柴油加氢装置扩能改造为石脑油加氢装置的生产实践

薛海锋，吴利军

（中国石化镇海炼油化工股份有限公司，浙江 宁波315207）

中国石化镇海炼油化工股份有限公司Ⅱ套加氢装置原设计处理能力为0.80Mt/a，年开工时间为8 000h，设计原料为胜利直馏柴油，生产符合GB 252—1981的－10号精制柴油。该装置于2007年增加了循环氢脱硫系统。随着柴油产品硫含量限制要求的提高，该装置压力偏低，不能满足生产低硫柴油的要求，但其工艺条件适合石脑油加氢。因此，2010年将该装置改造为1.20Mt/a焦化汽油和非芳石脑油的混合石脑油加氢装置（因物料平衡需要，实际运行中同时掺炼C5抽余液），专门用于生产乙烯裂解原料。截至2012年3月7日停工消缺，第一生产周期运行709天，提供乙烯裂解石脑油原料1.765 720Mt，创国内焦化汽油加氢装置长周期运行记录。本文主要介绍该装置的改造情况、改造后的运行情况，分析存在的问题，并提出解决措施。

1 装置改造情况

装置的设备布置在满足工艺、安全、安装、场地要求的同时，充分考虑了焦化汽油可能带粉尘的特点，相邻设备尽可能按流程靠近布置，减少管道长度，从而降低管路压力的损失，设备改造更新情况见表1。原料油进装置采用直供方式，原料油缓冲罐采用燃料气保护设施。装置内设置焦化汽油自动反冲洗过滤器，避免反应器床层压降增长过快而影响运转周期。鉴于焦化汽油含有大量烯烃，烯烃饱和后在反应器内放出大量的热，改造后安全仪表系统新增ITCC，用作装置的安全仪表系统和压缩机控制系统，反应系统设置0.7MPa/min紧急泄压系统，确保异常工况下催化剂床层热量可被及时带出。为了有效控制石脑油原料反应温度，新增反应器与原反应器串联，反应器入口温度通过冷氢控制，反应部分流程示意见图1。

表1 设备改造更新情况

图1 反应部分流程示意

2 装置标定

2.1 催化剂

采用中国石化抚顺石油化工研究院（FRIPP）研发的 FH－FS/FH－40C催化剂。FH－FS催化剂采用体相法制备，以 W－Mo－Ni为活性组分，具有活性金属含量高、分散均匀、加氢活性高、活性稳定性好等特点，是新一代深度加氢精制催化剂。FH－40C催化剂是FRIPP在总结成功开发481－3催化剂及FDS－4A催化剂经验的基础上，通过制备性能优异的大孔体积、高比表面积改性氧化铝载体，调节金属与载体间相互作用及优化催化剂制备方法等改进措施，开发的新一代轻质馏分油加氢精制催化剂，具有较高的加氢精制活性［1］。

2.2 原料油

装置于2010年改造并开工后，运行平稳，精制石脑油合格率为100%。为了考察FH－FS/FH－40C催化剂的性能，2011年1月对装置进行满负荷标定。标定原料油为焦化汽油和非芳石脑油的混合油，主要性质见表2。从表2可以看出，原料硫质量分数为5 614μg/g，氮质量分数为112μg/g，溴值为51gBr/（100g）。

表2 原料油性质

2.3 主要操作条件

在标定期间，为保证装置操作参数的平稳及产品质量合格，严格控制各项工艺参数，主要操作条件见表3。

2.4 标定结果

标定期间精制石脑油的性质见表4。从表3和表4可以看出：在高压分离器（简称高分）压力3.40MPa、一反温度222℃、二反温度266～267℃、体积空速1.85h－1的条件下，装置能满足由混合原料生产乙烯装置用石脑油的要求和大负荷生产的实际需求。加氢产品脱硫率为99.0%，脱氮率为99.1%，烯烃饱和率达到96.8%，精制石脑油产品符合乙烯原料指标要求。装置大部分操作参数控制在设计范围内，分馏塔、脱硫塔的操作参数与设计参数基本吻合，可以满足满负荷正常生产的要求。

表3 主要操作条件

表4 精制石脑油性质

3 运行中出现的问题、原因分析及解决方案

3.1 反应系统压降频繁波动

2010年7月，装置开始掺炼C5抽余液，之后出现反应器压降波动频繁的现象，且压降在较短时间内快速上升，之后反应器压降又快速下降。图2为2010年9月12日到12月1日反应系统压降波动情况。装置运行末期，反应系统高压换热器压降不断升高，经测试，装置开工初期高压换热器管、壳程压降分别为0.15MPa和0.16MPa，末期在高负荷运行时高压换热器管、壳程压降分别达0.30MPa和0.31MPa。

