蘇 江

(中國石化荊門分公司，湖北 荊門 448002)

某公司為有效利用閑置裝置，通過對(duì)原裝置原料預(yù)處理和重汽油加氫部分進(jìn)行技術(shù)改造，新增產(chǎn)品過濾、吸附脫硫及抗氧化劑加注設(shè)施，將原0.9 Mt/a催化裂化汽油加氫裝置改建為0.40 Mt/a噴氣燃料加氫裝置，解決現(xiàn)有0.28 Mt/a噴氣燃料加氫裝置的產(chǎn)能不足問題。改造后的噴氣燃料加氫裝置催化劑主要采用再生后的汽油選擇性加氫脫硫催化劑RSDS-31和再生后的柴油加氫精制催化劑RN-400、RS-1100，原料為該公司兩套常減壓蒸餾裝置所產(chǎn)的常一線直餾煤油。裝置經(jīng)過水沖洗、吹掃、氣密、催化劑硫化等開工步驟后，于2018年3月30日一次投料試車成功，生產(chǎn)出合格的3號(hào)噴氣燃料產(chǎn)品。以下對(duì)該裝置的開工及試運(yùn)行情況進(jìn)行總結(jié)。

1 裝置改造

裝置的公用工程部分依托原裝置，改造時(shí)原催化裂化汽油原料預(yù)分餾系統(tǒng)及輕汽油脫硫醇系統(tǒng)全部停用，同時(shí)新增產(chǎn)品脫硫罐(裝填氧化鋅脫硫劑，反應(yīng)脫除產(chǎn)品中微量活性硫)、產(chǎn)品吸附罐(裝填活性炭，吸附產(chǎn)品中微量雜質(zhì))、產(chǎn)品過濾器及抗氧化劑加注設(shè)施。改造后的噴氣燃料加氫裝置原則流程如圖1所示，其中虛線方框內(nèi)的部分為新增設(shè)施。

圖1 改建后的噴氣燃料加氫裝置原則流程

2 裝置開工

裝置開工的主要操作步驟有：原料預(yù)處理及產(chǎn)品汽提塔水沖洗、水聯(lián)運(yùn)、蒸汽吹掃及氣密，原料預(yù)處理及產(chǎn)品汽提塔冷油運(yùn)、氮?dú)庵脫Q及氣密，催化劑氮?dú)飧稍?、氫氣氣密、催化劑硫化、調(diào)整操作條件等。裝置于2018年3月12日中交，3月30日產(chǎn)品合格外送罐區(qū)，標(biāo)志著0.40 Mt/a噴氣燃料加氫裝置一次開車成功。

2.1 催化劑裝填

為降低催化劑成本投入，裝置的主催化劑采用再生后的RSDS-3，RN-400，RS-1100。2017年底裝置停工檢修后，對(duì)第一反應(yīng)器(一反)、第二反應(yīng)器(二反)進(jìn)行了催化劑裝填，裝填方式為布袋裝填。催化劑裝填數(shù)據(jù)見表1。

表1 催化劑裝填數(shù)據(jù)

2.2 催化劑預(yù)硫化

催化劑預(yù)硫化采用濕法硫化，硫化油為直餾煤油，硫化劑為二甲基二硫(DMDS)。整個(gè)硫化過程消耗硫化劑6.1 t，比理論需硫量少1.9 t，原因在于裝置的補(bǔ)充氫為潤滑油加氫精制裝置的高壓分離器(高分)外排氫氣，其硫化氫體積分?jǐn)?shù)平均為7 500 μL/L。補(bǔ)充氫中的硫化氫作為硫化反應(yīng)物參與硫化反應(yīng)，降低了硫化劑的實(shí)際注入量。催化劑預(yù)硫化總切水量為2.4 t，達(dá)到了理論出水量，并且硫化過程中在二反320 ℃恒溫階段，循環(huán)氫中硫化氫體積分?jǐn)?shù)始終保持在15 000 μL/L以上，冷高分連續(xù)兩次脫水時(shí)無明水，反應(yīng)器床層溫度均衡無溫升。上述的指標(biāo)表明催化劑達(dá)到了完全硫化。催化劑硫化期間反應(yīng)器入口溫度及循環(huán)氫中的硫化氫含量如圖2所示。

