1、40 2011 年全国炼油加氢技术交流会论文集镇海炼化加氢装置扩能改造运行总结陈觉明（中国石化镇海炼化分公司 浙江宁波 315207）摘要：主要介绍柴油加氢改为处理焦化汽油（石脑油）、非芳混合加氢的扩能改造以及装置投入运行的情况，对装置运行中存在的问题进行了讨论并提出改进建议。主题词：焦化汽油 加氢 FH-FS/FH-40C催化剂1 概 述镇海炼化分公司 2#柴油加氢装置原设计处理能力 80104t/a 柴油加氢，年开工时数为8000 小时，装置设计以胜利直馏柴油为原料，由联合装置的 30 万吨/年催化重整装置提供氢气，生产符合 GB252-81 的-10 号精制柴油，副产粗汽油和含硫富气。粗
2、汽油直接送出装置，不设置汽油碱洗系统，含硫富气去加氢裂化或二联合装置脱硫后作为制氢装置的原料。装置由反应和分馏两部分组成。1998 年 5 月份加氢改造到 200 万吨/年后，在现有炼油厂物料平衡状态下，为适应市场需求，利用加氢装置提供紧俏的军用柴油和航煤，提高产品质量，扩大市场份额，提高全厂经济效益。由于装置规模比较大，单独用于军柴或航煤生产，均无法满负荷运行，同时，如改造为混合加氢，投资费用较大，故选择切换式加氢操作方式，最大限度压缩投资。1999年加氢装置改为生产-10 #军柴及航煤切换式加氢，同时将储罐系统配套进出原料、产品管线及油罐相关设施与加氢装置同步进行改造。由于原料硫含量的增加
3、，加氢装置于 2007 年增加了循环氢脱硫系统；随着市场对柴油硫含量要求的提高，该装置因压力低无法满足产品要求，但其工艺条件适合石脑油加氢生产，因此，镇海炼化分公司考虑将二加氢装置扩能 120 万吨/ 年作为焦化汽油和非芳单独加氢装置，专门用于生产乙烯原料。装置经镇海石化工程公司设计，于 2010 年 4 月 7 日实现了改造后装置处理焦化汽油、非芳加氢混合加氢开车一次成功。2 装置改焦化汽油、非芳混合加氢方案的确定2.1 改焦化汽油加氢需要解决的问题（1）压降过大。主要有如下几个方面原因：a 焦化汽油烯烃、二烯烃等不饱和化合物含量高，这些不饱和物极不稳定，尤其是二烯烃，受热后易发生环化反应和
4、聚合反应，形成大分子有机化合物，并进一步缩合生焦。b 在罐区储存时间过长，接触空气而诱发二烯烃聚合，并引起催化剂床层结垢，其次是设备因H 2S及硫醇腐蚀而生成硫化亚铁及其它金属硫化物，堵塞催化剂床层。c 原料中含有少量颗粒细小焦粉，其结垢物易沉积在设备内部或催化剂床层顶部造成床层压降过大。（2）反应温升高。主要是焦化汽油中烯烃含量高。（3）上游焦化装置使用消泡剂或防焦剂，均易引起加氢装置催化剂中毒。2.2 工艺改造方案的确定石脑油加氢精制 41（1）为了防止储运输送过程中原料与空气接触生成聚合物及胶质，致使换热器、加热炉效率降低以及催化剂床层结垢堵塞，因此原料油缓冲罐用燃料气覆盖。焦化汽油按直
5、供设计，直接由、焦化装置将焦化汽油直接送到本装置原料罐，并在原料罐前将原焦化汽油反冲洗过滤器放大改造，滤去直径大于25m的固体颗粒；（2）考虑扩能后反应器压力降，现用的反应器作为一反，装填大颗粒 FH-40C 催化剂；增加一个反应器作为二反，反应器直径大些，催化剂装填量与一反相当。为控制二反温度，建议在两个反应器之间增设注入冷氢设施；（3）考虑扩能后炉子压降问题采用炉前、炉后分别混氢流程，避免进料加热炉压降过高，装置正常生产时，停用反应炉，降低临氢系统压降。（4）根据反应产物温度情况，在高分气空冷器上游设置注水设施，避免铵盐沉积堵塞设备和管道，调整高压注水点，将原注水泵改造；（5）分馏部分采用
