)

0.6 Mt/a噴氣燃料加氫裝置擴能改造及開工運行分析

李 治，孫明立，戴天林

(中國石化青島煉油化工有限責任公司，山東 青島 266500)

國內(nèi)某噴氣燃料加氫裝置為滿足擴能需求，在大檢修期間通過增加反應器、更換高活性催化劑、提高加熱爐負荷等項目完成裝置改造。該裝置采用中國石化石油化工科學研究院針對RHSS技術研發(fā)的新一代RSS-2催化劑，在較低的反應溫度下，可以滿足生產(chǎn)3號噴氣燃料的要求。

噴氣燃料 加氫 擴能 3號噴氣燃料

根據(jù)某公司12.0 Mt/a擴能流程安排，為解決常一線油過剩的問題，將原10.0 Mt/a煉油配套的0.6 Mt/a噴氣燃料加氫裝置消除瓶頸改造擴能至1.0 Mt/a，最大處理量可達1.2 Mt/a，年開工8 400 h。該裝置采用氫氣一次通過流程，補充氫由柴油加氫精制裝置補充氫壓縮機一級出口提供，富氫尾氣經(jīng)胺液脫硫后再送至外部；原料系統(tǒng)設置精度為25 μm的原料油過濾器并在原料油緩沖罐頂部設置瓦斯氣體保護；反應部分采用爐前混氫、冷分離流程；分餾部分采用單塔重沸流程，熱源由柴油加氫精制裝置提供，分餾塔塔頂汽提出溶解的氫氣、硫化氫和少量小分子烴類組分送至外部單元處理，塔底合格噴氣燃料經(jīng)換熱冷卻后進入產(chǎn)品罐區(qū)。本文主要介紹0.6 Mt/a噴氣燃料加氫裝置擴能改造的相關情況及改造后的裝置運行情況。

1 消除瓶頸改造

某公司原0.6 Mt/a噴氣燃料加氫精制裝置是10.0 Mt/a煉油系列配套裝置。2011年常減壓蒸餾裝置進行擴能改造，加工能力提升至12.0 Mt/a，近幾年噴氣燃料市場供需增速旺盛[1]，通過不斷摸索，將作為噴氣燃料原料的常減壓蒸餾裝置常一線油抽出量增加至120 t/h，最大量達到145 t/h(通過中國石化遠程診斷系統(tǒng)數(shù)據(jù)，該公司常減壓蒸餾裝置常一線油收率為9%)，原0.6 Mt/a噴氣燃料加氫裝置不能滿足全部處理常一線油的需求，部分噴氣燃料餾分被迫進入柴油餾分。2015年全廠停工檢修，對原0.6 Mt/a噴氣燃料加氫精制裝置進行擴能改造。

1.1 改造前裝置運行瓶頸

1.1.1 產(chǎn)品質量超標 原0.6 Mt/a噴氣燃料加氫精制裝置設計催化劑空速為5 h-1，在第二運行周期(2011-08—2015-06)提高進料量至91 t/h，實際催化劑空速為6.5 h-1，空速的增加導致反應加熱爐熱負荷及催化劑活性無法滿足要求，裝置運行期間出現(xiàn)產(chǎn)品硫醇硫和酸值超標的情況，見表1。

1.1.2 部分設備負荷有限 改造前裝置內(nèi)所有轉動設備負荷能力無法滿足擴能后的需求；原料反沖洗過濾器沖洗后壓力高，過濾器處理能力不足；分餾塔塔徑較小，無法實現(xiàn)擴能后對硫化氫和含硫輕烴的脫除。

1.2 改造內(nèi)容

1.2.1 解決產(chǎn)品質量問題 針對產(chǎn)品質量超標的問題，采取新增加氫精制反應器、更換RSS-2催化劑、改造加熱爐的措施。

(1) 新增加氫精制反應器。為降低主催化劑空速，新增一臺加氫精制反應器。新增反應器采取串聯(lián)在原反應器前的方式，主體材質采用15CrMoR+S32168的熱壁板焊結構，反應器內(nèi)設一個催化劑床層，另設置有入口擴散器、頂部分配盤和出口收集器等內(nèi)構件，部分設計參數(shù)見表2。

