揚子石化1#加氫裂化裝置極限低負荷運行探討

居學明

(中國石化揚子石油化工有限公司芳烴廠，江蘇 南京 210048)

1#加氫裂化裝置100單元是美國聯(lián)合油公司的專利技術，原設計采用兩段全循環(huán)工藝流程，裝置于1990年2月建成投產(chǎn)，1992年各項指標均達到設計指標。于1993年進行擴建改造，將原設計120萬噸/年處理能力擴大到200萬噸/年[1]；將原兩段全循環(huán)裂化工藝流程改為兩個系列一次通過工藝流程，分餾系統(tǒng)增設第二餾分油分離塔，生產(chǎn)航煤基礎油和加氫裂化尾油，1993年底建成投運。1999年9月再次對裝置進行改造，增設了柴油設施，裝置設計操作負荷范圍55%～105%。為適應處理高含硫原料的要求，2012年裝置增設了循環(huán)氫脫硫系統(tǒng)。

受裝置脫硫單元再生能力不足影響，2020年1月7日決定將脫硫單元再生塔DA955切出檢修，其中閑置再生塔DA952有一定再生能力，但僅能滿足30 m3/h胺液處理量。在有限脫硫能力下，考慮裝置以極低負荷運行五天，待檢修完成后恢復正常運行工況。

1 裝置負荷計算

裝置原料中硫經(jīng)精制反應器轉化為硫化氫，一部分硫化氫隨酸性水排至硫回收處理，另一部分經(jīng)過脫硫單元轉化為酸性氣后送硫回收處理。其中脫硫單元DA952塔設計處理胺液30 m3/h，富胺液中硫化氫濃度一般在2% m/m，貧胺液中硫化氫濃度小于0.1% m/m，反應新鮮進料中硫含量接近設計值2% m/m，此處按2% m/m計算，扣除18 m3/h酸水中2.5% m/m NH3HS，粗略計算反應新鮮進料需控制不大于60 m3/h，具體計算公式如下：

為確保脫硫單元產(chǎn)品合格，為DA952塔留有一定余量，最終裝置將新鮮料處理量按50 m3/h調(diào)整。

2 裝置調(diào)整主要過程

2.1 反應分餾系統(tǒng)調(diào)整

一系列負荷逐步調(diào)整至95 m3/h(摻煉50 m3/h尾油)，一系列精制及裂化各床層溫度根據(jù)摻煉尾油量調(diào)整；二系列逐步調(diào)整至85 m3/h(全尾油循環(huán))，期間逐步關小二系列精制及裂化反應器各裝車冷氫閥直至全關，加熱爐滿負荷運行，以盡可能維持較高的反應溫度。

分餾系統(tǒng)確保尾油循環(huán)量將航煤塔切出，未拔出航煤及柴油組分的尾油，通過分餾塔直接送二系列循環(huán)，并部分外甩，調(diào)整期間分餾所有產(chǎn)品均合格。

2.2 脫硫系統(tǒng)調(diào)整

為滿足950#再生塔負荷，950#胺液循環(huán)量最終控制在28 t/h左右，其中高壓干氣、液化氣脫硫塔胺液循環(huán)量分別控制約9 t/h、19 t/h，調(diào)整期間密切關注干氣及液化氣硫化氫含量。

3 裝置產(chǎn)品及能耗情況

3.1 原料油性質(zhì)

一系列摻煉揚子石化2#加氫裂化尾油，進料硫、氮含量大幅降低，餾程也變輕，而二系列全尾油循環(huán)，其進料性質(zhì)具體見表1。

表1 調(diào)整前后原料性質(zhì)情況

3.2 主要操作參數(shù)

一系列摻煉2#加氫裂化裝置尾油，由于2#加氫裂化裝置深拔，其尾油組分相對較重，為保證裂化反應深度，精制溫度控制較高，但由于原料氮含量大幅降低，催化劑活性一定程度有升高，其裂化反應溫度降低<15 ℃；二系列全尾油循環(huán)，且尾油組分較輕，為保證裂化反應溫度，進料加熱爐滿負荷運行，基本能維持300 ℃左右反應溫度。具體見表2。

表2 調(diào)整前后操作參數(shù)對比

續(xù)表2

DC102二床進口溫度/℃374.6359.9DC102二床溫升/℃7.724.72DC102三床進口溫度/℃368.1355.3DC102三床溫升/℃9.8012.37DC102四床進口溫度/℃379.11365.9DC102四床溫升/℃24.7727.83二系列裂化溫升/℃46.9247.45二系列處理量處理量/(m3·h-1)110.5282.7補充氫氣量/(kNm3·h-1)70.9932.81DC101C一床進口溫度/℃334.1301.5DC101C一床溫升/℃22.351.95DC101C二床入口溫度/℃358.4307.4DC101C二床溫升/℃11.390二系列精制溫升/℃33.741.95DC103一床進口溫度/℃363.9302.2DC103一床溫升/℃6.220DC103二床進口溫度/℃361.4305.1DC103二床溫升/℃9.531.54DC103三床進口溫度/℃363.2299.5DC103三床溫升/℃13.51.43DC103四床進口溫度/℃370.3293.9DC103四床溫升/℃15.90.67二系列裂化溫升/℃44.552.01一系列循環(huán)氫流量/(Nm3·h-1)148.9116.6二系列循環(huán)氫流量/(Nm3·h-1)114.991.7脫戊烷塔進料溫度/℃169.18157.4脫戊烷塔塔頂溫度/℃78.685.5脫戊烷塔塔底溫度/℃279.8285.9分餾塔塔頂溫度/℃74.880.7分餾塔塔底溫度/℃272.2262.8重石腦油抽出溫度/℃137.7137.1液化氣抽出量/(m3·h-1)12.3511.49輕石腦油抽出量/(m3·h-1)27.6821.84重石腦油抽出量/(m3·h-1)137.976.8尾油抽出量/(m3·h-1)52.0428.36

