梁文萍，解 磊，姜嘗鋒

(中國(guó)石化石家莊煉化分公司，石家莊 050099)

中國(guó)石化石家莊煉化分公司(簡(jiǎn)稱(chēng)石家莊煉化)2號(hào)汽柴油加氫精制裝置加工能力[1]為1.0 Mt/a，裝置于2004年4月投產(chǎn)，由反應(yīng)部分、壓縮機(jī)部分、分餾部分、加熱爐、循環(huán)氫脫硫、膜分離系統(tǒng)、抽真空系統(tǒng)、穩(wěn)定系統(tǒng)及公用工程等部分組成，原料油為焦化汽油、焦化柴油和催化裂化柴油的混合油，產(chǎn)品為普通柴油和粗石腦油，裝置運(yùn)行狀況良好。隨著產(chǎn)品質(zhì)量的升級(jí)，普通柴油要求在2017年7月1日施行國(guó)Ⅴ標(biāo)準(zhǔn)[2]。2017年，采用中國(guó)石化石油化工科學(xué)研究院(簡(jiǎn)稱(chēng)石科院)的SSHT技術(shù)[3]進(jìn)行裝置的升級(jí)改造。柴油產(chǎn)品的硫質(zhì)量分?jǐn)?shù)不大于10 μgg，十六烷值提高，并且芳烴含量降低，柴油產(chǎn)品的色度小于2.5號(hào)。改造后的裝置加工能力為0.90 Mta，年運(yùn)轉(zhuǎn)時(shí)間按8 400 h計(jì)。裝置改造后的運(yùn)行過(guò)程中出現(xiàn)了一些問(wèn)題，以下對(duì)出現(xiàn)的問(wèn)題逐一進(jìn)行分析探討并提出優(yōu)化和解決方案，為裝置的進(jìn)一步優(yōu)化生產(chǎn)和其他同類(lèi)裝置的設(shè)計(jì)投產(chǎn)提供依據(jù)。

1 裝置改造的主要內(nèi)容

2017年裝置的主要改造內(nèi)容為：①增加1臺(tái)三床層的第一加氫反應(yīng)器R-100(一反)，床層間設(shè)置冷氫管線(xiàn)，加熱爐出口的混氫油管線(xiàn)改至R-100入口；②在R-100出口增加一級(jí)反應(yīng)產(chǎn)物與混氫油換熱器E-1107，原有反應(yīng)器R-101改作第二反應(yīng)器(二反)，換熱后的反應(yīng)產(chǎn)物進(jìn)入R-101；③新增1臺(tái)流量為16 700 m3/h的新氫壓縮機(jī)作為裝置備機(jī)，原有的部分新氫管線(xiàn)、儀表等也需改造或更換才能滿(mǎn)足改造后的要求；④增加1套循環(huán)氫脫硫系統(tǒng)。圖1為改造后的SSHT工藝流程示意。

圖1 SSHT工藝流程示意

2 改造后裝置運(yùn)行中出現(xiàn)的問(wèn)題及解決措施

裝置自2017年升級(jí)改造后出現(xiàn)以下問(wèn)題：①反應(yīng)系統(tǒng)熱平衡問(wèn)題，表現(xiàn)為一反溫升偏高；②反應(yīng)進(jìn)料線(xiàn)冷油突然中斷，導(dǎo)致裝置一反一床層最高點(diǎn)溫度超高；③一反一床層出入口徑向溫差大，最大值可達(dá)20～30 ℃；④冷氫量調(diào)整造成空氣冷卻器A1101冷后溫度和高、低壓分離器液位大幅度波動(dòng)；⑤裝置柴油產(chǎn)品色度出現(xiàn)不合格問(wèn)題。以下對(duì)上述問(wèn)題逐一分析并提出解決措施。