圖2 催化劑硫化曲線▲—一反入口溫度； 二反入口溫度； ◆—硫化氫體積分?jǐn)?shù)

3 裝置試運(yùn)行

試運(yùn)行期間，裝置原料由1號(hào)蒸餾裝置和2號(hào)蒸餾裝置的常一線餾分油直供，處理量隨原料輸入量進(jìn)行調(diào)整，運(yùn)行負(fù)荷在75%～90%之間。

3.1 工藝參數(shù)調(diào)整

預(yù)硫化結(jié)束，將加熱爐出口溫度降低至275 ℃，同時(shí)將汽提塔操作條件向設(shè)計(jì)條件調(diào)整，然后切換正式原料。裝置試運(yùn)行期間的操作條件見表2。操作調(diào)整期間汽提塔的進(jìn)料溫度、塔頂溫度、塔底溫度變化情況見圖3。

表2 裝置試運(yùn)行期間的操作條件

圖3 操作調(diào)整期間汽提塔的溫度變化趨勢(shì)■—進(jìn)料溫度； ●—塔頂溫度； ▲—塔底溫度

從圖3可以看出：汽提塔塔底溫度基本按設(shè)計(jì)溫度進(jìn)行控制，未作大幅調(diào)整；進(jìn)料溫度比設(shè)計(jì)溫度高10 ℃以上，僅通過塔頂物料回流無法有效降低塔頂溫度，在降低進(jìn)料溫度和提高塔頂壓力后，塔頂溫度逐步降低且趨于穩(wěn)定。運(yùn)行期間，汽提塔塔頂回流接近全回流狀態(tài)，汽提塔實(shí)現(xiàn)平穩(wěn)操作。

3.2 產(chǎn)品質(zhì)量調(diào)整

試運(yùn)行初期，在二反入口溫度為270～280 ℃、汽提塔進(jìn)料溫度為170～180 ℃、塔頂溫度為110～120 ℃、塔底溫度為215 ℃時(shí)，原料中的硫脫除率均達(dá)到99%、氮脫除率達(dá)到95%以上，加氫產(chǎn)品中的硫、氮含量均滿足質(zhì)量要求，說明反應(yīng)深度滿足生產(chǎn)需要。但是，裝置存在產(chǎn)品銀片腐蝕指標(biāo)無法穩(wěn)定在0級(jí)且閃點(diǎn)偏高的問題。由于裝置生產(chǎn)的3號(hào)噴氣燃料同時(shí)供軍用和民用，產(chǎn)品內(nèi)控指標(biāo)需要按照軍用產(chǎn)品的嚴(yán)苛標(biāo)準(zhǔn)進(jìn)行控制，其中噴氣燃料閃點(diǎn)(閉口)要求控制在40～50 ℃之間(國家標(biāo)準(zhǔn)為不低于38 ℃)，銀片腐蝕指標(biāo)要求控制在0級(jí)(民航不作要求)。

3月28日0：00開始，裝置出口產(chǎn)品的銀片腐蝕(50 ℃，4 h)達(dá)到0級(jí)且連續(xù)合格，但閃點(diǎn)偏高。降低汽提塔的進(jìn)料溫度、塔頂溫度和提高塔頂壓力后，產(chǎn)品閃點(diǎn)(閉口)降至50 ℃以下，但28日20：00開始產(chǎn)品的銀片腐蝕(50 ℃，4 h)又變?yōu)?級(jí)和4級(jí)。29日投用汽提塔塔底重沸器氣相返塔口氮?dú)馄岷?，裝置于3月30日8：30實(shí)現(xiàn)產(chǎn)品銀片腐蝕和閃點(diǎn)同時(shí)合格，開始加注抗氧劑，產(chǎn)品外送。

