張海亮，王萬財，羅慶鋒，陳海發(fā)

(中海油東方石化有限責(zé)任公司，海南 東方 572600)

柴油質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)不斷升級，促使國內(nèi)煉油企業(yè)對柴油加工裝置進(jìn)行升級改造，海南省從2015年10月起，全省轄區(qū)內(nèi)陸地上全面推廣使用國Ⅴ標(biāo)準(zhǔn)車用柴油[1-3]。中海油東方石化有限責(zé)任公司(簡稱東方石化)一期煉油項目加工能力為2.0 Mt/，其中配套的0.60 Mt/柴油液相加氫裝置用于生產(chǎn)滿足國Ⅴ標(biāo)準(zhǔn)的精制柴油以供海南地區(qū)銷售。該裝置采用中國石化工程建設(shè)公司(SEI)與中國石化石油化工科學(xué)研究院(簡稱石科院)聯(lián)合開發(fā)的連續(xù)液相加氫技術(shù)，催化劑采用石科院開發(fā)的RS-2000催化劑。該裝置于2016年12月中旬進(jìn)油，2017年1月2日產(chǎn)出滿足國Ⅴ標(biāo)準(zhǔn)的柴油，并全面執(zhí)行國Ⅴ柴油生產(chǎn)方案[4]。以下對裝置的長周期運行進(jìn)行分析和總結(jié)，以期為同類裝置的運行提供參考和借鑒。

1 液相加氫工藝技術(shù)原理及技術(shù)特點

常規(guī)柴油加氫技術(shù)采用滴流床反應(yīng)器，脫硫、脫氮等反應(yīng)中氫氣從氣相擴散并溶解到油中的速率為整個加氫反應(yīng)的控制步驟。連續(xù)液相加氫工藝消除了氫氣擴散和溶解的影響，使得加氫反應(yīng)在動力學(xué)控制區(qū)進(jìn)行[5]。圖1為連續(xù)液相加氫技術(shù)工藝流程示意，其技術(shù)原理為：①溶解飽和了氫氣的液相(新鮮料+循環(huán)精制油)由反應(yīng)器底部自下而上通過反應(yīng)器，反應(yīng)器內(nèi)液相是連續(xù)相；②向反應(yīng)器中補入適度過量氫氣，在反應(yīng)器內(nèi)以氣泡的形式自下而上通過反應(yīng)器；③反應(yīng)產(chǎn)物一部分作為產(chǎn)品，另一部分循環(huán)回反應(yīng)器中；④過量的氫氣不斷由高壓分離器排出系統(tǒng)。柴油連續(xù)液相加氫過程中化學(xué)反應(yīng)所需要的氫氣均來源于柴油餾分中的溶解氫。

圖1 液相加氫工藝流程示意

液相加氫工藝有以下技術(shù)優(yōu)勢：①流程簡單，不需要循環(huán)氫壓縮機，降低了投資和能耗，投資成本降低約20%；②反應(yīng)溫升小，反應(yīng)器內(nèi)不存在局部熱點，催化劑不易結(jié)焦；③床層溫度分布均勻，裝置氫耗低；④操作條件下催化劑具有較好的穩(wěn)定性和產(chǎn)物選擇性，可以滿足工業(yè)長周期運轉(zhuǎn)的需要[4]。

2 0.60 Mt/a柴油液相加氫裝置概況

圖2為東方石化0.60 Mt/柴油液相加氫裝置工藝流程示意。原料油經(jīng)升壓后進(jìn)入反應(yīng)系統(tǒng)；氫氣經(jīng)新氫壓縮機升壓后，部分與升壓后的原料油混合?；鞖溆团c反應(yīng)產(chǎn)物換熱后進(jìn)入反應(yīng)進(jìn)料加熱爐，加熱至反應(yīng)需要的溫度后與部分反應(yīng)生成油混合并由底部進(jìn)入加氫反應(yīng)器。在加氫反應(yīng)器中，混合原料在催化劑的作用下進(jìn)行加氫脫硫、脫氮和芳烴飽和等精制反應(yīng)，床層間設(shè)有氫氣補入點。反應(yīng)產(chǎn)物進(jìn)入設(shè)置在反應(yīng)器頂部的熱高壓分離器(熱高分)內(nèi)進(jìn)行氣液分離。熱高分油部分通過反應(yīng)產(chǎn)物循環(huán)泵返回加熱爐出口，另一部分與混氫原料換熱后進(jìn)入熱低壓分離器(熱低分)。熱低分氣與冷卻后的熱高分氣混合后進(jìn)入冷低壓分離器(冷低分)，進(jìn)行氣、油、水三相分離。冷低分氣送至脫硫塔，含硫污水送出裝置；冷低分油與熱低分油一同進(jìn)入汽提塔。汽提塔塔頂回流罐罐頂酸性氣送出裝置；液相部分送回汽提塔塔頂作為回流，另一部分輕烴出裝置；含硫污水送出裝置處理。汽提塔塔底油進(jìn)入分餾塔，分餾塔塔底設(shè)置重沸爐；塔頂氣體經(jīng)冷卻后進(jìn)入塔頂回流罐，回流罐液體部分作為塔頂回流，部分作為石腦油出裝置；塔底柴油產(chǎn)品出裝置。