2.1 反應(yīng)系統(tǒng)熱平衡問(wèn)題

2.1.1問(wèn)題描述2號(hào)加氫裝置設(shè)計(jì)一反溫升為83 ℃，二反溫升為14 ℃，反應(yīng)系統(tǒng)設(shè)計(jì)總溫升為97 ℃，開(kāi)工初期實(shí)際溫升為140～180 ℃。裝置改造后，加工原料組成為：1號(hào)催化裂化裝置柴油15 t/h，3號(hào)催化裂化裝置柴油35～50 t/h，焦化汽油10～15 t/h，循環(huán)量10～20 t/h，總新鮮進(jìn)料量60～80 t/h，裝置總進(jìn)料量(加上循環(huán)量)70～100 t/h，一反進(jìn)料體積空速為0.46～0.66 h-1，反應(yīng)系統(tǒng)氫分壓為6.4～7.0 MPa，一反入口溫度為280～320 ℃，一反總溫升最高可達(dá)180 ℃以上。圖2為一反溫度分布。由于放熱量較大，混合進(jìn)料與反應(yīng)生成油換熱后即可達(dá)到反應(yīng)溫度要求，加熱爐火嘴全熄，空氣冷卻器、高壓換熱器、循環(huán)氫壓縮機(jī)基本滿(mǎn)負(fù)荷，且還需開(kāi)部分冷油旁路來(lái)降低反應(yīng)器入口溫度。裝置調(diào)溫手段較少，熱平衡控制困難。

圖2 一反溫度分布◆—一反入口溫度； ■—一床層測(cè)溫點(diǎn)A； ▲—一床層測(cè)溫點(diǎn)B； 一床層測(cè)溫點(diǎn)C； 一床層測(cè)溫點(diǎn)D

2.1.2原因分析催化裂化柴油深度加氫時(shí)放熱量大，這點(diǎn)在2015年2號(hào)加氫裝置作為L(zhǎng)TAG裝置開(kāi)工時(shí)就足以體現(xiàn)[4]，本次開(kāi)工后選取一組原料性質(zhì)與2015年LTAG工藝時(shí)原料相似的一組數(shù)據(jù)，見(jiàn)如表1所示。由表1可以看出：兩種工藝條件下加工的催化裂化柴油性質(zhì)基本一致。LTAG工藝條件下，當(dāng)催化裂化柴油中芳烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)從92.3%降至76.8%時(shí)，產(chǎn)品硫質(zhì)量分?jǐn)?shù)降至115.1 μgg，氫耗(w)為2.10%；SSHT工藝條件下，當(dāng)芳烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)從91.6%降至59.3%時(shí)，產(chǎn)品硫質(zhì)量分?jǐn)?shù)降至10.8 μgg，氫耗(w)為2.59%。

表1 兩種工藝下的操作參數(shù)及原料和產(chǎn)品性質(zhì)