(2) 更換RSS-2催化劑。將原RSS-1A催化劑更換為中國石化石油化工科學研究院(簡稱石科院)根據(jù)噴氣燃料臨氫脫硫醇(RHSS)技術[2]最新研發(fā)的RSS-2催化劑[3]，保護劑采用RGO-1，具體性質見表3。催化劑裝填數(shù)據(jù)如下：RGO-1保護劑2.6 t，體積4.296 m3；RSS-2主催化劑28.408 t，體積36.04 m3；另外還有上一周期庫存的新RSS-1A催化劑2.24 t，體積2.89 m3。

表1 第二運行周期末期噴氣燃料加氫裝置硫醇硫及酸值情況

表2 反應器參數(shù)

表3 催化劑性質

(3) 改造加熱爐。在原料加熱爐的基礎上，將進料由一管程修改為兩管程，更換部分彎管；由于改造后熱負荷增加，更換了高效燃燒器；為降低排煙溫度，對流室增加兩排翅片管。

通過上述改造，裝置主催化劑空速降至4.4 h-1，精制噴氣燃料產(chǎn)品質量滿足3號噴氣燃料要求(產(chǎn)品情況在下文標定部分詳細描述)。

1.2.2 解決部分設備負荷有限的問題 針對部分設備負荷無法滿足擴能后的需求，主要采取整體更換分餾塔、更換原料過濾器和增加大流量機泵的措施。

(1) 分餾塔整體更換。由于處理量增加，對分餾塔進行整體更換，并采用高效塔盤，部分設計參數(shù)見表4。

表4 分餾塔更換前后對比

(2) 更換原料過濾器。將原料過濾器更換為自動反沖洗過濾器，并新增反沖洗油冷卻器一臺，部分設計參數(shù)見表5。原過濾器采用的是人工控制反沖洗切斷閥實現(xiàn)沖洗，改造后可以實現(xiàn)全自動反沖洗。

表5 過濾器基本參數(shù)

(3) 增加大流量機泵。新增大流量原料油升壓泵、分餾塔塔底泵、分餾塔塔頂回流罐罐底泵，以滿足擴能的需求，部分設計參數(shù)見表6。

表6 新增機泵參數(shù)

2 開工過程

2.1 催化劑干燥及氫氣氣密

按照開工要點，新型RSS-2催化劑最高干燥溫度不超過150 ℃。2015年8月12日6：00，反應器入口溫度升至150 ℃，進行6 h氮氣恒溫干燥。16：00低壓分離罐液位不再上漲(由于液位計下引線位于低壓分離罐底部，顯示頁面處于切面以下，無法精確測量生成水量)，引入氫氣升壓進行氣密性檢測，2.0 MPa下氣密性合格。

2.2 催化劑硫化

圖1 硫化流程示意

2.2.1 一次通過硫化流程 圖1為硫化流程示意。噴氣燃料加氫裝置自柴油加氫補充氫壓縮機一級出口引入氫氣，在原料油緩沖罐D-101出口注入硫化劑。氫氣在原料油升壓泵出口與原料油混合后，再與加氫精制反應產(chǎn)物進行換熱，然后經(jīng)進料加熱爐F-101加熱至要求溫度，自上而下流經(jīng)加氫精制反應器R102和R-101，反應器底部出來的反應生成物先與混氫原料油換熱后，再經(jīng)空氣冷卻器A-101冷卻至50 ℃進入反應產(chǎn)物分離器D-102，在D-102中，反應生成物進行油、氣、水三相分離。分離出來的氣體經(jīng)循環(huán)氫脫硫塔C-101的副線送至柴油加氫裝置新氫壓縮機入口分液罐，返回柴油加氫補充氫壓縮機一級入口。

2.2.2 硫化過程 2015年8月12日16：30建立噴氣燃料加氫裝置反應分餾循環(huán)。8月13日9：00控制反應器入口溫度170 ℃，開始注入預硫化劑二甲基二硫化物DMDS進行硫化，7 h后循環(huán)氫中檢測出硫化氫。8月14日9：00停止預硫化，合計硫化時間24 h。催化劑硫化期間注硫率和氫氣中硫化氫濃度曲線見圖2。

圖2 硫化期間注硫速率和硫化氫濃度曲線■—注硫速率； ◆—硫化氫含量

2.2.3 硫化溫度 根據(jù)裝置開工操作指南，要求催化劑RSS-2的最終硫化溫度達到320 ℃，恒溫6 h，而實際情況無法滿足硫化要求，硫化期間實際溫度控制曲線見圖3。

