許 楠，苗小帥，郭嘉輝，王明東

(中國石化洛陽分公司，河南 洛陽 471012)

中國石化洛陽分公司2.6 Mt/a渣油加氫處理裝置為目前國內(nèi)最大的單系列渣油加氫裝置，總投資超過12億元。采用中國石化大連石油化工研究院(簡稱FRIPP)技術(shù)，由中國石化洛陽石化工程公司設計，5臺反應器(R101～R105)串聯(lián)，年開工時數(shù)8 000 h，操作彈性60%～110%，以減壓蠟油、減壓渣油、焦化蠟油以及脫瀝青油為原料，經(jīng)過催化加氫反應，脫除硫、氮、金屬等雜質(zhì)，降低殘?zhí)浚瑸榇呋鸦b置提供原料，同時生產(chǎn)部分柴油，并副產(chǎn)少量石腦油和干氣。裝置于2020年5月30日實現(xiàn)中交，2020年9月一次開車成功，催化劑為FZC系列加氫處理催化劑。

1 裝置開工過程

1.1 催化劑裝填

單系列渣油加氫裝置為5臺反應器串聯(lián)，每臺反應器均采用單床層設置，所用催化劑共五大類12個牌號，其中保護劑6個牌號(FGF-01，F(xiàn)GF-02，F(xiàn)ZC-100B，F(xiàn)ZC-12B，F(xiàn)ZC-103D，F(xiàn)ZC-103E)，脫金屬催化劑2個牌號(FZC-28A-1.5，F(xiàn)ZC-204A)，脫硫催化劑1個牌號(FZC-33BT)，降殘?zhí)看呋瘎?個牌號(FZC-41BT)，支撐劑2個牌號(FZC-12B-3，F(xiàn)ZC-12B-5)。本次催化劑裝填采用布袋裝填和密相裝填2種方式，裝填量總計960 t。

1.2 催化劑預硫化

催化劑采用濕法預硫化，硫化劑為二甲基二硫醚(DMDS)。預硫化分低溫柴油硫化和高溫蠟油硫化兩個階段進行，硫化介質(zhì)分別為直餾柴油和直餾蠟油。由于煉油廠提供的裝置開工硫化蠟油(減二線油)氮含量和殘?zhí)烤龃呋瘎╊A硫化介質(zhì)油規(guī)格指標的要求，因此創(chuàng)新性地提出在蠟油硫化階段，裝置采用少量減二線油、大部分循環(huán)、少量開路外甩模式，總處理量維持裝置負荷80%(260 t/h)的方案，即催化劑在蠟油高溫硫化階段仍采用減二線油作為硫化介質(zhì)蠟油，但維持在一個固定進料量，同時開路外甩相同量的油，其余進料量用循環(huán)油補充，直至蠟油高溫硫化結(jié)束。采用上述方案，既不需要額外為單獨操作常減壓蒸餾裝置準備硫化蠟油，還可通過持續(xù)稀釋解決沒有性質(zhì)較好的硫化蠟油的問題，避免了催化劑快速接觸劣質(zhì)蠟油導致失活加快的問題，預硫化的實際效果較為理想。圖1為渣油加氫裝置催化劑硫化過程曲線，催化劑硫化分7個階段：①催化劑潤濕、清洗；②以10 ℃/h的速率向230 ℃升溫，185 ℃開始注入硫化劑；③230 ℃恒溫硫化，直至H2S穿透床層，再恒溫硫化4 h；④以5 ℃/h的速率向260 ℃升溫，調(diào)整注硫量，控制循環(huán)氫中H2S體積分數(shù)不小于0.2%；⑤260 ℃切換減壓蠟油，恒溫硫化直至循環(huán)氫中H2S體積分數(shù)達到1.0%；⑥以5 ℃/h的速率向310 ℃升溫，控制循環(huán)氫中H2S體積分數(shù)不小于1.0%；⑦310 ℃恒溫硫化6 h，直至循環(huán)氫中H2S體積分數(shù)為1.5%～2.0%。