相同的原料性質(zhì)、不同的反應(yīng)深度有著不同的化學(xué)氫耗，化學(xué)耗氫量與催化劑床層總溫升有較好的相關(guān)性，芳烴的深度飽和會(huì)釋放大量反應(yīng)熱，導(dǎo)致反應(yīng)床層溫升大[5]。因此，從化學(xué)反應(yīng)的角度來(lái)說(shuō)，目前裝置總溫升是合理的。石家莊煉化焦化汽油的溴值約為55 gBr(100 g)，烯烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)約為37%，芳烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)約為11%，硫質(zhì)量分?jǐn)?shù)約為0.75%；加氫后汽油產(chǎn)品的溴值接近0，烯烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)約為0，芳烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)約為6%。焦化汽油的平均相對(duì)分子質(zhì)量為90，則其加氫氫耗(w)約為1.2%。焦化汽油加氫反應(yīng)熱為加氫脫硫反應(yīng)熱、烯烴飽和反應(yīng)熱、芳烴飽和反應(yīng)熱之和，根據(jù)焦化汽油加氫氫耗為1.2%，在氫油體積比約為1 000的條件下，采用Aspen軟件計(jì)算得到單位質(zhì)量焦化汽油造成的溫升約為110 ℃。循環(huán)油可以認(rèn)為不放熱。因此，可以大致計(jì)算出催化裂化柴油對(duì)溫升和氫耗的貢獻(xiàn)?？偡艧崃?單位質(zhì)量焦化汽油放熱量×焦化汽油的質(zhì)量+單位質(zhì)量催化裂化柴油放熱量×催化裂化柴油的質(zhì)量；總吸熱量=(新鮮原料總量+循環(huán)油總量)×總溫升。由此，計(jì)算得到，在SSHT工況下，催化裂化柴油引起的溫升為179.4 ℃，導(dǎo)致的氫耗(w)為2.93%；在LTAG工況下，催化裂化柴油引起的溫升為137.0 ℃，導(dǎo)致的氫耗(w)為2.25%。此結(jié)果說(shuō)明，加工相似的催化裂化柴油原料，由于柴油產(chǎn)品的要求不同，催化裂化柴油對(duì)溫升和氫耗的貢獻(xiàn)差別較大，生產(chǎn)硫質(zhì)量分?jǐn)?shù)接近10 μgg的柴油產(chǎn)品時(shí)催化裂化柴油對(duì)溫升的貢獻(xiàn)接近180 ℃，氫耗(w)達(dá)到2.93%，所以溫升大是合理的。

2.1.3解決方案解決方案分為近期方案和長(zhǎng)遠(yuǎn)方案。

近期方案：①適當(dāng)降低反應(yīng)器入口溫度。隨著入口溫度的降低，一床層的溫升下降，為保證柴油產(chǎn)品的硫含量合格，降低床層間的冷氫量，適當(dāng)提高二床層和三床層的反應(yīng)溫度。另外，目前二反3個(gè)床層的反應(yīng)溫度均在320～330 ℃之間，沒(méi)有充分發(fā)揮二反的脫硫性能，通過(guò)一反和二反之間換熱器閥門(mén)的開(kāi)度可以適當(dāng)提高二反的操作溫度至340～350 ℃，以降低一反操作的苛刻度，使溫升分布更加合理。②優(yōu)化氫氣系統(tǒng)。建議將裝置新氫改為制氫氫氣，以提高循環(huán)氫的純度。在維持一定氫分壓的情況下，根據(jù)產(chǎn)品質(zhì)量及時(shí)調(diào)整反應(yīng)器入口溫度，以控制反應(yīng)深度。結(jié)合反應(yīng)溫度的調(diào)整，適度提高裝置一反入口的氫油比。③催化劑床層總溫升決定于原料油性質(zhì)、原料油進(jìn)料量、循環(huán)氫量、加氫深度等，在循環(huán)氫量已滿(mǎn)負(fù)荷、加氫深度不可調(diào)的情況下，只有調(diào)節(jié)原料油的性質(zhì)，但因全廠平衡2號(hào)加氫裝置的是普通柴油加工裝置，其他直餾柴油需進(jìn)另一套加氫精制裝置生產(chǎn)車(chē)用柴油。所以，將部分催化裂化柴油分至渣油加氫裝置，將渣油加氫裝置生產(chǎn)的柴油(渣油加氫柴油)改至進(jìn)2號(hào)加氫裝置。渣油加氫柴油的雙環(huán)和三環(huán)芳烴含量較低，單環(huán)芳烴含量也較催化裂化柴油明顯降低，因此渣油加氫柴油在進(jìn)一步加氫時(shí)的放熱量與直餾柴油相當(dāng)，或者略高于直餾柴油，但遠(yuǎn)低于催化裂化柴油和焦化柴油，這部分原料進(jìn)2號(hào)加氫裝置能夠起到降低裝置溫升的目的。同時(shí)，由于渣油加氫柴油雙環(huán)和三環(huán)芳烴的含量較低，其加工時(shí)的溫升是逐漸產(chǎn)生的，不會(huì)集中在一床層釋放，如此有利于控制一床層溫升。目前已將2號(hào)加氫裝置原料進(jìn)行優(yōu)化，將催化裂化柴油部分(10 t/h)改進(jìn)渣油加氫裝置，渣油加氫柴油再進(jìn)入2號(hào)加氫裝置進(jìn)行加工，起到調(diào)優(yōu)原料的作用，目前催化裂化柴油加工量約為45 t/h，渣油加氫柴油加工量為14 t/h，焦化汽油加工量為5 t/h，系統(tǒng)循環(huán)量為24 t，反應(yīng)壓力為7.1 MPa，一反入口溫度為280 ℃，整體溫升為80～120 ℃，二反入口溫度為345 ℃，溫升為21 ℃，加熱爐點(diǎn)8個(gè)長(zhǎng)明燈，裝置總體運(yùn)行平穩(wěn)，產(chǎn)品質(zhì)量可控。