6、汽提流程，分馏部分设脱硫化氢汽提塔。（6）催化剂硅中毒主要来源于上游装置，为此，要求上游焦化装置尽量减少消泡剂的使用，并在催化剂顶部装填脱硅剂。2.3 催化剂的处理装置生产柴油时反应器为一个，反应器上部催化剂牌号为旧再生剂 FH-5，装填量5t；FH-40C 催化剂装填量 23.68t；下部为 FH-FS 催化剂，装填量 20.3t。装置改造时决定对第一反应器上部回装 FH-FS 再生剂 18.6t；下部装新 FH-40C 催化剂 22.96t；第二反应器全部装新 FH-40C 催化剂 39.38t。3 装置改造的主要设备（1）反应器原有装置反应系统压力不变，即高分总压仍为 3.4MPa；考虑
7、反应器压力降，现用的反应器作为一反，加氢反应器（R201 ）顶分配盘扩大面积改造， 装填大颗粒 FH-40C 催化剂；增加一个反应器作为二反，反应器直径大些，以提高加氢反应深度，催化剂装填量与一反相当。为控制二反温度，在两个反应器之间增设注入冷氢设施；（2）塔脱硫化氢汽提塔更新，循环氢脱硫塔主体基本利旧，塔内件改造。脱硫化氢汽提塔（T201）更新放大，由原来的 DN1800/DN2200 放大为DN2000/DN2600，全塔共设 15 层浮阀塔板；循环氢脱硫塔（T203）内件改造，共 15 层浮阀塔板，新增循环氢旋流器一台，放在塔内。增设富气脱硫塔（T202） ，该塔利旧原脱硫化氢汽提塔。（
8、3）冷换设备及构筑物反应流出物空冷器管束更新放大。新增反应流出物/原料油换热器（E202D） 。新增一台热高分气与混合氢换热器（E244） ，新增的换热器布置在构 3 地面层。（4）容器改造原料油缓冲罐（V201） 、脱硫化氢汽提塔顶回流罐（V205 ）更新放大。新增气封气分液罐（V248） 。（5）压缩机42 2011 年全国炼油加氢技术交流会论文集装置现有一台循环氢压缩机(蒸汽透平) ，设计负荷 35000Nm3/h，扩容后不能满足要求。更新一台大循环量的压缩机单独使用，设计排量为 100000Nm3/h。新增脱硫富气压缩机（C204 ） ，以提高脱后富气压力送至系统高压瓦斯系统。（6）需
9、更新放大的泵在主管桥下基本按原位置布置。加氢进料泵（P201）更新放大；脱盐水泵（P202AB ）利旧改造；新增阻垢剂泵及成套设施（P212） 。（7）过滤器焦化汽油过滤器 FI241 更新放大；非芳汽油过滤器滤芯改造。（8）加热炉加热炉利旧作为装置开停工使用。（9）相关改造设备的管线、阀门更换（10）管道器材选用a 管道及附件采用石油化工企业大外径系列；b 阀门采用 API 标准的通用阀门；c 保温材料：DN40mm 管道，选用机编硅酸铝保温绳外缠铝箔扎带；DN40mm 管道，选用超轻硅酸铝管壳或连续毯外包镀锌铁皮。（11）装置拆除的管道器材，对管道须经壁厚检测合格，阀门须经强度和密封试验合
10、格后，方可重复使用。装置于 2010 年 2 月 21 日 10:00 停工切断进料，3 月 28 日 8:30 装置交付检修改造，2010年 3 月 29 日装置完成扩能改造中交。2010 年 3 月 2829 日装置完成催化剂装填，4 月 1 日开始进行催化剂预硫化，4 月 3 日 11:40 开始引石脑油置换，15:30 切换非芳原料，4 月 7 日16:00 装置开始掺炼焦化汽油， 4 月 7 日 20:00 产品合格，共历时 39 天，装置开车一次成功。4 装置开工4.1 催化剂干燥2010 年 3 月 30 日 16:00 加氢反应系统 3.6MPa 气密通过，启动 V202 压控
11、将临氢系统压力泄至 2.5MPa，启动循环氢压缩机 C202，反应炉 F201 点长明灯， 17:00F201 点主火嘴开始升温进行催化剂干燥，反应以 2530/h 向 250升温， 20:30 在升温过程中发现炉 201 出口温度上不去，检查流程发现 F201 跨线阀 HV7212 全开，导致反应系统介质未经炉子加热，从跨线处走掉，所以炉出口温度提不上去。23:00 跨线阀关闭后，F201 逐渐升温向 250升温，31 日 4:00F201 出口温度达到 250恒温干燥。9:00 催化剂干燥结束，降温至 150，F201 熄火。此次催化剂干燥高分 V202 排出的水很少（原因是反应系统先进行
