渣油加氫裝置的運(yùn)行優(yōu)化及擴(kuò)能改造

巴悅濤，聶鑫鵬

(1.利華益利津煉化有限公司，山東 利津 257400；2.中國石化石油化工科學(xué)研究院，北京 100083)

渣油加氫技術(shù)是渣油深度加工主要技術(shù)手段之一，在現(xiàn)代煉油工業(yè)中起著重要作用。相對于非臨氫工藝，渣油加氫技術(shù)具有液體產(chǎn)品收率高和環(huán)境友好的優(yōu)勢。渣油加氫技術(shù)以固定床工藝為主，其主要生產(chǎn)目的是為重油催化裂化或重油催化裂解等裝置提供優(yōu)質(zhì)進(jìn)料[1-2]，進(jìn)而生產(chǎn)符合環(huán)保要求的清潔輕質(zhì)油品，因而渣油加氫也是一種石油資源高效利用技術(shù)，渣油加氫裝置在現(xiàn)代化煉油廠整個(gè)流程中占重要位置[3]。

某煉油廠2.6 Mt·a-1渣油加氫裝置2015年建成投產(chǎn)，目前已運(yùn)轉(zhuǎn)至第4周期。該渣油加氫裝置采用雙系列設(shè)置，每一系列反應(yīng)系統(tǒng)由5個(gè)反應(yīng)器串聯(lián)構(gòu)成，其中一反至四反高度逐級增加。每一系列可以單開單停，為了應(yīng)對原料高鐵、高鈣金屬含量情況，一反和二反之間設(shè)置了高壓閥門，采用了一反可以部分切除的方案。裝置以常壓渣油和催化裂化回?zé)捰蜑榛旌显稀Ｇ?個(gè)周期Ⅰ列連續(xù)采用國外專利商渣油加氫催化劑，Ⅱ列連續(xù)采用中國石化石油化工科學(xué)研究院RHT系列渣油加氫催化劑。本文根據(jù)某煉油廠雙系列渣油加氫裝置運(yùn)行過程中存在三反溫升低和運(yùn)行初期熱高分氣帶油問題，通過優(yōu)化調(diào)整催化劑級配方案和擴(kuò)能改造，使裝置運(yùn)行更加平穩(wěn)。

1 運(yùn)轉(zhuǎn)情況

1.1 基本情況

國內(nèi)渣油加氫裝置運(yùn)轉(zhuǎn)周期多數(shù)(12～18)月[4]，2.6 Mt·a-1渣油加氫裝置前3個(gè)周期運(yùn)轉(zhuǎn)時(shí)間均達(dá)到23個(gè)月，屬于運(yùn)轉(zhuǎn)時(shí)間較長的渣油加氫裝置，運(yùn)轉(zhuǎn)周期與煉油廠整體檢修計(jì)劃(一般為4年)相匹配，有利于全廠裝置優(yōu)化調(diào)度。

對渣油加氫裝置第3周期運(yùn)轉(zhuǎn)情況進(jìn)行分析。圖1為渣油加氫裝置進(jìn)料量變化情況。由圖1可以看出，初期進(jìn)料量較低，約170 t·h-1，末期提高到184 t·h-1，換算成空速為(0.18～0.20) h-1。Ⅱ列初期進(jìn)料量略高于Ⅰ列。

圖1 渣油加氫裝置進(jìn)料量變化情況Figure 1 Changes of feed rate for residue hydrotreating unit

圖2為渣油加氫裝置催化劑床層平均溫度變化情況。

圖2 渣油加氫裝置催化劑床層平均溫度變化情況Figure 2 Changes of average temperature in catalyst bed for residue hydrotreating unit

由圖2可以看出，兩系列的催化劑床層平均溫度基本相同，反應(yīng)溫度從初期360 ℃逐步提高到末期383 ℃，催化劑失活速率約1 ℃·月-1。末期反應(yīng)溫度相對其他渣油加氫裝置較低，因此熱反應(yīng)導(dǎo)致的結(jié)焦少，催化劑積炭量低，且不容易形成硬炭。在卸催化劑過程中很少發(fā)現(xiàn)有“石頭狀”催化劑結(jié)塊[5]，多數(shù)催化劑采用管線抽吸方式卸出，5個(gè)反應(yīng)器卸廢劑時(shí)間皆在5天內(nèi)，在國內(nèi)渣油加氫裝置中屬于較快水平。