圖1 渣油加氫裝置催化劑硫化過程曲線

1.3 原料切換

切換渣油原料過程中，隨著渣油比例的增加，反應溫度相應逐步升高，每次溫度及渣油比例提高一個臺階后都要穩(wěn)定一定時間。在此過程中逐步調(diào)整反應溫度，保證加氫常壓渣油質(zhì)量滿足催化裂化原料指標要求。提溫和提量過程盡量緩慢，以防止催化劑快速結(jié)焦失活。硫化結(jié)束后，切換減壓渣油進料時將反應器床層溫度(CAT)調(diào)整到310 ℃，切換速率為10 t/d，同時邊切換邊緩慢升溫，渣油切換結(jié)束時反應器入口溫度達到350 ℃，經(jīng)操作調(diào)整，柴油產(chǎn)品質(zhì)量合格，脫硫渣油產(chǎn)品質(zhì)量合格，開工任務圓滿完成，順利實現(xiàn)一次開工成功。

2 標定情況

在裝置正常運行2個月后，于2020年11月25日—11月28日對裝置進行全面標定，其主要目的在于：檢驗新裝置在投產(chǎn)后的加工能力、產(chǎn)品質(zhì)量、收率、能耗及環(huán)保情況，同時考察催化劑初期運行的活性，也為進一步優(yōu)化操作，提高產(chǎn)品質(zhì)量、收率，降低裝置能耗提供技術(shù)數(shù)據(jù)。

2.1 原料及產(chǎn)品性質(zhì)

設計加工原料油包括減二線油、減三線油、減壓渣油、焦化蠟油、脫瀝青油。標定加工原料油包括減二線油、減三線油、減壓渣油、1號催化裂化一中油、2號催化裂化一中油、脫瀝青油。

表1為混合原料性質(zhì)。由表1可見，標定原料性質(zhì)指標優(yōu)于設計值，有利于降低裝置氫耗、控制床層溫升、減緩催化劑床層結(jié)焦。

表1 混合原料性質(zhì)

表2為加氫重油的性質(zhì)。由表2可見：加氫重油氮質(zhì)量分數(shù)平均值為1 980 μg/g，略高于設計限值(1 870 μg/g)；殘?zhí)科骄禐?.73%，低于設計限值(4.0%)；硫質(zhì)量分數(shù)平均值為0.392%，高于設計限值(0.3%)，根據(jù)實際生產(chǎn)需求低于工藝卡片要求值0.45%；(鎳+釩)平均質(zhì)量分數(shù)為9.8 μg/g，低于設計限值12.5 μg/g。

表2 加氫重油性質(zhì)

表3渣油為雜質(zhì)脫除情況。由表3可見，渣油脫硫率為75.16%，脫氮率為34.48%，降殘?zhí)柯蕿?6.02%，金屬(鎳+釩)脫除率為77%左右，為下游裝置提供了優(yōu)質(zhì)原料。

表3 渣油雜質(zhì)脫除率 %

2.2 操作條件

表4為標定期間裝置主要操作條件。由表4可見：受全廠加工原油性質(zhì)的影響，渣油加氫裝置從開工后到標定時原料性質(zhì)一直好于設計指標，所以裝置反應系統(tǒng)的催化劑平均溫度等主要指標優(yōu)于設計值；同時為了最大量生產(chǎn)加氫渣油，分餾系統(tǒng)的分餾加熱爐出口溫度、分餾塔塔頂溫度等指標低于設計值。

表4 主要操作條件

2.3 裝置能耗

表5為裝置能耗情況。在標定期間，裝置處理量平均為326 t/h，操作負荷達到100%，裝置能耗為18.03 kgEO/t(1 kgEO=41.8 MJ)，比設計值(17.75 kgEO/t)高0.28 kgEO/t。主要是由于液力透平未投用，導致能耗較高。加氫重油至罐區(qū)設計溫度為150 ℃，而實際要求溫度不大于90 ℃，導致需要開風機冷卻，增加了電耗，降低了熱出料溫度。分餾塔塔頂氣-低溫熱水換熱器因無低溫熱水而未投用，不僅導致低溫熱無法回收，而且需要開風機冷卻塔頂氣，增加了電耗。