長(zhǎng)遠(yuǎn)方案：由于裝置原設(shè)計(jì)一反溫升為83 ℃，二反溫升為14 ℃，反應(yīng)系統(tǒng)設(shè)計(jì)總溫升為97 ℃，裝置的換熱網(wǎng)絡(luò)不符合實(shí)際的生產(chǎn)要求，造成裝置反應(yīng)溫度不可調(diào)。長(zhǎng)遠(yuǎn)來(lái)看，應(yīng)重新評(píng)估以高二次加工油(以催化裂化柴油為主)比例原料生產(chǎn)硫質(zhì)量分?jǐn)?shù)小于10 μgg柴油產(chǎn)品工藝的可行性[6-7]，包括反應(yīng)溫升、氫耗、催化劑壽命等，提出適宜的原料和反應(yīng)條件。在工藝可行的基礎(chǔ)上，核算裝置的反應(yīng)熱，提供運(yùn)行初、中、末期各階段入口溫度、溫升等參數(shù)，重新核算換熱網(wǎng)絡(luò)、循環(huán)壓縮機(jī)等的能力，提出改造方案。優(yōu)化催化劑級(jí)配，針對(duì)石家莊煉化催化裂化柴油原料開(kāi)展試驗(yàn)，通過(guò)采用不同的催化劑組合，在滿(mǎn)足產(chǎn)品硫質(zhì)量分?jǐn)?shù)小于10 μgg的前提下，降低反應(yīng)器溫升。

2.2 冷油突然中斷

2.2.1問(wèn)題描述2號(hào)加氫裝置改造后，由于新增一反生成油與混氫原料換熱器E-1107，混氫原料進(jìn)爐前溫度較改造前上升約30～50 ℃，裝置通過(guò)冷油閥TIC-1101及TIC-10701A共同作用控制加熱爐進(jìn)口溫度，加熱爐火嘴全熄。圖3為2號(hào)加氫裝置換熱網(wǎng)絡(luò)。開(kāi)工后，裝置共發(fā)生8次冷油中斷，造成一反一床層溫度大幅波動(dòng)，無(wú)法實(shí)現(xiàn)平穩(wěn)控制。表2為冷油中斷后的溫度變化情況。

圖3 2號(hào)加氫裝置換熱網(wǎng)絡(luò)

時(shí) 間冷油閥位,%冷油量∕(t·h-1)爐入口溫度∕℃中斷前中斷后中斷前后溫度變化量∕℃09-16T16:105016.72823476509-19T04:10235.02833496609-22T21:50607.02813203909-23T18:40396.02703407010-03T20:10302.02963343810-04T19:507403173301310-29T00:40745.02833314810-31T14:10529.028234260