3.2.1 產(chǎn)品銀片腐蝕與閃點(diǎn)難以兼顧控制的原因分析胡澤祥等[1]、金桂紅等[2]研究發(fā)現(xiàn)，噴氣燃料中直接引起腐蝕的物質(zhì)是單質(zhì)硫、硫化氫和硫醇硫等活性硫化物。單質(zhì)硫只可能是裝置檢修期間由系統(tǒng)內(nèi)殘存的硫化物與空氣中的氧反應(yīng)生成，開工期間通過充分的置換就可以將其去除；而產(chǎn)品中的硫醇硫質(zhì)量分?jǐn)?shù)僅為1 μg/g，從而可排除單質(zhì)硫和硫醇對(duì)銀片腐蝕指標(biāo)造成的影響。因此，試運(yùn)行期間裝置出口產(chǎn)品的銀片腐蝕指標(biāo)不合格的原因在于產(chǎn)品中溶解的硫化氫未被完全脫除[3-5]。具體地講，是因?yàn)闉榱吮苊猱a(chǎn)品閃點(diǎn)偏高，在操作調(diào)整過程中通過提高汽提塔塔頂壓力、降低塔的進(jìn)料溫度和塔頂溫度而減少輕組分餾出、降低產(chǎn)品閃點(diǎn)，但此操作的同時(shí)卻降低了硫化氫的脫除效果，并增加了硫化氫在油品中溶解度，進(jìn)而導(dǎo)致產(chǎn)品的銀片腐蝕指標(biāo)不合格。

裝置的分餾系統(tǒng)為單汽提塔流程，汽提塔共22層塔盤，進(jìn)料位置在第7層(編號(hào)順序自上而下)塔盤，塔底采用重沸器間接汽提，重沸器氣相返塔口設(shè)有氮?dú)馄嶙鳛檩o助調(diào)節(jié)手段。開工初期，為了將塔底油中的硫化氫充分汽提出來，盡快使產(chǎn)品銀片腐蝕合格，汽提塔塔頂溫度控制得較高，塔頂壓力偏低，且汽提塔進(jìn)料溫度偏高。

采用Aspen Plus模擬軟件對(duì)裝置汽提塔實(shí)際工況進(jìn)行了模擬。運(yùn)用靈敏度分析方法，在汽提塔其他操作條件不變的前提下，分析了汽提塔進(jìn)料溫度變化對(duì)提餾段塔盤上汽化量的影響。汽提塔提餾段汽化量隨汽提塔進(jìn)料溫度的變化見圖4。

圖4 汽提塔提餾段汽化量隨汽提塔進(jìn)料溫度的變化■—第9層塔盤上汽化量； ●—第20層塔盤上汽化量

從圖4可以看出，汽提塔進(jìn)料溫度由178 ℃降至168 ℃的過程中，第9層塔盤和第20層塔盤上的汽化量隨進(jìn)料溫度的降低而增加。說明汽提塔進(jìn)料溫度越高，越易使低壓分離器(低分)油中的輕組分大量汽化而進(jìn)入精餾段，導(dǎo)致提餾段汽化量小，不利于氣液相接觸，從而影響硫化氫的汽提效果，同時(shí)也將造成汽提塔塔底油中輕組分減少，產(chǎn)品閃點(diǎn)偏高。如何平衡硫化氫和輕組分的拔除量是汽提塔調(diào)整的關(guān)鍵。

3.2.2 采取的措施針對(duì)以上問題，采取如下3項(xiàng)措施進(jìn)行裝置調(diào)整：①降低汽提塔進(jìn)料溫度，將汽提塔進(jìn)料小部分改走進(jìn)料換熱器的殼程旁路，將進(jìn)料溫度由178 ℃降低至168 ℃，減小汽提塔精餾段氣相負(fù)荷；②汽提塔塔頂壓力由0.06 MPa提高至0.10 MPa，以降低輕組分的汽化量；③投用塔底氮?dú)馄?，汽提氮?dú)饬髁靠刂圃?00 m3/h左右，以彌補(bǔ)輕組分汽化量減少后對(duì)硫化氫分壓的影響，氮?dú)馄岬墓呐莺蛿y帶作用，進(jìn)一步強(qiáng)化了硫化氫的汽提效果。