3 裝置存在的問題及對策

渣油加氫裝置是加工高硫劣質(zhì)原油煉油廠的核心裝置，其原料性質(zhì)差，運行苛刻度高，催化劑設計壽命短，長周期運行難度大[1-3]。因此如何管控好原料性質(zhì)和操作條件，維持渣油加氫催化劑的壽命和活性，提高裝置的運行周期和經(jīng)濟性，是一個需要長期研究的課題，這些都需要在生產(chǎn)運行過程中不斷積累和總結(jié)[4]。而作為國內(nèi)首套單系列最大的渣油加氫裝置，對工藝與工程上的緊密結(jié)合程度要求更高，對于操作參數(shù)的優(yōu)化和設計都提出了更大的挑戰(zhàn)。

3.1 存在的問題

3.1.1反沖洗過濾器壓差經(jīng)常超高

裝置自2020年9月27日開工正常，在柴油和蠟油原料運行工況下過濾器運行正常，但在2020年9月29日摻煉渣油(摻渣)之后，反沖洗過濾器多次出現(xiàn)了壓差居高不下的情況，過濾器推薦設定壓差為0.15 MPa，但多次達到了1 MPa以上，裝置多次被迫降低渣油量等待壓差恢復正常(0.1 MPa以下)。

反沖洗過濾器沖洗周期較短，約在0.5 h左右，壓差上升較快，反沖洗效果不理想，原料通過量大幅降低，導致濾后原料油罐液位持續(xù)下降，被迫大幅降低摻渣量和處理量，摻渣量長期達不到設計要求，也間接影響了全廠的效益。

3.1.2循環(huán)氫量周期性波動

裝置循環(huán)氫壓縮機組設定轉(zhuǎn)速為10 490 r/min，實際運行時轉(zhuǎn)速出現(xiàn)約50 r/min的周期性正弦波動，循環(huán)氫壓縮機入口流量出現(xiàn)周期性正弦波動，幅度約達6 000 m3/h(波頻40～45 s)，導致進入反應系統(tǒng)的混合氫量波動，從而引起反應加熱爐出入口溫度、加熱爐爐管壓降、5個反應器壓降、熱高壓分離器(簡稱熱高分)入口溫度周期性波動，對反應器催化劑床層造成脈沖式?jīng)_擊，有床層被逐步壓實的可能性，影響床層壓降，并且循環(huán)氫量波動大會嚴重影響反應器內(nèi)物料分布及停留時間，影響反應效能穩(wěn)定發(fā)揮。

3.1.3熱高分氣體夾帶重烴

裝置開工初期和摻渣比例較高(40%以上)時，出現(xiàn)熱高分氣體夾帶重烴進入冷高壓分離器(簡稱冷高分)，造成冷低壓分離器(簡稱冷低分)界位玻璃板中輕油的顏色由紅色變?yōu)楹谏?，出現(xiàn)油水分離不清的現(xiàn)象；大量的水被帶入汽提塔，造成分餾系統(tǒng)操作大幅度波動，冷高分或冷低分排出的酸性水也帶油嚴重，給后續(xù)處理帶來較大麻煩。通常認為這是由于加工原料較重，在渣油膠體體系中，其結(jié)構(gòu)以瀝青質(zhì)為核心，膠質(zhì)包圍在外圍，再向外是芳香分、飽和分，當芳香分較少或者瀝青質(zhì)未反應完全時，膠質(zhì)、瀝青質(zhì)的不完全反應中間物導致熱高分出現(xiàn)發(fā)泡現(xiàn)象。這種情況與原油性質(zhì)、反應深度、氣液分離內(nèi)構(gòu)件、冷高分油水分離設計等可能都有一定關(guān)系[5-7]。