圖2 0.60 Mta柴油液相加氫工藝流程示意

3 運行周期內(nèi)的主要加工工況

自2017年1月2日裝置開工產(chǎn)出合格產(chǎn)品以來，進(jìn)行了各種負(fù)荷的生產(chǎn)操作調(diào)整。近期由于原料油變化，裝置操作也進(jìn)行了相應(yīng)調(diào)整，現(xiàn)將各種工況的操作加以總結(jié)，為后續(xù)同類操作調(diào)整提供依據(jù)，更好地實現(xiàn)裝置的安、穩(wěn)、長、滿、優(yōu)運行。

3.1 加工原料油構(gòu)成

受到全廠總流程的限制，0.60 Mt/a柴油液相加氫裝置主要加工常二線油和常三線油，同時加工催化裂化柴油和常一線油，有時需要加工輕餾分的回?zé)捰?。根?jù)加工原料油的性質(zhì)不同，主要分為6種工況，每種工況下的原料油構(gòu)成及性質(zhì)見表1。

3.2 各工況下的主要工藝條件

表2為6種工況下的主要工藝條件。

表1 6種工況下的原料油構(gòu)成及性質(zhì)

表2 6種工況下的主要工藝條件

3.3 適應(yīng)各工況的工藝調(diào)整情況

工況1為設(shè)計工況，即為裝置的正常生產(chǎn)負(fù)荷，其原料油密度(20 ℃)為815.0 kg/m3，加工量為75 t/h。從表2可以看出，工況1的反應(yīng)出口溫度控制在310～312 ℃，新氫流量為5 300～5 600 m3/h，新氫氫耗一般控制在0.64%～0.65%，化學(xué)氫耗為0.28%～0.29%，反應(yīng)器總溫升為15 ℃。此工況下硫化氫汽提塔塔頂溫度控制在160 ℃，同時根據(jù)汽提塔塔頂回流罐液位，需要保持0.2～0.3 t/h的輕烴外送量，以減輕分餾塔負(fù)荷，汽提塔塔頂壓力控制在0.55 MPa。如此控制既保證了分餾塔塔底溫度又減少了汽提塔塔頂回流量，降低了汽提塔不必要的熱量損失，保證了分餾塔的進(jìn)料溫度，同時對防止重沸爐泵和產(chǎn)品柴油泵抽空起到了正向作用。此工況下控制分餾塔塔頂溫度為140～150 ℃，由于產(chǎn)品輕組分含量增加，汽化量急劇加大，為保證精制油產(chǎn)品閃點不低于工藝卡片要求，一方面通過控制分餾塔塔頂壓力在0.12～0.13 MPa來保證石腦油終餾點不高于180 ℃；另一方面增加分餾塔重沸爐F201的燃料氣用量(約為其他工況的1.5倍)，保證塔底蒸發(fā)量，控制塔底溫度在260～275 ℃，以防止重沸爐泵和產(chǎn)品柴油泵發(fā)生汽蝕而抽空。

工況2為裝置實際加工工況，以常二線油、常三線油和少量催化裂化柴油為原料，其密度(20 ℃)為821.8 kg/m3，加工量為50 t/h。雖然原料油性質(zhì)比工況1時的差，但裝置負(fù)荷較低，因此其反應(yīng)溫度比工況1時低3～6 ℃；并且由于加工的原料油較重，實際控制分餾塔塔頂溫度在115～130 ℃，塔頂壓力在0.09 MPa，并調(diào)整塔頂回流量，以保證石腦油終餾點不高于180 ℃。