圖3為渣油加氫裝置催化劑床層溫升變化情況。由圖3可以看出，Ⅰ列溫升明顯低于Ⅱ列，差值約10 ℃。反應(yīng)器溫升大小決定于原料油的性質(zhì)、原料油進(jìn)料量和循環(huán)氫量、加氫深度等因素[6]，兩系列原料油以及進(jìn)料量和循環(huán)氫量基本相同，主要是加氫深度影響反應(yīng)溫升，表明Ⅰ列反應(yīng)深度小于Ⅱ列。Ⅱ列加氫反應(yīng)深度高，放熱量大，因此溫升高。

圖3 渣油加氫裝置的催化劑床層溫升變化情況Figure 3 Changes of temperature rise in catalyst bed for residue hydrotreating unit

圖4為渣油加氫裝置氫耗變化情況。由圖4可以看出，Ⅰ列氫耗明顯低于Ⅱ列，Ⅰ列氫耗全周期平均值為0.86%，Ⅱ列氫耗全周期平均值為0.94%。氫耗與反應(yīng)深度有關(guān)，且有較好的相關(guān)性，因此氫耗變化規(guī)律和溫升相同。

圖4 渣油加氫裝置的氫耗變化情況Figure 4 Changes of hydrogen consumption in residue hydrotreating unit

1.2 原料油和熱低分油

1.2.1 原料油

2.6 Mt·a-1渣油加氫裝置加工原料主要為：一部分來自常壓蒸餾裝置的 2.4 Mt·a-1常壓渣油，該常壓裝置加工原料組成為國產(chǎn)勝利原油和進(jìn)口原油；另一部分來自催化裂化裝置的0.2 Mt·a-1回?zé)捰汀Ｔ嫌托再|(zhì)見表1。

表1 原料油性質(zhì)table 1 Feed properties

從表1可以看出，原料油殘?zhí)恐?、硫含量、金?Ni、V)含量和減渣比例低，氮含量相對較高。

1.2.2 熱低分油

圖5為渣油加氫裝置熱低壓分離器(熱低分)油硫含量的變化情況。

圖5 渣油加氫裝置熱低分油硫含量的變化情況Figure 5 Changes of sulfur content in hot low-pressure separator oil

由圖5可以看出，初期熱低分油硫含量約0.10%，中后期硫含量逐漸增高，保持在0.1%～0.2%。

圖6為渣油加氫裝置熱低分油殘?zhí)恐档淖兓闆r。由圖6可以看出，熱低分油的殘?zhí)恐刀鄶?shù)在2%～4%。

圖6 渣油加氫裝置熱低分油殘?zhí)恐底兓闆rFigure 6 Changes of carbon residue in hot low-pressure separator oil

圖7為渣油加氫裝置熱低分油氮含量的變化情況。由圖7可以看出，熱低分油氮含量波動較大，多數(shù)在0.15%～0.30%。

圖7 渣油加氫裝置熱低分油氮含量的變化情況Figure 7 Changes of nitrogen content in hot low-pressure separator oil

由圖5～7可以看出，Ⅱ列熱低分油硫含量、殘?zhí)恐岛偷棵黠@低于Ⅰ列。渣油中的含氮化合物和殘?zhí)壳膀?qū)物需要芳烴飽和后才能脫除，熱低分油氮含量和殘?zhí)恐翟降停砻髟兔摰屎图託錃執(zhí)哭D(zhuǎn)化率越高，催化劑加氫活性越好。

圖8為渣油加氫裝置熱低分油金屬(Ni+V)含量的變化情況。由圖8可以看出，兩列熱低分油的金屬(Ni+V)含量相當(dāng)，熱低分油金屬含量大部分在10 μg·g-1以下。

圖8 渣油加氫裝置熱低分油金屬(Ni+V)含量的變化情況Figure 8 Changes of metal (Ni+V) content in hot low-pressure separator oil

圖9為渣油加氫裝置熱低分油密度的變化情況。由圖9可以看出，熱低分油密度基本在(0.900～0.915) g·cm-3，Ⅱ列熱低分油密度低于Ⅰ列。熱低分油密度越低，氫含量越高，其作為催化裂化原料，經(jīng)過反應(yīng)后產(chǎn)品分布更好，輕質(zhì)油(汽油+柴油)收率越高，油漿和焦炭產(chǎn)量越少，經(jīng)濟(jì)效益越好[7]。