3.2 解決問題的對策

3.2.1過濾器優(yōu)化運行

對反沖洗過濾器壓差經(jīng)常超高的問題，從原料、操作、過濾器等方面進行分析，排除了原料油性質(zhì)、生產(chǎn)操作、阻垢劑添加等方面的可能性。在對反沖洗過濾器采取修改置換油時間、縮短反沖洗時間、延長閥門動作時間、采用雙系列反沖等措施后，效果不佳。因此建議在壓差高時，對過濾器逐列切除，采取手動強制反沖洗，同時逐列在線更換濾芯(將比利時Trislot公司的濾芯更換為美國約翰遜公司的濾芯)。表6為更換濾芯前后過濾器運行情況。目前在摻渣量為100 t/h左右時，裝置運行平穩(wěn)，基本滿足生產(chǎn)需要。

3.2.2循環(huán)氫量的穩(wěn)定

在裝置開工之后，由于循環(huán)氫壓縮機出口循環(huán)氫量周期性波動，導致原料油流量、原料加熱爐入口溫度、反應器壓降等均發(fā)生周期性波動。圖2為裝置原料與混合氫的混合點及其后高壓換熱器流程示意。

圖2 混合氫與反應器進料油高壓換熱器流程示意

在逐步排除儀表指示原因、機組震動、循環(huán)氫組分變化、中壓蒸汽性質(zhì)、高壓換熱器內(nèi)漏等原因后，分析可能是混合氫與反應器進料油混合不均勻造成進加熱爐的物流流量發(fā)生脈動。因此，通過調(diào)整圖2中副線調(diào)節(jié)閥，將混合氫與反應器進料油流量調(diào)整到合適范圍，原料油與氫氣氣液兩相在混合點混合均勻，可以減緩循環(huán)氫流量、加熱爐溫度以及反應器壓降的周期性波動。調(diào)整情況及效果如表7所示，可知當高壓換熱器副線調(diào)節(jié)閥開度在70%左右時，原料油可以充分地與混合氫進行混合，而循環(huán)氫流量、加熱爐入口溫度、總反應器壓降波動的幅度也大幅降低，波動現(xiàn)象基本消失。

表7 原料油和混合氫流量調(diào)整情況及效果

3.2.3減少熱高分氣體夾帶重烴量

渣油穩(wěn)定指數(shù)[(芳香分+膠質(zhì))質(zhì)量/(飽和分+瀝青質(zhì))質(zhì)量]可用來描述渣油性質(zhì)的穩(wěn)定性。當原料渣油穩(wěn)定指數(shù)小于2時，通常認為其性質(zhì)不穩(wěn)定[5]。表8為裝置濾后原料油的穩(wěn)定指數(shù)。由表8可見，加工的原料油穩(wěn)定指數(shù)較低。因此，針對目前的反應原料，及時提高反應深度，促進膠質(zhì)、瀝青質(zhì)的轉(zhuǎn)化反應，可以預防發(fā)泡現(xiàn)象的發(fā)生。

表8 濾后原料油的穩(wěn)定指數(shù)

為了減少熱高分氣體夾帶重烴量，采取了以下措施：當摻渣比例大于40%，摻渣量再次提高5 t/h時，反應溫度要先提高1 ℃以保證反應深度；保證適宜的氫油體積比(設計值為不低于650)，防止循環(huán)氫量過大夾帶重烴；適當提高熱高分的入口溫度(大于350 ℃)，降低膠體的表面張力；將冷高分和冷低分的界位控制在65%以上，增加物料停留時間，提高分離精度。通過實現(xiàn)以上方案，達到了預期效果。

4 結(jié) 論

開工與標定過程中，渣油加氫裝置在滿負荷工況下能平穩(wěn)運行，表明裝置的加工能力達到了設計要求，產(chǎn)品質(zhì)量和分布均達到了設計要求，完全滿足下游裝置需要。

針對裝置反沖洗過濾器沖洗頻繁、循環(huán)氫量波動、熱高分氣體夾帶重烴等問題，采取了相應的對策，均取得較好的效果，為下一步裝置長周期運行打下良好的基礎(chǔ)。