圖4 發(fā)現(xiàn)問(wèn)題階段一反入口氫氣量與冷油量的關(guān)系■—一反入口氫氣量； ◆—冷油量。圖5同

2.2.2原因分析反應(yīng)器入口氫氣量波動(dòng)，造成換熱器與冷油線(xiàn)壓降波動(dòng)，冷油量波動(dòng)，通過(guò)冷油中斷前后各參數(shù)變化及日常調(diào)整發(fā)現(xiàn)，反應(yīng)器入口氫氣量與冷油量密切相關(guān)，具體如圖4所示。隨著反應(yīng)器入口混氫量變化，冷油量相對(duì)波動(dòng)。經(jīng)測(cè)算：當(dāng)入口混氫量小于28 000 m3/h時(shí)，冷油量波動(dòng)較大；當(dāng)入口混氫量為27 000 m3/h左右時(shí)(氫油體積比約為295，設(shè)計(jì)值為600)時(shí)冷油中斷。

2017年11月9日裝置原料量由80 t/h提至85 t/h時(shí)，反應(yīng)器溫升變大。嘗試增大一反兩路冷氫量，反應(yīng)器入口氫氣量由30 000 m3/h逐漸降至28 000 m3/h時(shí)，冷油量由20 t/h左右降低至5 t/h；停進(jìn)二反冷氫，一反入口氫氣量由28 000 m3/h逐漸提至29 000 m3/h時(shí)，冷油量恢復(fù)至10～20 t/h，進(jìn)一步驗(yàn)證一反入口氫氣量與冷油量波動(dòng)的關(guān)系，具體如圖5所示。

圖5 驗(yàn)證試驗(yàn)階段一反入口氫氣量與冷油量的關(guān)系

利用PRO Ⅱ進(jìn)行模擬核算，假定冷油側(cè)控制閥壓降為0.2 MPa，混氫量為28 000 m3/h、冷油量約為20 t/h、反應(yīng)器總進(jìn)料量為80 t/h時(shí)，冷油側(cè)壓力與換熱器側(cè)壓力相同，均以0.201 MPa為基礎(chǔ)數(shù)據(jù)核算換熱器側(cè)壓降和混氫量的關(guān)系，結(jié)果如圖6所示。由圖6可以看出，隨著混氫量的減少，換熱器側(cè)壓降減小。圖7為冷油管線(xiàn)壓降與冷油量的變化關(guān)系。冷油量在0～30 t/h范圍內(nèi)，不考慮冷油閥壓降變化時(shí)，冷油管線(xiàn)壓降隨冷油量的增加而增加，但因數(shù)量級(jí)小可看作基本無(wú)變化。進(jìn)而認(rèn)為在混氫量為28 000 m3/h 時(shí)，冷油管線(xiàn)和換熱器側(cè)物流壓力達(dá)到平衡點(diǎn)；當(dāng)混氫量小于28 000 m3/h時(shí)，由于換熱器側(cè)壓降低，冷油側(cè)壓降不變，故冷油不能順利與換熱后物流混合，所以冷油量波動(dòng)；當(dāng)混氫量降至27 000 m3/h 時(shí)，冷油側(cè)壓力遠(yuǎn)遠(yuǎn)低于換熱后物流的壓力，造成冷油無(wú)法與換熱后物流混合，冷油中斷。

圖6 換熱器側(cè)壓降與混氫量的變化關(guān)系

圖7 冷油管線(xiàn)壓降與冷油量的變化關(guān)系

2.2.3解決方案為了防止冷油中斷，操作時(shí)必須保證一反入口混氫量不低于27 000 m3/h，如果床層溫度高，則通過(guò)降低新鮮進(jìn)料量或者通過(guò)降低二反冷氫量來(lái)保證一反入口冷氫量。

2.3 一反一床層出口徑向溫差大的問(wèn)題

2.3.1問(wèn)題描述圖8為一反一床層各測(cè)溫點(diǎn)溫度的變化情況。由圖8可以看出，裝置一反一床層出口徑向溫差較大，且各測(cè)溫點(diǎn)溫度波動(dòng)較大，尤其是床層溫度達(dá)到340 ℃時(shí)徑向溫差可達(dá)50 ℃以上。