圖3 催化劑硫化溫度曲線

催化劑硫化共計用時24 h。由于新增一臺串聯(lián)反應器，催化劑藏量增加，自開始注入硫化劑到硫化氫穿透反應器用時7 h；本裝置原反應器設計操作溫度僅為287 ℃，無法滿足320 ℃的硫化最終溫度，實際硫化過程中，硫化最終恒溫溫度為285 ℃。

2.3 切換原料、穩(wěn)定產(chǎn)品

2015年8月15日按照要求逐步引入罐區(qū)噴氣燃料原料，產(chǎn)品質量略有波動，至8月17日12：00，產(chǎn)品質量穩(wěn)定，腐蝕合格。

3 裝置標定

3.1 原料、主要操作參數(shù)、產(chǎn)品情況

裝置開工正常后，逐步提高操作負荷，標定期間加工量達到最大負荷，反應進料量141 t/h，表7～表9分別為標定期間噴氣燃料加氫裝置原料性質、主要操作參數(shù)及產(chǎn)品性質。

表7 噴氣燃料加氫裝置原料性質

表8 噴氣燃料加氫裝置主要操作參數(shù)

從表7和表8可以看出，噴氣燃料加氫原料油中的硫質量分數(shù)達到0.249%，高于設計值，但原料油的硫醇硫及酸值均低于設計值。實際運行過程中，在保證產(chǎn)品各指標合格的情況下，RSS-2催化劑起始的平均溫度為234.0 ℃，低于設計值252 ℃。

表9 噴氣燃料加氫裝置產(chǎn)品性質

結合表8和表9可以看出，改造后噴氣燃料加氫裝置各項參數(shù)控制均符合設計指標，精制噴氣燃料產(chǎn)品質量各指標均符合3號噴氣燃料的國家標準，其中精制噴氣燃料煙點在萘系烴質量分數(shù)不超過3%的情況下保持在23.0 mm，實際生產(chǎn)中基本維持在22～23 mm之間，屬于卡邊操作。

3.2 物料平衡及能耗

標定期間裝置運行平穩(wěn)，上游原料性質穩(wěn)定，表10和表11分別為標定期間噴氣燃料加氫裝置的物料平衡和能耗數(shù)據(jù)。從表10可以看出，噴氣燃料加氫裝置設計總體粗氫耗為2.21%(w)，實際粗氫耗為1.4%(w)。結合表7噴氣燃料加氫裝置原料性質，實際加工的油品性質優(yōu)于設計值，氫耗水平低于設計值。從表11可以看出，噴氣燃料加氫裝置實際能耗僅為140.030 MJt，低于設計值。

表10 噴氣燃料加氫裝置物料平衡

1) 粗氫氣為裝置補充氫氣總量，本裝置補充氫為重整氫氣，氫氣質量分數(shù)為91%。

表11 噴氣燃料加氫裝置能耗

本裝置采取熱直供料形式，常減壓蒸餾裝置常一線油經(jīng)換熱網(wǎng)絡后，不經(jīng)過空氣冷卻器，以90 ℃的溫度進入噴氣燃料加氫裝置，以此保證較高的原料油換熱前溫度；裝置補充氫由柴油加氫新氫壓縮機一級出口提供，實際生產(chǎn)中這部分氫氣不經(jīng)過壓縮機級間水冷卻器，以108 ℃的溫度與原料油混合；改造期間更換了反應產(chǎn)物與混氫原料的換熱器，換熱面積增加30%，提高了原料換熱后進入反應進料加熱爐的溫度；噴氣燃料原料的硫醇硫含量和酸值均低于設計值，反應所需的溫度較低，以上3項措施均大幅降低了反應進料加熱爐的燃料消耗。

分餾系統(tǒng)的分餾塔進料經(jīng)與分餾塔塔底產(chǎn)品換熱后進入分餾塔，分餾塔塔底油與分餾塔進料換熱器在改造中更換2臺(共4臺)，換熱面積增加15%。另外，在實際操作控制中，該換熱器管程副線控制閥基本處于全關狀態(tài)，使得分餾塔進料溫度盡量高，分餾塔塔底重沸器對熱源需求量減少，降低了裝置熱輸入能耗。