圖9 渣油加氫裝置熱低分油密度的變化情況Figure 9 Density changes of hot low-pressure separator oil

1.3 運(yùn)行優(yōu)化

1.3.1 三反溫升低

前兩個(gè)周期，三反溫升在裝置運(yùn)行初期可以達(dá)到10 ℃，但到中后期，溫升逐漸降低到約4 ℃。單個(gè)反應(yīng)器溫升過低，會導(dǎo)致反應(yīng)器出口溫度低，降低了后部串聯(lián)反應(yīng)器溫度調(diào)節(jié)靈活度，有時(shí)為升高后部反應(yīng)器溫度，必須先提高前部反應(yīng)器溫度，從而導(dǎo)致催化劑活性的不合理利用。

為改善三反溫升低的問題，Ⅱ列在第3周期優(yōu)化了催化劑級配，三反催化劑級配方案變動情況見圖10。從圖10可以看出，催化劑種類從RDM-32和RDM-33C調(diào)整為RDM-202和RDM-203，RDM-203比例略有增加，催化劑專利商調(diào)整級配，增強(qiáng)了催化劑穩(wěn)定性[8]。

圖10 渣油加氫裝置第2周期和第3周期三反催化劑級配對比Figure 10 Catalyst grade comparison of third-ractor in Run 2 and Run 3

圖11為第2周期和第3周期的R103溫升變化情況。由圖11可以看出，第3周期溫升的最高點(diǎn)與第2周期相比略有增加，但中期下降速度明顯趨緩，末期仍有約7 ℃。較高的反應(yīng)器溫升可以減少反應(yīng)加熱爐負(fù)荷，同時(shí)可減少反應(yīng)器入口冷氫的注入量，降低循環(huán)氫壓縮機(jī)負(fù)荷，減少裝置能耗。催化劑級配調(diào)整達(dá)到了預(yù)期效果。

圖11 渣油加氫裝置第2周期和第3周期三反溫升對比Figure 11 Temperature rise comparison of third-ractor in Run 2 and Run 3

1.3.2 熱高壓分離器發(fā)泡

前3個(gè)周期運(yùn)轉(zhuǎn)初期反應(yīng)生成油進(jìn)入熱高壓分離器(熱高分)后呈現(xiàn)“發(fā)泡”狀態(tài)，造成液位波動，熱高分氣帶重油進(jìn)入冷高壓分離器(冷高分)V105，造成冷高分油水乳化，冷高分油大量挾帶酸性水進(jìn)入冷低壓分離器(冷低分)，酸性水進(jìn)入冷低分后仍然無法分離，酸性水隨冷低分油進(jìn)入分餾系統(tǒng)，造成分餾系統(tǒng)超壓運(yùn)行和設(shè)備腐蝕。運(yùn)轉(zhuǎn)中期熱高分發(fā)泡問題有所好轉(zhuǎn)，熱高分氣偶爾帶重油，運(yùn)轉(zhuǎn)后期相關(guān)現(xiàn)象完全消失。表2為原料和熱低分油的組分性質(zhì)。李海良等[9]認(rèn)為渣油中瀝青質(zhì)和膠質(zhì)含量高是導(dǎo)致熱高分發(fā)泡的關(guān)鍵因素，由表2可以看出，裝置原料的膠質(zhì)和瀝青質(zhì)含量分別為18.8%和0.6%，熱低分油的膠質(zhì)和瀝青質(zhì)含量降低到12.1%和0.2%，皆處于較低水平，不是熱高分發(fā)泡的直接影響因素。

表2 原料和熱低分油的組分性質(zhì)table 2 Composition of feed and hot low temperatureseparator oil

渣油屬于膠體體系，其中膠質(zhì)和芳香烴對穩(wěn)定性起有利作用，有利于瀝青質(zhì)膠束在體系中的分散，而飽和烴和瀝青質(zhì)作用相反，會造成瀝青質(zhì)膠束的絮凝，引起相分離。渣油膠體體系穩(wěn)定性可以通過膠體不穩(wěn)定性指數(shù)CⅡ進(jìn)行評價(jià)，當(dāng) CⅡ≥0.9 時(shí)，渣油體系不穩(wěn)定存在[10]。從表2還可以看出，裝置原料飽和烴含量高，芳香烴含量低，反應(yīng)后，熱低分油中飽和烴含量進(jìn)一步增加，芳香烴含量降低，CⅡ達(dá)到1.62，渣油膠體體系穩(wěn)定性變差，導(dǎo)致少量瀝青質(zhì)析出，熱高分氣挾帶瀝青質(zhì)等重組分進(jìn)入冷高分，造成冷高分油水分離困難。