圖8 一反一床層各測(cè)溫點(diǎn)溫度變化◆—一反入口； ■—一床層出口測(cè)溫點(diǎn)A； ▲—一床層出口測(cè)溫點(diǎn)B； 一床層出口測(cè)溫點(diǎn)C； 一床層出口測(cè)溫點(diǎn)D

2.3.2原因分析一反各床層入口處徑向溫差相對(duì)較小，達(dá)到反應(yīng)器內(nèi)構(gòu)件分配效果，若排除熱電偶故障外，一反一床層出口徑向溫差大可能有如下原因：①催化劑裝填不均勻出現(xiàn)溝流；②目前由于反應(yīng)溫升過(guò)大，加大了反應(yīng)循環(huán)量，裝置設(shè)計(jì)進(jìn)料量為107 t/h，實(shí)際進(jìn)料量達(dá)到120～145 t/h；且由于溫升大而冷氫量較大，反應(yīng)器入口氫氣量低于設(shè)計(jì)值。一床層的氫油體積比僅為400，小于設(shè)計(jì)值600，導(dǎo)致物料在催化劑間分配不好，而一床層溫升大又放大了物料分配不均的效果，導(dǎo)致一床層出口徑向溫差較大。

2.3.3解決方案要解決一反一床層出口徑向溫差大的問(wèn)題，應(yīng)控制一床層溫升在設(shè)計(jì)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)中的42 ℃左右比較合理的范圍。而要控制反應(yīng)溫升，需控制裝置進(jìn)料量降至設(shè)計(jì)值107 t/h附近，同時(shí)降低床層間的冷氫量，保證反應(yīng)入口的氫氣量，使一床層的氫油比回到設(shè)計(jì)值附近合理范圍。

2.4 快速關(guān)小冷氫量時(shí)高壓分離器液位波動(dòng)

2.4.1問(wèn)題描述當(dāng)原料處理量變化或組分變化，需要調(diào)節(jié)冷氫量控制床層溫升時(shí)，需調(diào)節(jié)一反一、二床層之間和二、三床層之間的冷氫量，二反一、二床層之間和二、三床層之間的冷氫量，在4路冷氫調(diào)節(jié)變化量之和大于5 000 m3/h時(shí)，高壓分離器液位失衡，如圖9所示。

圖9 高壓分離器液位變化趨勢(shì)■—混氫量； ▲—二反入口冷氫量； 一反一床層冷氫量； 一反二床層冷氫量； ●—二反一床層冷氫量； 二反二床層冷氫量； ◆—高壓分離器液位

2.4.2問(wèn)題分析混氫量變化時(shí)，氫氣量的變化改變了物流中的氫分壓，由于總壓不變，原料油的油氣分壓也隨之改變。表3為混氫量分別為28 000 m3/h和33 000 m3/h時(shí)的物流氣液相組成。由于混氫量增加，物流管線(xiàn)以及換熱器殼程中存油氣相分壓降低而由液相進(jìn)入氣相(熱氫帶油現(xiàn)象)。由表3可以看出，混氫量由28 000 m3/h增至33 000 m3/h時(shí)，80 t/h進(jìn)料量下氣相組分的量增加2.73 t/h，氣相物料增加3.41%；140 t/h(循環(huán)量為60 t/h時(shí))進(jìn)料量下氣相組分的量增加4.25 t/h，氣相物料量增加3.04%；氣相物料增加量均值約為3%以上。由于裝置原料油藏量約為300 t，混氫量增加5 000 m3/h時(shí)，進(jìn)入高壓分離器前的物料量增加9 t/h左右。而2號(hào)加氫裝置高壓分離器正?？刂埔何辉?0%的條件下，高壓分離器油的藏量瞬間增大，因此液位波動(dòng)增大。