由于裝置原料不足，裝置從開工3個月后長期處于低負(fù)荷運行階段。常壓側(cè)線油供料量較低，僅為35 t/h左右，但裝置最低負(fù)荷要求為60%(45 t/h)，為此采用本裝置內(nèi)長循環(huán)油補充10 t/h維持生產(chǎn)。工況3是為了保證裝置的最低運行負(fù)荷，一部分柴油產(chǎn)品進(jìn)行長循環(huán)，由于原料油性質(zhì)較好，加工過程中反應(yīng)進(jìn)料溫度控制在294～298 ℃，加工的化學(xué)氫耗較低，為0.20%～0.23%。

工況4由于有罐區(qū)清污油回?zé)?，原料的硫質(zhì)量分?jǐn)?shù)為580 μg/g，相對其他工況較高，反應(yīng)溫升也最高，為14～16 ℃，加工過程中反應(yīng)進(jìn)料溫度控制在306～312 ℃，加工的化學(xué)氫耗較高，為0.33%～0.35%。

在工況5的條件下，由于加入了較多的常一線油(22 t/h)，并且由于常一線油的終餾點為238 ℃，使此工況下的原料油中硫、氮、芳烴、烯烴的含量均較低，密度(20 ℃)為809.8 kg/m3，較工況1時(815.0 kg/m3)降低了5.2 kg/m3，屬于較易加工油品，進(jìn)料量為47 t/h。盡管由于常一線油硫含量較低，但是由于將產(chǎn)品循環(huán)關(guān)閉，導(dǎo)致混合原料油的硫質(zhì)量分?jǐn)?shù)較工況3時僅高了105 μg/g，為保證產(chǎn)品質(zhì)量，需要將反應(yīng)器進(jìn)口溫度調(diào)整至284～288 ℃。在此種原料油構(gòu)成下，裝置新氫量較工況3時增加了約276 m3/h?；?zé)挸Ｒ痪€油前反應(yīng)器總溫升為16.8 ℃，回?zé)捄鬁厣秊?1.2 ℃。工況5所加工原料油的密度較小，并且常一線油的比例占46.8%，經(jīng)加氫反應(yīng)后，輕烴、石腦油產(chǎn)量急劇上升，為防止分餾塔超負(fù)荷運行，對汽提塔采取了如下措施：①將塔頂溫度提高到140～148 ℃；②將塔頂壓力提至0.50～0.55 MPa；③需要保持0.15～0.25 t/h的輕烴外送量來控制汽提塔塔頂回流罐液位。同時也對分餾塔進(jìn)行了調(diào)整：①開大塔頂回流至滿量程8.7 t/h；②控制塔頂溫度在159 ℃(工藝卡片為不大于160 ℃)；③提高塔頂壓力至0.12 MPa，減少全塔蒸發(fā)量，保證石腦油終餾點不高于180 ℃；④重沸爐燃料氣用量從工況3時的285 m3/h增加到430 m3/h，燃料氣用量增加了51%，保證塔底蒸發(fā)量，控制塔底溫度在260～270 ℃。

工況6的進(jìn)料僅有常二線油和常三線油的混合油，其密度(20 ℃)為812.0 kg/m3，需要用約30%的產(chǎn)品循環(huán)來滿足裝置運行的最低負(fù)荷。此工況下調(diào)整反應(yīng)進(jìn)料溫度，操作穩(wěn)定后采樣，根據(jù)產(chǎn)品硫含量調(diào)節(jié)反應(yīng)進(jìn)料溫度，進(jìn)料溫度較工況4時下降約18～20 ℃，反應(yīng)溫度控制在286～300 ℃。化學(xué)氫耗為0.23%～0.25%。反應(yīng)器總溫升為5～7 ℃。

4 長周期運行分析與總結(jié)

4.1 原料油性質(zhì)

圖3為原料硫含量和氮含量的變化情況，圖4為原料密度和95%餾出溫度的變化情況。從圖3和圖4可以看出，裝置運行近3年來原料硫質(zhì)量分?jǐn)?shù)為200～700 μg/g，在設(shè)計范圍(硫質(zhì)量分?jǐn)?shù)小于800 μg/g)之內(nèi)；原料氮含量、密度、95%餾出溫度均符合設(shè)計要求，原料性質(zhì)較穩(wěn)定。