12、热氮运将管道内存水通过加热汽化带走，所以催化剂干燥水是催化剂本身脱除的水） 。4.2 催化剂预硫化2010 年 4 月 1 日 16:20 反应温度达到 150恒温时，开始向反应注硫化剂，起始注硫量600kg/h。18:00 反应向 230升温。21:00 反应提注硫量至 650kg/h，硫化氢没有，检查发现F201 管壁温度严重超温，加热炉超负荷运行，反应循环量由 100t/h 降至 80t/h 维持循环硫化。石脑油加氢精制 4322:30 反应器注硫提到 720kg/h，4 月 2 日 1:00 反应温度提到 230恒温，开始出现吸附热，硫有穿透现象，但温升不明显（约 3） 。3:00 分
13、析循环氢中硫化氢 3800L/L，说明硫已穿透，4:00 循环氢中硫化氢 6000L/L，V202 高分界位见水，稍降注硫到 650kg/h。10:00 加氢反应 230恒温结束，开始向 290升温。14:00 反应系统开始 290恒温。20:00 反应系统290恒温结束，循环氢中 H2S 浓度达到 13000L/L，且维持恒定，高分水不再明显生成。考虑体相法催化剂在上周期开工时预硫化温度 320，为确保装置长周期运行，尽可能使催化剂硫化完善，因此，决定反应系统继续进硫化油在 290循环 2 小时，4 月 3 日 1:00 催化剂硫化结束。催化剂实际反应耗硫量为 14800 吨，是理论量 18
14、980 吨的 77.98%，实际生成水量 5.350吨，生成水比例达到 79.01%，实际上硫率 78%，说明硫化整体效果一般，上硫率相对较低，主要是体相法催化剂 FH-FS 金属含量是普通催化剂的数倍， FH-FS 催化剂外表面部分已被硫化，但内部活性金属受金属含量高的影响制约了其被硫化的概率，另外，本次体相法催化剂为再生剂，也影响硫化效果。4.3 进油开工4 月 3 日 2:00 反应系统硫化结束，反应温度逐渐降至 280，8:30 引轻石脑油进 V201原料缓冲罐，V203 反应生成油改进汽提塔 T201 进行硫化油置换，T201 底投用汽提蒸汽升温，将硫化油中硫化氢汽提掉，同时反应温度
15、缓慢向 190降温，11:40 反应系统硫化油置换结束。改好 V206 收非芳流程，10:50V206 引非芳原料液面至 70%时，启动 P204 向 V201 送非芳料，V201 停收石脑油，关闭石脑油进装置有关阀门，反应系统非芳置换轻石脑油，产品后路经不合格线去轻污油线，22:00 加氢石脑产品分析合格改进油品合格线。4 月 7 日 16:00 开始以 5t/h 速度掺炼焦汽，非芳原料逐渐以 5t/h 减少，反应温度缓慢升高，F201 出口温度稍降，逐个熄灭 F201 火嘴。19:40 焦化汽油提到 20t/h，非芳原料降至40t/h，加氢总进料控制在 60t/h。由于掺炼焦化汽油后反应温
16、升上升快，18:50F201 火嘴全熄灭，调整操作参数稳定，20:00 分析塔底石脑油产品硫、溴价含量符合质量指标要求。4.4 主要操作条件、非芳汽油与焦化汽油性质以及加氢产品性质表1 设计主要操作参数项目名称 数据保护剂和催化剂 FZC-102B/FZC-103/FH-40C/FH-FS高分压力/MPa 3.4反应器入口气油体积比 400主催化剂体积空速/h -1 2.0反应器 R201 R202 R201 R202催化剂比例 50 50 50 50反应器入口温度/ 220 285床层入口温度/ 220 280 285 330床层出口温度/ 280 315 340 369床层温升/ 60 3