表3 混氫量變化時(shí)的氣液相組成變化

2.5 柴油產(chǎn)品色度問(wèn)題

2.5.1問(wèn)題描述在2號(hào)柴油加氫裝置正常生產(chǎn)過(guò)程中，柴油硫含量等指標(biāo)控制平穩(wěn)，柴油質(zhì)量合格，原料硫質(zhì)量分?jǐn)?shù)為3 500～5 000 μgg時(shí)，產(chǎn)品硫質(zhì)量分?jǐn)?shù)基本維持在小于1 μgg，處于過(guò)度加氫范圍之內(nèi)，但是由于產(chǎn)品顏色問(wèn)題，無(wú)法通過(guò)降低反應(yīng)器入口溫度等措施來(lái)降低加氫深度，主要表現(xiàn)為柴油產(chǎn)品色度隨反應(yīng)溫度變化，尤其是隨反應(yīng)器床層最高點(diǎn)溫度下降而出現(xiàn)顏色變紅、橙、深褐的現(xiàn)象。

2.5.2問(wèn)題分析及解決措施柴油色度主要受原料和操作條件2個(gè)因素的影響。原料因素包括催化裂化柴油95%餾出溫度和處理量，操作條件因素包括反應(yīng)溫度和氫分壓。

分析裝置原料中1號(hào)和3號(hào)催化裂化裝置柴油95%餾出溫度和密度與柴油產(chǎn)品色度的關(guān)系，發(fā)現(xiàn)當(dāng)催化裂化柴油(1號(hào)催化裂化裝置柴油95%餾出溫度均值偏低，為340 ℃左右；3號(hào)催化裂化裝置柴油95%餾出溫度均值為350～360 ℃)的95%餾出溫度由均值355 ℃升至360 ℃時(shí)，在操作條件不變的情況下，產(chǎn)品易發(fā)生色度不合格(大于2.5號(hào))問(wèn)題，產(chǎn)品顏色呈紅、橙、深褐色。分析原因，認(rèn)為當(dāng)催化裂化柴油拔出率增加時(shí)，催化裂化柴油的重組分含量增加(95%餾出溫度提高)，部分加氫顯色重組分進(jìn)入原料中導(dǎo)致產(chǎn)品色度不合格。

來(lái)自1號(hào)和3號(hào)催化裂化裝置的柴油總量增加時(shí)易發(fā)生產(chǎn)品色度不合格問(wèn)題。當(dāng)催化裂化柴油處理量由50 t/h提高至55～60 t/h時(shí)，在操作條件不變的情況下，產(chǎn)品色度大于2.5號(hào)，產(chǎn)品顏色呈紅、橙、深褐色。原因分析為當(dāng)催化裂化柴油總量增加時(shí)，催化裂化柴油中部分加氫顯色重組分增加，由于加氫深度不夠?qū)е庐a(chǎn)品色度不合格。

裝置出現(xiàn)柴油產(chǎn)品色度不合格時(shí)，由于一反和二反間換熱器無(wú)法將二反溫度降至設(shè)計(jì)溫度，導(dǎo)致靠降低二反溫度增加多環(huán)芳烴飽和率對(duì)產(chǎn)品色度好轉(zhuǎn)的效果不明顯。但在提高一反反應(yīng)溫度或者一反床層最高點(diǎn)溫度，同時(shí)通過(guò)冷氫量控制一反出口溫度和二反溫度不變時(shí)，產(chǎn)品色度明顯轉(zhuǎn)好。根據(jù)實(shí)際生產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)，當(dāng)催化裂化柴油95%餾出溫度提高5 ℃時(shí)，一反的最高點(diǎn)溫度最少需提高5 ℃以上；當(dāng)催化裂化柴油處理量每提高5 t/h時(shí)，一反的最高點(diǎn)溫度需提高5～10 ℃。

裝置系統(tǒng)壓力降低或者循環(huán)氫純度降低時(shí)，柴油產(chǎn)品色度也易出現(xiàn)不合格現(xiàn)象，分析原因?yàn)橛捎跉浞謮航档蛯?dǎo)致加氫深度不足，原料中加氫顯色基團(tuán)未能反應(yīng)完全所致。

3 結(jié)束語(yǔ)