渣油加氫裝置熱高分發(fā)泡問題可以通過調(diào)整操作得到緩解。運(yùn)轉(zhuǎn)初期，反應(yīng)器溫度低，熱高壓分離器發(fā)泡頻繁。徐秋鵬[11]考察了反應(yīng)溫度對熱高分發(fā)泡的影響，催化劑平均床層溫度提高到370 ℃，熱高分發(fā)泡問題得到改善。本裝置初期反應(yīng)溫度低，當(dāng)五反出口提高到370 ℃后，熱高分氣帶重油現(xiàn)象減少。

為保證熱高分內(nèi)部有充足分離空間，第3周期將熱高分液位控制在較低位置，40%～50%，但是液位過低可能導(dǎo)致熱高分和熱低分串壓，造成安全事故。

原料摻渣量和進(jìn)料量是影響熱高分發(fā)泡的重要因素，減少摻渣量可以迅速緩解熱高分的發(fā)泡問題。第三周期初期裝置延長了摻渣時(shí)間，將摻渣時(shí)間從12 h延長到36 h，適當(dāng)緩解了問題。通過裝置操作調(diào)整，只能緩解熱高分發(fā)泡現(xiàn)象，不能從根本上解決問題。

2 升級改造

第3周期結(jié)束后檢修階段對裝置進(jìn)行了擴(kuò)能改造。改造前規(guī)模2.6 Mt·a-1，操作彈性50%～110%，改造后規(guī)模3.0 Mt·a-1，操作彈性50%～100%。改造后產(chǎn)品質(zhì)量指標(biāo)不變。

2.1 整體改造情況

根據(jù)中國石化石油化工科學(xué)研究院提供的改造基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，中石化廣州(洛陽)工程公司對裝置進(jìn)行核算，對相關(guān)設(shè)備進(jìn)行了調(diào)換。改造后循環(huán)氫壓縮機(jī)入口壓力下降了0.3 MPa，循環(huán)氫分子量略有增加，轉(zhuǎn)速略有提高，在允許范圍內(nèi)，循環(huán)氫壓縮機(jī)和新氫壓縮機(jī)滿足擴(kuò)能要求，利舊處理。

原料油增壓泵、加氫進(jìn)料泵和柴油泵基本滿足擴(kuò)能要求，只更換了葉輪。分餾塔底泵不能滿足擴(kuò)能要求，對泵組進(jìn)行了整體更換。

2.2 更換熱高壓分離器

第4周期裝置擴(kuò)能到3.0 Mt·a-1，會加劇熱高分帶油情況，因此在第3周期后檢修階段更換了熱高分，具體熱高分參數(shù)及操作條件見表3。由表3可以看出，新熱高分壓力容器等級未變，為Ⅲ類，最高設(shè)計(jì)壓力為17.85 MPa。新熱高分與舊熱高分相比，切線高度增加了6.25%，直徑有較大改變，擴(kuò)大了23.08%，整體容積增加了67.18%。熱高分增加體積后，增加了氣液停留時(shí)間，從而增強(qiáng)了氣液分離效果。

表3 新舊熱高分參數(shù)及操作條件table 3 Parameters and operating conditions of old and new hot high-pressure separator

由表3還可以看出，第4周期裝置進(jìn)料量從(162.5～173.0) t·h-1提高到(181.0～191.5) t·h-1，運(yùn)轉(zhuǎn)初期熱高分操作溫度基本保持不變，熱高分氣帶油現(xiàn)象基本消失，分餾系統(tǒng)能夠正常運(yùn)行。預(yù)計(jì)裝置進(jìn)入中、后期，熱高分氣帶油現(xiàn)象也不會出現(xiàn)，通過更換熱高分，徹底解決了熱高分發(fā)泡問題。

3 結(jié) 論

(1) 渣油加氫裝置運(yùn)轉(zhuǎn)了3個(gè)周期，運(yùn)轉(zhuǎn)時(shí)間均達(dá)到23個(gè)月，為催化裂化提供了優(yōu)質(zhì)原料。第3周期通過催化劑級配優(yōu)化，解決了三反溫升低的問題。

(2) 渣油加氫裝置在第3周期后進(jìn)行了擴(kuò)能改造，通過更換熱高壓分離器，徹底解決了熱高分氣帶油問題。