17、5 55 39总温升/ 95 94平均反应温度/ 268 326表 2 非芳汽油与焦化汽油性质项目 非芳汽油 焦化汽油 混合油加工量/万吨.年 -1 35 85 12044 2011 年全国炼油加氢技术交流会论文集比例，% 29 71 100密度(20)/g.cm -3 0.6852 0.7428 0.7261续表 2项目 非芳汽油 焦化汽油 混合油馏程/IBP 69 33 3410% 76 65 6950% 84 141 13990% 103 216 210EBP 137 240 240溴价/gBr(100g) -1 24 82 65硫/g.g -1 0.5 11200 7952氮/g/g
18、0.5 200 142芳烃，v% - 12.8 9.1焦化汽油属于二次加工产品，烯烃和杂质含量较高，安定性差，易结焦。表 3 加氢产品的主要性质项目 初期 末期密度(20)/g.cm -3 0.7221 0.7226馏程/IBP 34 3310% 69 6850% 139 13990% 208 207EBP 239 238溴价/gBr(100g) -1 5 5硫/g.g -1 265 322氮/g.g -1 10 10芳烃，v% 5 55 装置运行情况（1）反应器压降频繁波动的影响7 月份装置自掺炼 C5 抽余液以来，出现反应器压降波动频繁，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
19、。针对这种现象，排除了因杂质、结焦、积炭等导致反应器压降上升的可能。反应器入口温度与反应器压降之间的关系，反应器压降随着反应器入口温度的高低而发生变化，当反应入口温度逐渐下降时，反应器压降快速上升，反应温度上升时，反应器压降迅速下降。存在该现象的原因主要是反应器内存在气液两相，目前装置加工处理精制非芳、精制 C5 抽余液和焦化汽油，反应器入口温度在 210操作工况下，非芳料、C5 抽余液以及焦化汽油中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阻力低于液相，当反应温度上升，汽化率上升，液相组分减少，反应器压降下降，反之压降上升。（2）掺炼 C5
20、抽余液后，循环氢脱硫塔富液带轻烃严重装置掺炼 C5 抽余液以来，循环氢脱硫塔底富液带烃现象严重，排烃次数明显增加。C 5 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）热高分压力上升石脑油加氢精制 45热高分压力自开工初期的 3.6MPa 上升至目前的 3.88MPa，热高分至冷高分之间阻力降从 0.15MPa 上升至 0.43MPa，特别是从 8 月初开始，热高分压力持续上升。反应系统阻力降上升，导致循环压缩机出口压力也从 4.06MPa 上升至 4.37MPa。热高分压力的上升，主要是热高分顶物
21、料流量与设计值存在较大偏差，热高分顶物料流量原设计值 64.4t/h（按焦化汽油、直馏柴油设计） ，而热高分顶物料流量实际值超过此值，介质温度低，流经热高分至冷高分流程时阻力上升，在此管上可能有胺盐结晶现象。7 月底掺炼 C5 抽余液后，热高分顶汽相负荷进一步增加。（4）反应器入口温度波动，影响新氢(化肥氢) 流量波动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。反应系统高分压力是通过新氢（化肥氢）流量补入来调节控制的，高分压力变化，直接影响新氢（化肥氢）流量变化。新氢在反应器内直接参与反应，反应量大小又决定了反应温度的高低，因而其对压降的作用较难判断。不过从
22、烯烃加氢反应特点上分析，如果一反温差上升，说明参与反应的新氢量上升，反应器内物料气速会降低，反应器压降应会下降，反之亦然。当装置进料量调整或油性变化时也都会引起反应器入口温度出现扩散性振荡波动。反应器入口冷氢来自循环氢换热器换热后循环氢，温度在 130左右，与原料换热后温差较小，冷氢调整温度不灵敏，当温度较为平稳时，受外界因素影响较小，为稳定反应器入口温度，可通过对 PID 参数整定消除偏差，使反应器入口温度趋于平稳。装置停工时，将反应器入口冷氢流程从循环压缩机出口引出，降低冷氢温度。6 装置高负荷运行情况加氢装置自扩能改造投入生产后，已连续运行 7 个月，为了考核装置满负荷工况，根据公司安排