3.3 產(chǎn)品收率及能耗分析

表3 調(diào)整前后產(chǎn)品收率對比

負荷降低后經(jīng)過分餾系統(tǒng)調(diào)整，液化氣、輕石腦油、重石腦油能正常產(chǎn)出，為保證尾油循環(huán)量，航煤及柴油均作為尾油進入二系列循環(huán)。由于進料組分太輕及循環(huán)氫中氨分壓的降低，其干氣和液化氣收率偏高[2]，為保證尾油循環(huán)量，重石腦油抽出量偏低，導致其收率較低。從能耗數(shù)據(jù)看，極低負荷下裝置運行無任何經(jīng)濟性，但考慮短期運行其能耗可以接受。具體見表3。

3.4 產(chǎn)品質(zhì)量

極低負荷運行期間輕、重石腦油能夠合格產(chǎn)出，從餾程看重石腦油干點偏低，且尾油能保證一定外甩，可適當壓減尾油收率，增加重石腦油抽出，具體見表4。

表4 調(diào)整前后產(chǎn)品質(zhì)量對比

950#貧胺液在28 m3/h循環(huán)量的情況下，運行初期硫化氫含量較高，但經(jīng)過調(diào)整穩(wěn)定后持續(xù)合格，硫化氫濃度逐步降至1000 mg/kg以下；干氣和液化氣在貧胺液中硫化氫濃度下降后均保持合格(<100 mg/m3)，具體見圖1。

圖1 貧胺液、高壓干氣、液化氣中硫化氫含量

4 裝置運行情況分析

(1)一系列摻煉約45 m3/h尾油，受精制溫升偏低影響，裂化反應器一、二床層反應溫度偏低，溫升也較低，為保證轉化率三、四床層溫升控制較高，導致了干氣、液化氣、輕石腦油組分收率偏高。

(2)極低負荷下二系列全尾油循環(huán)，受進料加熱爐負荷影響，精制反應器進口溫度能控制在300 ℃以上，但由于全尾油循環(huán)，裂化進口溫度勉強能維持在300 ℃以上，其裂化深度不足，直接導致重石腦油收率偏低。

(3)監(jiān)控循環(huán)氫中硫化氫含量，具體見圖2，在50 m3/h新鮮料的情況向循環(huán)氫中硫化氫含量>0.2%(V/V)，能夠有效防止催化劑活性金屬從硫化態(tài)被還原，保證C-C鍵氫解反應[3]的速率。

圖2 循環(huán)氫硫化氫含量變化情況

由于原料氮含量的大幅降低，催化劑經(jīng)過四天低氨分壓環(huán)境，部分吸附在催化劑表面的無機氮脫附[3-5]，尤其二系列尾油全循環(huán)表現(xiàn)尤為明顯，后續(xù)負荷恢復及二系列引新鮮料的過程中，DC103初始裂化溫度明顯偏低，說明其催化劑活性有一定提高，但在隨后的運行過程中逐步恢復正常。其中一床、二床、三床、四床出現(xiàn)明顯溫升的反應溫度分別是338 ℃、332 ℃、310 ℃、298 ℃，其中第四床層受到冷氫干預，其溫升上漲情況不顯著，但依然能發(fā)現(xiàn)后床層活性上升更為烈，具體見圖3。

圖3 DC103床層溫升隨溫度變化情況

(4)從運行能耗情況看，超低負荷完全不具備經(jīng)濟性，但在特殊情況下能避免裝置停工，且短時間運行能保證各產(chǎn)品穩(wěn)定合格。

5 結 論

(1)經(jīng)過摸索裝置在不超過20%新鮮料負荷的情況下，能夠短期穩(wěn)定運行，在上下游物料平衡需要或脫硫單元部分切出檢修時，提高了負荷調(diào)整的靈活性，此次極低負荷基本為裝置可穩(wěn)定運行的負荷下限，并能夠滿足循環(huán)氫硫化氫含量的最低要求，無需注硫，具有很高的可行性。

(2)極低負荷運行過程中催化劑無機氮發(fā)生脫附，循環(huán)氫中硫化氫含量大于0.2%的情況下，催化劑活性一定程度提高，在負荷恢復過程中，尤其是二系列催化劑，由于全尾油循環(huán)，切入新鮮料后裂化催化劑活性較高，提溫過程需及時提增加床層冷氫量。

(3)閑置再生塔DA952塔單獨運行，其28 m3/h貧胺液再生量，能夠滿足裝置50 m3/h新鮮料負荷的脫硫能力，并能保證脫硫系統(tǒng)各產(chǎn)品合格。