經(jīng)過調(diào)整后，汽提塔塔頂溫度由115 ℃降低至96 ℃，實(shí)現(xiàn)穩(wěn)定回流。產(chǎn)品閃點(diǎn)(閉口)降低至50 ℃以下，同時(shí)銀片腐蝕(50 ℃，4 h)一直維持在0級(jí)。裝置出口產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定后，于3月30日8：30開始加注抗氧劑，產(chǎn)品外送噴氣燃料組分罐區(qū)。穩(wěn)定生產(chǎn)期間，3月30日至4月1日加氫裝置的原料性質(zhì)見表3，加氫裝置出口產(chǎn)品的性質(zhì)見表4，噴氣燃料組分罐中產(chǎn)品的性質(zhì)及內(nèi)控指標(biāo)見表5，其中表5中的內(nèi)控指標(biāo)嚴(yán)于GB 6537—2018[6]。

表3 穩(wěn)定生產(chǎn)期間加氫裝置的原料性質(zhì)

表4 穩(wěn)定生產(chǎn)期間加氫裝置出口產(chǎn)品的性質(zhì)

表5 穩(wěn)定生產(chǎn)期間噴氣燃料組分罐中產(chǎn)品的性質(zhì)

4 存在的問題及解決措施

裝置試運(yùn)行期間存在的問題有：①汽提塔塔頂回流罐罐底分水包需每2 h脫水一次，脫水時(shí)間均在5 min以上，脫水過于頻繁，操作人員工作強(qiáng)度大；②汽提塔進(jìn)料溫度波動(dòng)幅度偏大，通過手動(dòng)調(diào)節(jié)現(xiàn)場閥門來調(diào)整進(jìn)料溫度，存在滯后和調(diào)整不到位的現(xiàn)象；③裝置改造后，現(xiàn)有產(chǎn)品采樣點(diǎn)在裝置自循環(huán)或裝置出口，在油走不合格線向罐區(qū)甩油時(shí)處于靜止盲段，使采樣不具代表性。

針對(duì)上述問題采取的措施有：①在汽提塔回流罐分水包增設(shè)界位顯示和控制系統(tǒng)，實(shí)現(xiàn)自動(dòng)脫水操作，在原料入裝置或上游常減壓蒸餾裝置常一線油出裝置前增設(shè)聚結(jié)分水措施，減少飽和水進(jìn)入反應(yīng)系統(tǒng)，同時(shí)冷低分在含硫污水不帶油的前提下，盡量控制較低界位；②在低分油-反應(yīng)產(chǎn)物換熱器或產(chǎn)品-低分油換熱器殼程旁路增設(shè)溫控閥，實(shí)現(xiàn)汽提塔進(jìn)料溫度的穩(wěn)定控制；③在產(chǎn)品出裝置流量計(jì)后直管段上設(shè)置產(chǎn)品采樣點(diǎn)，可同時(shí)兼顧裝置正常生產(chǎn)、自循環(huán)、甩油工況，避免采樣出錯(cuò)。

5 結(jié) 語

(1)改建后的0.40 Mt/a噴氣燃料加氫裝置于2018年3月26日預(yù)硫化結(jié)束后，轉(zhuǎn)入試生產(chǎn)階段。通過操作調(diào)整，汽提塔工藝條件得到優(yōu)化，操作趨于穩(wěn)定，產(chǎn)品性質(zhì)符合GB 6537—2018質(zhì)量控制要求。裝置采用的再生后催化劑RSDS-31，RS-1000，RN-400具有良好的噴氣燃料加氫活性和穩(wěn)定性，滿足裝置的生產(chǎn)需要。該裝置的設(shè)計(jì)、改建、開工試運(yùn)行取得成功。

(2)針對(duì)裝置開工初期產(chǎn)品銀片腐蝕指標(biāo)與閃點(diǎn)難以兼顧控制的問題，采取降低汽提塔進(jìn)料溫度及塔頂溫度、提高汽提塔塔頂壓力、投用塔底輔助氮?dú)馄岽胧┖?，平衡了汽提塔進(jìn)料中輕組分與硫化氫二者之間的拔除效果，產(chǎn)品銀片腐蝕和閃點(diǎn)指標(biāo)同時(shí)滿足指標(biāo)要求。