23、，从 2010 年 11 月 23 日 8:00 至 11 月 24 日 6:00 进行了装置满负荷运行，以下是装置高负荷运行主要操作参数（见表 4） 。表 4 加氢装置高负荷生产主要操作参数时间 2010 年 04 月 24 日 8:00 时间 2010 年 04 月 24 日 8:00加氢总进料量/t.h -1 143 脱硫率，% 98.6焦化汽油量/t.h -1 101 脱氮率，% 97.98非芳原料量/t.h -1 42 烯烃饱和，% 99.5新氢补入量/Nm 3.h-1 11669 原料数据循环氢/Nm 3.h-1 79294 原料密度/kg.m -3 712.3R201 入口压力/
24、MPa 4.41 硫含量，% 0.388压降/MPa 0.2 溴价/gBr.(100g) -1 58.34R201 反应器入口温度/ 218 总氮/mg.kg 98床层平均温度/ 240 产品数据温升/ 39 硫含量，% 0.0055R202 入口压力/MPa 4.25 总氮/mg.kg 1压降/MPa 0.05 烯烃 0.13R202 反应器入口温度/ 259 密度/kg.m -3 705床层平均温度/ 307 馏程/温升/ 68 LBP 40空速/h -1 1.96 10% 62氢油体积比 332 50% 104压力/MPa 3.45 90% 189系统总压降/MPa 1.22 EP 21
25、346 2011 年全国炼油加氢技术交流会论文集从表 4 可以看出，催化剂脱硫率为 98.6%，脱氮率为 97.98%。烯烃饱和率达到 99.5%，精制石脑油产品符合乙烯原料指标要求。装置综合能耗低于设计 1.52kg 标油/t（主要是新氢压缩机、反应炉及汽提塔底产品泵停用，说明装置在用能、节能方面要优于设计情况） 。总体上装置大部分操作参数控制在设计范围内，分馏、脱硫各塔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，但也存在一些异常情况：（1）装置高负荷运行时，个别控制阀流通能力不足装置高负荷运行期间，出现高分液控阀、低分液控阀、汽提塔底液控阀流量能力不足，需开控制阀付线满足生产
26、需求，主要是实际生产工况和设计提高数据相差偏大（见表 5） 。表 5 高分、低分、汽提塔底液控调节阀实际和设计参数值控制阀名称 控制阀位号 最大流通量/t.h -1 设计流量/t.h -1 实际最大流量/t.h -1V202 液控 LRC7203 76.11 33.5 约 78V203 液控 LRC7205 66.31 34.5 75T201 液控 LRC7206 - 142.8 150（2）非芳原料流量表指示失灵非芳原料流量表自投用以来，流量表指示经常性失灵，主要是非芳原料中带有少量水进入孔板引出管，形成一定压差，而该孔板设计量程 130t/h，孔板压差偏小。少量水形成压差对于孔板压差影响较
27、大，虽经仪表部门多次处理但效果不佳。建议孔板更换，提高压差，提高仪表测量值。7 问题探讨7.1 反应器压降影响影响反应器压降的因素较多，但总体可以分为两类，一是由于催化剂产生的影响，二是物料的影响。（1）催化剂产生的影响主要与原料的杂质含量、反应床层的结焦情况有关。因此，对原料管理是关键。a 本装置设计以处理焦化汽油为主，焦化汽油的干点对加氢精制反应器的压差也有影响。焦化汽油的干点升高，原料油的较重馏分增多，所带杂质也增多，在生产过程中催化剂床层杂质沉积速度提高，从而使反应器催化剂床层的压差上升速度加快。b 原料油中携带固体微粒的影响。焦化汽油含有少量细小焦粉，这些细小焦粉具有极强吸附性，易与