圖3 原料硫含量和氮含量的變化情況◆—硫含量； ■—氮含量

圖4 原料密度和95%餾出溫度的變化情況◆—密度； ■—95%餾出溫度

4.2 工藝參數(shù)

圖5 進(jìn)料量與反應(yīng)器入口溫度的變化情況◆—進(jìn)料量； ■—入口溫度

圖6 反應(yīng)器頂部壓力和床層總壓降的變化情況◆—頂部壓力； ■—床層總壓降

圖7 混氫量與循環(huán)比的變化情況◆—混氫量； ■—循環(huán)比

圖5為進(jìn)料量與反應(yīng)器入口溫度的變化情況，圖6為反應(yīng)器頂部壓力與床層總壓降的變化情況，圖7為混氫量與循環(huán)比的變化情況。從圖5～圖7可以看出：裝置運行近3年來反應(yīng)器進(jìn)料初期負(fù)荷在80%以上，從2017年下半年開始，裝置運行負(fù)荷基本維持在60%左右；反應(yīng)器入口溫度控制在275～320 ℃，運行穩(wěn)定；反應(yīng)器壓力為9.0～9.8 MPa，床層壓降為100～200 kPa，未出現(xiàn)大幅波動情況。裝置操作平穩(wěn)，反應(yīng)器入口溫度的短暫提高是由于原料性質(zhì)波動引起的，并未出現(xiàn)催化劑失活而造成反應(yīng)溫度逐漸提高的跡象。因此可以維持現(xiàn)有條件，并控制反應(yīng)器入口溫度小于300 ℃，以確保催化劑長周期運行。

5 裝置運行中出現(xiàn)的問題分析及解決措施

5.1 裝置長循環(huán)線流程改動

由于裝置加工負(fù)荷較低，僅為設(shè)計值的39%，該裝置設(shè)計最低操作負(fù)荷為60%，為保證裝置以較低的負(fù)荷運行，將一部分物料進(jìn)行長循環(huán)操作。原設(shè)計的長循環(huán)線是精制柴油經(jīng)與原料油換熱，再經(jīng)過空氣冷卻器后并入開工長循環(huán)油線，返回原料罐；為了降低能耗，宜將長循環(huán)線改為精制油在空氣冷卻器前并入開工長循環(huán)油線。同時在長循環(huán)線上加調(diào)節(jié)閥，以便于長周期操作。精制油進(jìn)空氣冷卻器前的溫度為110 ℃，進(jìn)空氣冷卻器后的溫度為45 ℃，原料油進(jìn)裝置的溫度為82 ℃。

5.2 原料加熱爐偏燒

原料加熱爐開工初期爐膛溫度東西兩側(cè)燃燒不均勻，溫差為150～200 ℃，表3為2018年5月7日的偏燒情況。

表3 原料加熱爐偏燒記錄

針對原料加熱爐偏燒的問題，經(jīng)過核算，發(fā)現(xiàn)加熱爐設(shè)計負(fù)荷低于實際加工負(fù)荷是導(dǎo)致偏燒的主要原因。對加熱爐進(jìn)行優(yōu)化調(diào)整操作，通過兩側(cè)輔槍輔助緩慢調(diào)節(jié)，同時調(diào)整進(jìn)爐風(fēng)量，并控制氧含量及負(fù)壓穩(wěn)定，解決了加熱爐偏燒的問題。表4為2018年5月7日調(diào)整后的加熱爐運行情況。

表4 調(diào)整后的加熱爐運行情況

5.3 反沖洗過濾器沖洗頻繁

裝置采用的原料自動反沖洗過濾器為江蘇克萊斯克能源裝備有限公司產(chǎn)品。自動反沖洗過濾器設(shè)置了8臺過濾罐，原料油進(jìn)入過濾罐后從每根濾芯的外表面進(jìn)入內(nèi)表面，大于25 μm的雜質(zhì)被擋在濾芯的外表面上，干凈的柴油從濾芯內(nèi)表面匯集到出口總管，送往下游工藝裝置。過濾器采用濾后干凈柴油進(jìn)行反沖洗。在過濾期間，未過濾的柴油進(jìn)入到八流道轉(zhuǎn)換器并均勻地分配到每個過濾器罐，顆粒聚集在過濾器濾芯外部造成過濾器壓差增大，當(dāng)達(dá)到壓力設(shè)定值或過濾時間設(shè)定值時，程序?qū)⒆詣舆M(jìn)入反沖洗程序。