4 改造效果評價

4.1 催化劑效果評價

由標定期間各項參數(shù)可以看出，在較低的反應溫度下，RSS-2催化劑可以滿足生產(chǎn)3號噴氣燃料的要求。表12為催化劑的脫酸和脫硫效果。從表12可以看出，RSS-2催化劑在實際運行中，在脫硫率僅為27.4%(低于設計值69.5%)的情況下，脫酸率達到93.3%，脫硫醇率達到91.4%，均高于設計值。采用由RSS-1升級而來的RSS-2催化劑的噴氣燃料臨氫脫硫醇技術秉承了RHSS技術具有的高脫硫醇性能，并兼有脫酸及一定的脫硫功能。

表12 催化劑脫硫效果

在RSS-2催化劑硫化期間，受氫氣一次通過流程影響，限制氫氣中硫化氫體積分數(shù)不高于10 000 μL/L；受原反應設計操作溫度影響，硫化最終溫度僅為285 ℃，低于要求的320 ℃，這可能是造成催化劑總硫脫除率較低的因素之一。

4.2 加熱爐改造效果評價

表13為改造后的進料加熱爐工藝參數(shù)。改造后的加熱爐設計負荷達到5 800 kW，從表13可以看出，改造后的加熱爐能夠滿足處理量1.0 Mt/a的各項要求。加熱爐爐管內(nèi)加熱介質為油氣、水、硫化氫，為保證在操作過程中管內(nèi)介質處于適宜的流動形態(tài)，管內(nèi)介質流速約為1 000 kg/(m2·s)，兩路爐管溫差低于1.5 ℃，爐管內(nèi)部流量分布均勻。

表13 噴氣燃料加氫反應進料加熱爐工藝參數(shù)

5 運行過程中出現(xiàn)的問題分析

5.1 開工初期產(chǎn)品質量波動

2015年8月15日切換原料后，根據(jù)上周期的操作經(jīng)驗，對分餾塔進行如下控制：塔頂溫度132 ℃，塔頂冷回流量3.5 t/h，塔頂壓力0.120 MPa，塔底溫度225 ℃。連續(xù)5 h測定精制噴氣燃料產(chǎn)品銅片腐蝕，均達到1級。但在之后的2天時間內(nèi)，噴氣燃料產(chǎn)品銅片腐蝕連續(xù)出現(xiàn)2級，產(chǎn)品不合格，分餾塔各項參數(shù)也有較大波動，無法穩(wěn)定運行。對分餾塔各參數(shù)控制指標進行調(diào)整：塔頂溫度控制在132 ℃，塔頂冷回流量控制在不小于8 t/h，塔頂壓力控制在0.165 MPa，塔底溫度控制在238 ℃，具體見表14。參數(shù)調(diào)整后，精制噴氣燃料銅片腐蝕穩(wěn)定合格，分餾塔運行穩(wěn)定。

表14 分餾塔操作參數(shù)調(diào)整對比

本次改造對分餾塔進行整體更換，新分餾塔上部塔內(nèi)直徑為1 600 mm，下部塔內(nèi)直徑為2 800 mm，分別比原分餾塔增加了600 mm和800 mm。從表14可以看出：在分餾塔進料溫度和塔底溫度控制方面，上周期的控制指標分別比本周期低10 ℃ 和13 ℃，塔頂冷回流量減少6.0 t/h，進料溫度和塔底溫度控制較低，使得進料在分餾塔內(nèi)一次閃蒸的氣相量以及塔底重沸器提供的氣相量不足；分餾塔塔頂冷回流量較少，造成分餾塔內(nèi)塔盤上液相量也相對較少，分餾塔內(nèi)部氣液兩相熱交換效率下降，降低了塔盤的分離效果，在某些塔盤上甚至可能存在漏液，硫化氫無法被徹底分離，導致噴氣燃料產(chǎn)品腐蝕不合格。