28、聚合反应中形成的有机大分子化合物粘结在一起，使焦垢颗粒逐渐长大，当其长大到物流不能携带其继续向前运动时就从物流中析出，沉积在设备内部。这些固体微粒主要是机械杂质、焦粉、油泥、铁锈等，虽然装置设有过滤器（过滤器滤孔为2025m），可使大部分固体微粒（包括原料中携带的固体微粒、反应产物与进料换热器换热生成的焦粉等）除去，但更细的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，绝大部分最终积聚在催化剂床层上部及催化剂颗粒之间。c 原料油带水的影响。混合原料油严重带水，经分析原料含水量在1000g/g左右，会导致反应器床层温度下降。如果操作工判断失误，就有可能提高进料温度来
29、补偿反应温度，而当原料油中的水含量在升温的过程中或在超温操作中又降到正常范围时，由于来不及降低进料温度而导致反应器床层温度又急剧上升，致使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。反应温度大幅波动，引起产品质量波动，对催化剂的机械强度和活性造成较大的危害。石脑油加氢精制 47d 焦化汽油原料干点超标。焦化汽油原料干点工艺指标控制220 。由于上游装置参数波动或提高汽油收率，将焦化汽油干点拔高，造成其馏分较重，亦较容易造成其他杂质（如焦粉、消泡剂中硅）被夹带。以上因素对反应器压降的影响是长期、渐进的过程，可以明确的是与反应器总加工量有关系。（2）物料的影响主要是物料气化率与
30、反应器进料量。反应器物料气化率增加，则反应器内物料气相增多，液相减少，物料流动阻力减小，相同进料量的前提下，压降减少。a 由于焦化汽油、非芳、C 5 混合加氢后，其介质组分轻，气化率大，反应生成油经高换后热高分气相负荷明显增加，而热高分顶物流量 64t/h 是按原焦化汽油、直馏柴油混合加氢设计的，现热高分顶物流总量达到 98t/h 之多，最终导致热高分顶至 E244 气相负荷增加，管道压力降加大。b 由于装置随着处理量和原料中硫、氮及杂质含量的增加，换热器和管道逐渐结垢，引起换热效果有下降趋势，管道流速减慢，循环氢换热器出现铵盐结晶加速，直接影响热高分压力快速上升。装置设计加工原料主要是焦化汽
31、油，从计算结果来看，如果原料干点在 210左右，在4.0MPa 压力、氢油比 400 的操作条件下，反应器进料在 220以上即可全部气化。物料全部气化的温度主要随原料干点上升而增加物料影响因素中，组成变化对进料气化率、反应器放热量、反应器结焦速度均有影响，但这一影响因素不受装置控制，而受焦化装置甚至全厂加工原油性质影响，很难对此进行规律性探索。7.2 反应系统压降影响影响加氢反应系统压降主要原因：一是在原料换热器（E201）壳程压降大产生的影响，这与加工焦汽油有直接关系；二是反应系统高压换热器进出法兰口径小，导致物料阻力降大。（1）加工焦化汽油的影响焦化汽油特点是烯烃、二烯烃及实际胶质等含量均
32、较高。烯烃、二烯烃在高温下极易发生缩合反应，产生积炭覆盖催化剂的活性中心，这对催化剂长周期运转是不利的。焦化汽油中含有大量的烯烃，其中二烯烃又占有一定的比例，这些不饱和化合物极不稳定，尤其是二烯烃，在常规加氢精制条件下，二烯烃易聚合并堵塞换热器和反应器。据文献报道，当反应温度达到 180时约 90%的二烯烃被还原。 由于反应生成油温度变化剧烈，最高达 220以上，而原料油经过前换热后入反应器入口温度达 205，这两股换热料的温差达 15，造成二烯烃的缩聚反应剧烈，导致换热器壳程管束结焦，压降上升。为解决换热器壳程温度低及压差高，操作上稍开原料换热器入口混氢量，以提高原料油温度，减少结焦，降低换