图2 反应系统压降波动曲线

3.1.1 原因分析 焦化汽油干点、焦粉等固体微粒夹带及原料油带水均会影响反应系统的压降。焦化汽油的干点越高，原料油中的较重馏分越多，所带杂质含量也越多，在生产过程中催化剂床层杂质沉积速率提高，从而使反应器催化剂床层的压降上升速率加快［2］。焦粉等微粒在通过换热器和催化剂床层时，会聚集成更大的粒子，小部分积聚在进料换热器内，绝大部分最终积聚在催化剂床层上部及催化剂颗粒之间［3］，形成催化剂床层结焦，使压降上升。混合原料油带水，会导致反应器床层温度下降。实际生产中，如果操作人员判断失误，就有可能提高进料温度来补偿反应温度，容易引起反应器床层反应过剧，导致催化剂结焦，从而引起反应器床层压差上升。上述3个方面的影响虽然会导致反应器压降平稳上升，且过程不可逆，但并不是引起压降波动的原因。

原料结构和反应温度变化也会影响反应器压降。装置加工非芳石脑油、C5抽余液和焦化汽油，反应器内存在气液两相，反应器入口温度在210℃操作工况下，原料中的较轻馏分以气相形式进入反应器，焦化汽油中较重馏分以液相形式进入反应器，气相流经反应器床层产生的阻力低于液相。在原料结构发生变化，轻组分增加时，反应器压降下降，反之压降上升。当反应温度上升时，汽化率上升，液相组分减少，反应器压降下降，反之压降上升。反应器中流体气液相的转变导致床层压降频繁波动。

3.1.2 解决方案 为使反应器压降平稳，装置增设焦化汽油精密过滤器和聚结脱水器，同时调整操作过程。为减小焦化汽油中水含量及小于的颗粒细小焦粉对反应器压降的影响，2010年11月，增设了焦化汽油精密过滤器和聚结脱水器，焦化汽油经精密过滤、脱水后的水含量降至小于300 mg/L，反应器、高压换热器压降上升不明显，延长了催化剂运行时间，确保了装置长周期运行。同时，加强上游操作管理和装置原料管理，稳定原料性质和组成。受炼油厂原油种类更换频繁的影响，上游焦化装置加工的渣油性质不稳定，由此导致焦化汽油组分波动。当直供加氢装置的焦化汽油组分发生异常时，加强信息通报，及时调整直供焦化汽油与罐供焦化汽油的比例，稳定混合原料性质，确保装置平稳运行。

3.2 循环氢脱硫塔富液带轻烃严重

装置开始掺炼C5抽余液时，循环氢脱硫塔塔底富液带轻烃现象严重，排烃次数明显增加。C5抽余液进料量在5.6t/h时，循环氢脱硫塔每天需进行一次排烃，少量未分层轻烃随富液进入再生塔，导致再生塔内胺液发泡，使再生效果变差。

3.2.1 原因分析 装置改造后，实际加工原料较设计原料偏轻，反应器出来的油气中轻组分偏多，在后续高、低压分离器中的停留时间不足，冷高分出来的循环氢中仍夹带少量的轻烃，在循环氢脱硫塔中二次分离后，导致循环氢脱硫塔富液带轻烃现象严重。

3.2.2 解决方案 拟在循环氢脱硫塔前增加旋流分离器，将轻烃在进循环氢脱硫塔前强行分离，减少循环氢脱硫塔富液带烃现象。为解决循环氢脱硫塔撇油线中带有大量富胺液引起胺液损失严重的问题，拟增加富液轻油闪蒸罐、轻油胺液分离罐除去轻油，再经富胺液泵输送至加氢裂化装置集中进行溶剂再生。

3.3 热高分压力上升

热高分压力自开工初期的3.6MPa上升至2011年12月的3.88MPa，热高分至冷高分之间压力降从0.15MPa上升至0.43MPa，特别是2011年8月初开始，热高分压力持续上升，循环压缩机出口压力也从4.06MPa上升至4.37MPa。