5.2 開工初期原料過濾器沖洗頻繁

改造后噴氣燃料加氫裝置原料過濾器更換為自動反沖洗過濾器，反沖洗壓力為0.4 MPa。檢修開工后，由于在本次改造中對常減壓蒸餾裝置常壓塔進行上部整體更換并對常一線油換熱流程進行改造，常一線系統(tǒng)內(nèi)部存在較多雜質，使常一線油直供原料攜帶有黑色物質，偶爾會有少量的鐵銹進入噴氣燃料加氫裝置。這些黑色物質的金屬組成(w)為：鐵50%，氯5%，鉻4%，硫5%，鎳3%；碳氫氮組成(w)為：碳11%，氫2%，氮2%；存在一定黏性，類似膠質瀝青質等重油組分，碳氫質量比為5.5，表征為支鏈烷烴(俗稱蠟)，接近正癸烷～正構十六烷的碳氫質量比(5.45～5.64)。噴氣燃料加氫裝置原料中存在黑色物質的主要原因是：改造后的常壓塔操作不穩(wěn)定，時常發(fā)生沖塔現(xiàn)象，部分重組分進入常一線系統(tǒng)。隨著噴氣燃料加氫裝置反應油附著在原料過濾器濾芯表面，反沖洗困難，短時間內(nèi)迅速積累，造成過濾器差壓高，沖洗頻繁。由于過濾器為25 μm的過濾精度，反應壓降并未出現(xiàn)明顯上漲。

開工6個月后，隨著常壓塔的操作逐漸穩(wěn)定，對常一線系統(tǒng)的設備，如換熱器和機泵進行吹掃清洗后，噴氣燃料加氫裝置原料反沖洗過濾器運行工況逐步好轉。

5.3 反應產(chǎn)物空氣冷卻器A-101冷卻負荷不足

本次改造對反應產(chǎn)物與混氫原料的換熱器進行了整體更換，換熱面積增加30%，經(jīng)核算A-101負荷可以滿足生產(chǎn)要求。裝置開工后，隨著反應產(chǎn)物與混氫原料換熱器E-101換熱效率以較快速率下降[4]。裝置運行6個月后，A-101入口溫度由開工初期的110 ℃提高至134 ℃，原料油換熱后溫度由210 ℃降至190 ℃，冷后溫度在室外氣溫10 ℃情況下高達57 ℃，圖4為噴氣燃料加氫裝置E-101換熱系數(shù)和A-101入口溫度的變化趨勢。

圖4 E-101換熱系數(shù)和A-101入口溫度變化趨勢 —E-101換熱系數(shù); —A-101入口溫度; —E-101換熱系數(shù)線性值

針對反應產(chǎn)物冷后溫度較高的情況，裝置內(nèi)采取水沖洗A-101外翅片的措施以提高空氣冷卻效率；裝置外則盡量降低外來常一線原料溫度，以降低空氣冷卻器入口溫度。

6 結 論

某公司噴氣燃料加氫裝置采用石科院噴氣燃料臨氫脫硫醇技術(RHSS)，通過增加一臺反應器，更換RSS-2催化劑，控制反應溫度234.0 ℃、反應壓力2.4 MPa、催化劑空速4.4 h-1，可生產(chǎn)出滿足3號噴氣燃料的產(chǎn)品，滿足裝置1.0 Mta擴能改造需求。

[1] 金云，劉瑩瑩，郭飛舟，等.2013年中國航空煤油市場回顧及2014年展望[J].國際石油經(jīng)濟，2014，22(3)：89-93

[2] 夏國富，朱玫，聶紅，等.噴氣燃料臨氫脫硫醇RHSS技術的開發(fā)[J].石油煉制與化工，2001，32(1)：12-15

[3] 褚陽，夏國富，劉鋒，等.高處理量噴氣燃料加氫催化劑RSS-2的開發(fā)及其工業(yè)應用[J].石油煉制與化工，2014，45(8)：6-10

[4] 姚立松，戴天林.煤油加氫反應產(chǎn)物換熱器結垢分析[J].煉油技術工程，2014，44(9)：44-46

REVAMPING OF 0.6 Mt/a JET FUEL HYDROGENATION UNIT AND RUNNING ANALYSIS

Li Zhi， Sun Mingli， Dai Tianlin

(SINOPECQingdaoRefining&ChemicalCompanyCo.Ltd.，Qingdao，Shandong266500)

Revamping of 0.6 Mt/a jet fuel hydrotreating unit was conducted to enlarge the capacity by adding a new reactor， using a high effective RSS-2 catalyst， and enhancing heater loading. After revamping and using the catalyst developed by SINOPEC Research Institute of Petroleum Processing for RHSS technology， the unit can produces 3#jet fuel at lower reaction temperature.

jet fuel； hydrotreating； capacity expansion； 3#jet fuel

2016-03-07； 修改稿收到日期： 2016-05-25。

李治，工學學士，助理工程師，主要從事加氫生產(chǎn)技術管理工作。

李治，E-mail：271770809@qq.com。