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    柴油加氫裝置擴(kuò)能改造為石腦油加氫裝置的生產(chǎn)實(shí)踐

    2014-05-14 10:33:10薛海鋒吳利軍
    石油煉制與化工 2014年4期
    關(guān)鍵詞:石腦油床層焦化

    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)計處理能力為0.80Mt/a,年開工時間為8 000h,設(shè)計原料為勝利直餾柴油,生產(chǎn)符合GB 252—1981的-10號精制柴油。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、場地要求的同時,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)置焦化汽油自動反沖洗過濾器,避免反應(yīng)器床層壓降增長過快而影響運(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)計范圍內(nèi),分餾塔、脫硫塔的操作參數(shù)與設(shè)計參數(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

    2010年7月,裝置開始摻煉C5抽余液,之后出現(xiàn)反應(yīng)器壓降波動頻繁的現(xiàn)象,且壓降在較短時間內(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,會聚集成更大的粒子,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。混合原料油帶水,會導(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個方面的影響雖然會導(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的原因。

    原料結(jié)構(gòu)和反應(yīng)溫度變化也會影響反應(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,反應(yīng)器壓降下降,反之壓降上升。當(dāng)反應(yīng)溫度上升時,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。

    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,延長了催化劑運(yùn)行時間,確保了裝置長周期運(yùn)行。同時,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。當(dāng)直供加氫裝置的焦化汽油組分發(fā)生異常時,加強(qiáng)信息通報,及時調(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,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,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)計值存在較大偏差,原設(shè)計為焦化汽油和直餾柴油的混合油,設(shè)計流量為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,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,引起反應(yīng)器出口溫度、入口冷氫流量振蕩波動。正常情況下反應(yīng)器入口溫度波動在5℃左右,而在2010年9月22日至2011年7月19日期間最大波動幅度達(dá)到30℃,如調(diào)整不及時,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,因此必須及時用冷氫控制入口溫度。

    圖3 反應(yīng)器入口溫度波動曲線

    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。

    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,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)儲運(yùn)系統(tǒng)后,罐區(qū)脫水時間加長,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,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)計要求旋流脫水器入口水質(zhì)量分?jǐn)?shù)小于1%時,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運(yùn)罐的脫水時間,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

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