在實際生產(chǎn)過程中，反沖洗過濾器對原料性質(zhì)變化較敏感，容易出現(xiàn)壓差高的情況，壓差高時過濾器會自動反沖洗以降低壓差。圖8為反沖洗頻繁時的過濾器壓差狀況。從圖8可以看出，在反沖洗頻繁時，每隔約3 h就需要執(zhí)行反沖洗操作。對實際生產(chǎn)中造成反沖洗頻繁的主要原因從進(jìn)料量和過濾器結(jié)構(gòu)兩方面進(jìn)行分析。

圖8 反沖洗頻繁時的過濾器壓差

5.3.1 原料油進(jìn)料量對反沖洗的影響由于上游裝置各側(cè)線流量波動頻繁，造成本裝置自動反沖洗過濾器頻繁沖洗，影響正常生產(chǎn)，嚴(yán)重時需降量操作，甚至?xí)斐裳b置停工。原料進(jìn)料量發(fā)生變化時，自動反沖洗過濾器的壓差會明顯上升，2 min左右就會進(jìn)行自動沖洗，裝置不得不降量生產(chǎn)，波動過程中產(chǎn)生的反沖洗污油量巨大。特別是當(dāng)原料進(jìn)料量不能滿足裝置最低負(fù)荷運行時(增加長循環(huán)量)，過濾器會出現(xiàn)明顯的壓差波動。

在2017年11月，自動反沖洗過濾器堵塞較頻繁，一個月內(nèi)發(fā)生4次堵塞，嚴(yán)重影響裝置的平穩(wěn)運行。將反沖洗過濾器濾芯拆開，發(fā)現(xiàn)表面有明顯的雜質(zhì)。在直餾柴油和催化裂化柴油界區(qū)采樣，發(fā)現(xiàn)界區(qū)來料中有很多雜質(zhì)，與濾芯表面雜質(zhì)相同。

5.3.2 反沖洗過濾器結(jié)構(gòu)問題過濾器下部花板上面開了18個大孔和19個小孔，小孔用以安裝濾芯，裝上濾芯后小孔堵死。柴油通過18個大孔進(jìn)入濾芯，花板尺寸與濾桶內(nèi)部尺寸接近，花板的四周和濾桶內(nèi)部幾乎是封閉的。反沖洗出來的帶雜質(zhì)的污油在花板的上部，而排渣管線在花板的下部(見圖9)，花板設(shè)計使得反沖洗出來的物料只能從中間幾個大孔流出，反沖洗時排渣閥開閥時間僅10 s，污油不能完全排凈，這就造成了污油又重新附在濾芯上，致使反沖洗運行時間間隔縮短，反沖洗頻繁。

針對以上過濾器的原有結(jié)構(gòu)進(jìn)行優(yōu)化改造，如圖10所示。改造后的花板外徑小于濾桶內(nèi)部孔徑，增強了排污效果。使得反沖洗出來的物料不僅可從中間的孔洞向花板外排污油，而且也能從花板的四周排污油，使沖洗出來的污油能全部排到排渣管線。

圖9 改造前的花板

圖10 改造后的花板

聯(lián)系反沖洗過濾器廠家提出具體的問題，經(jīng)核算，本裝置反沖洗過濾器的過濾面積設(shè)計值偏小，僅為實際值的一半。與廠家協(xié)商后將過濾器濾芯數(shù)量從244根增至308根。增加濾芯后，反沖洗過濾效果得到了改善。原料反沖洗過濾器堵塞時，現(xiàn)場人工逐個清洗濾芯，能夠滿足生產(chǎn)需求。

6 結(jié) 論

(1) 針對所加工的原料油性質(zhì)及構(gòu)成不同的6種加工工況，給出了具體的工藝參數(shù)調(diào)整指標(biāo)，既滿足了各種工況下的需求，又降低了裝置能耗和氫耗。

(2) 本裝置操作平穩(wěn)，產(chǎn)品性質(zhì)良好，所使用的RS-2000催化劑失活緩慢，能夠滿足裝置長周期運行的要求。

(3) 通過對本裝置運行中出現(xiàn)的問題進(jìn)行分析和總結(jié)，給出了具體的解決措施，實現(xiàn)了裝置的安、穩(wěn)、長、滿、優(yōu)運行。