3.3.1 原因分析 热高分压力上升的原因主要是热高分顶部物料流量与设计值存在较大偏差，原设计为焦化汽油和直馏柴油的混合油，设计流量为64.4t/h，而实际流量超过80t/h，加上介质温度低，长周期运行后在此管段中胺盐结晶现象加剧，从而导致热高分至冷高分流程阻力上升。

3.3.2 解决方案 针对冷高分油流量增加，原调节阀已不能满足实际生产工况的情况，拟在装置消缺时，将冷高分底部液控阀、冷低分液控阀进行更新改造。另外，针对铵盐结晶堵塞管线的情况，2012年1月制定了热高分入口注水方案，定期水洗管线中积聚的铵盐，方案实施后，热高分压力回落明显，持续稳定在3.7MPa。

3.4 反应温度波动频繁

图3为2010年9月22日至2011年7月19日反应器入口温度波动情况。从图3可以看出，反应器入口温度经常出现扩散性振荡波动，引起反应器出口温度、入口冷氢流量振荡波动。正常情况下反应器入口温度波动在5℃左右，而在2010年9月22日至2011年7月19日期间最大波动幅度达到30℃，如调整不及时，极易因焦化汽油中的大量烯烃加氢反应放出的热量而造成反应器床层飞温，因此必须及时用冷氢控制入口温度。

图3 反应器入口温度波动曲线

3.4.1 原因分析 改造前装置以加工柴油为主，反应进料通过换热后温度仅为110℃，必须通过加热炉升温后达到反应温度，用燃料气控制原料进入反应器的温度，干扰因素较少，自动控制系统很容易满足生产需求。改造后装置以加工焦化汽油为主，反应放热量大，温升近100℃，通过换热即可达到反应温度要求，从节能方面考虑，加热炉处于备用状态，借助反应冷氢控制反应器入口温度。反应器入口冷氢来自经过循环氢换热器换热后的循环氢，温度在130℃左右，与原料换热后，冷氢与原料的温差较小，冷氢对反应器入口温度调整效果不灵敏，造成反应器入口温度经常出现扩散性振荡波动。

3.4.2 解决方案 鉴于循环氢换热前的温度为40℃，与反应器入口温差在180℃左右，拟在装置停工消缺时，将反应器入口冷氢改为从循环压缩机出口直接引出，冷氢温度降低后，可提高反应器入口温度控制的灵敏性。

3.5 汽提塔塔底油带水

分馏系统中精制石脑油产品带水现象严重，化验采样瓶中精制石脑油产品外观存在明水，进入后续储运系统后，罐区脱水时间加长，不利于乙烯装置石脑油原料的供料周转。

3.5.1 原因分析 装置改造时，将双塔汽提改为单塔蒸汽汽提，汽提塔进料温度为110℃，塔顶温度为55℃，塔底温度为100℃左右，塔底温度及进料温度偏低，汽提塔塔底精制石脑油产品夹带少量水。另外，汽提塔在实际操作时采用提压操作，使部分水分被压到塔底精制石脑油产品中。

3.5.2 解决方案 为解决汽提塔塔底油带水问题，增设了石脑油旋流脱水器和聚结脱水器，并于2010年11月投用，设计要求旋流脱水器入口水质量分数小于1%时，旋流脱水器出口精制石脑油游离水的含量不大于500mg/L，规定频次的分析合格率不小于95%，聚结脱水器出口水含量不大于200mg/L。实际操作中，精制石脑油水含量在200 mg/L以下，大大缩短了精制石脑油储运罐的脱水时间，提高了乙烯装置原料供应的灵活性。

4 结 论

（1）从改造后装置的标定结果看，在高分压力3.40MPa、一反温度222℃、二反温度266～267℃、体积空速1.85h－1的条件下，精制石脑油产品硫质量分数小于200μg/g，能满足乙烯装置石脑油原料的要求和大负荷生产的实际需求。

（2）装置总体改造效果较好，反应、分馏及脱硫系统均能保持平稳运行。对于影响装置平稳运行和产品质量的一些问题，经过装置消缺和操作调整后，基本得到解决，来不及实施的也已提出了解决方案。

［1］李士才，宋永一，姜龙雨.FH－40C催化剂在2.0Mt/a焦化汽柴油加氢装置上的工业应用［J］.当代化工，2012，41（12）：1391－1392

［2］钟宇峰.焦化汽油加氢装置长周期运行探讨［J］.广东化工，2012，39（5）：177－180

［3］邹聪文.浅谈柴油加氢装置改炼焦化汽油长周期运行优化改造［J］.中国新技术新产品，2012（11）：142－142