33、热器壳程压差，目前，原料换热器管壳程温差降至 23，壳程实际压差为 0.1MPa 左右。随着焦化汽油加工量增加，意味着催化剂使用时间延长，催化剂内部结焦或被焦粉堵塞的量增加，在装置运行后期，反应系统压降增加成为主要因素。（2）高压换热器物料阻力降大的影响优化原料油换热流程。国内焦化汽油加氢装置原料油换热流程基本相同，原料油经过高48 2011 年全国炼油加氢技术交流会论文集压泵升压和压缩机出口氢气混合进入炉前高压换热器，和反应器出口反应产物换热后进入加热炉升温，达到反应温度后进入反应器进行加氢反应。但是换热流程中还包括换热器选型、配管等等，管路内由于流速不均、温度分布不均问题造成在某些温度高、
34、流速慢的部位结焦严重，生成长链大分子物质附着在管路上。装置在高负荷运行时，测试反应系统高压换热器管、壳程压降分别为 0.3MPa、0.31MPa，主要原因是装置由 80 万吨扩能至 120 万吨改造后，生产负荷增加三分之一，反应系统高压换热器利旧使用，对工艺管道进行扩径改动。由于处理焦化汽油、非芳混合原料油较轻，反应温升大，反应物料气化率增加，物料通过高压换热器流动阻力大，停留时间长，导致换热器管束结焦或被焦粉堵塞，压降上升。当生产条件改变时，这些结焦物质断裂随进料进入反应器，在催化剂表面沉积，引起反应器床层压降上升。要解决这类问题必需找到符合上述条件的部位进行改造，技术要求较高，实施难度很大
35、。7.3 汽提塔操作装置开工初期，汽提塔运行参数偏低：塔进料 110、塔顶 55、塔底 100左右，汽提塔底石脑油带水十分严重，石脑油原料带水对乙烯安全生产存在一大风险。带水主要原因：一是装置经改造后，由双塔汽提改为单塔蒸汽汽提，汽提塔底精制石脑油产品夹带部分明水；二是装置节能，汽提塔在实际操作采用提压操作，使部分水份被压到塔底精制石脑产品中。目前汽提塔操作工况与设计参数相差较大，塔底温度及进料温度偏低，使塔底油带水汽提不出去，导致精制石脑油带水，严重影响乙烯原料的质量及乙烯供料安全。针对塔顶温度低容易使汽提塔上部存水并产生腐蚀，为了尝试氢气汽提的效果，对汽提塔进行优化操作，停用 1.0MPa
36、 汽提蒸汽，而改用氢气汽提，操作稳定，塔底精制石脑油从明水脱至 20g/g左右，符合乙烯原料水含量要求 300g/g以下，同时精制石脑油硫含量也大幅降低，最低只有 8g/g，说明采用氢气汽提效果要优于蒸汽汽提。汽提塔改用氢气汽提后，装置在异常情况下，塔底精制石油可打循环使用，从而避免了精制石脑油大量外排轻污油，减缓轻污油罐的压力，同时也有利于催化剂的长周期运行。8 结 论（1）装置总体设计：镇海炼化分公司 120 万吨/年加氢精制装置改造设计较好，反应、分馏及脱硫系统均保持平稳运行，装置能平衡焦化汽油产消，其产品质量能满足乙烯原料要求，装置能够达到满负荷生产需要。（2）催化剂活性：FH-FS/
37、FH-40C 加氢精制催化剂在国内处理焦化汽油、非芳混合加氢是首次应用，从实际应用情况来看，在相对较低的反应温度下，FH-FS/FH-40C 催化剂活性较高，可以满足脱硫、脱氮及烯烃饱和要求，精制石脑油可作为乙烯原料。FH-FS/FH-40C催化剂体积空速为 2.0h-1，是目前国内加氢精制装置处理焦化汽油中最高的。（3）焦化汽油原料尽可能采取直供料的生产方式，减少焦化汽油储罐时间，要加强对原料油性质（主要是溴价值）监控。（4）反应器催化剂床层压差上升主要是由于原料换热器（换热器进出喇叭口物料流动阻力大）至反应器顶部结垢和积炭引起的，而结垢和积炭是由于焦化汽油的性质不稳定，含有大量硫、氮、胶质和不饱和烃，以及少量细小焦粉，尤其是二烯烃，在常规加氢精制条件下极易聚合，这些杂质在生产过程中沉淀在换热器内和反应器顶部而引起堵塞。（5）汽提塔底改用氢气汽提，在显著降低精制石脑油硫含量的同时，也彻底解决了精制石脑油带水的问题，确保了供乙烯石脑油料的安全，同时装置操作工况也得到了改善，避免石脑油加氢精制 49了装置异常状况下需大量外排轻污油。（6）装置综合能耗低于设计1.52kg标油/t，主要是新氢压缩机、反应炉及汽提塔底产品泵停用，装置在用能、节能方面要优于设计。
