高压加氢装置

高压加氢装置（共10篇）

高压加氢装置 篇1

摘要：介绍了加氢装置是炼油厂中高温、高压、有毒、有害最集中的单元, 高温高压部位泄漏是加氢装置常见的生产事故, 通过对加氢装置高温高压部位泄漏产生的危害及应急措施的阐述, 为加氢装置安全、平稳运行提供参考, 避免造成财产损失及人员伤亡事故的发生。

关键词：加氢装置,高温高压,临氢,紧急停工,应急措施

1 概述

加氢装置加工处理的都是可燃物料, 并处在高温、高压、临氢的条件下, 在生产过程中会由于各种不同的原因而发生介质的泄漏, 当加氢装置高温高压部位发生泄漏时, 往往会因泄漏介质温度高于其自燃点而发生着火, 在临氢条件下引发爆炸, 加氢装置中高浓度硫化氢泄漏会造成装置操作人员及周边人员伤亡, 装置必须进行紧急停工处理。紧急事故发现的不及时或处理不妥当, 就会出现:人身危险;设备损坏;加热炉结焦;催化剂过分结垢[1]。因此, 操作人员必须熟悉高温高压部位泄漏应急处理措施。

随着原油质量变差、环保问题越来越受到世界各国的重视等问题的凸显, 加氢技术应运而生。加氢技术是指原料在氢气与催化剂的作用下, 通过加氢反应和 (或) 加氢裂化反应达到产品要求的一种工业技术总称。加氢技术的主要任务是改变原料化学组成、脱除杂质、改善产品质量、油 (馏分油、渣油及页岩油) 及煤的轻质化。加氢技术主要有加氢精制、加氢裂化, 与之相对应的有汽 (煤、柴) 油加氢装置、蜡油加氢裂化装置。无论哪一种加氢工艺, 装置组成基本由反应部分、分馏部分 (脱硫部分) 及公用工程部分组成。其中反应部分是加氢装置安全防护的核心。反应部分主要设备集中了装置的高压设备和大型机组、机泵, 包括反应器、高压冷换设备、高压分离器和加热炉及高压的转动设备如循环氢压缩机、补充氢压缩机、原料泵和循环油泵、连接这些设备的管道、阀门等。它们都处在苛刻的反应条件下运行, 是催化加氢过程重点防护的部位。

2 加氢装置高温高压部位泄漏原因

2.1 升降温 (压) 速度过快

在装置开停工过程中升温 (压) 降温 (压) 都是有严格的升降温 (压) 速度限制, 一般升温度≯30℃/h, 降温速度200℃以上≯30℃/h, 升降压速度≯1.5MPa/h[2], 因加氢系统均为厚壁设备, 为了避免设备壁内形成过大的温度梯度和应力梯度, 缓慢升温和降温可使热量有充足的时间从金属内壁内扩散出来, 同时也可避免热胀冷缩引起的设备法兰面的泄漏。在正常生产中, 反应器飞温也可导致高压法兰泄露着火。

2.2 腐蚀

由于反应部分处在装置的高温高压的操作条件下, 处理的介质为易燃易爆的氢气和烃类化合物, 其中还含有对金属腐蚀作用的氢、硫化氢。氢能破坏金属的晶格, 有很强的渗透能力, 使金属产生裂纹、鼓包、氢脆等现象;硫化氢、氯离子可使金属产生应力腐蚀, 生成的金属硫化物在流体的冲刷下脱落, 结果会造成金属开裂、减薄甚至穿孔。高压设备或管道如果出现裂口、穿孔这样的一些情况很有可能引发喷射式泄漏性火灾、容器爆炸、蒸汽云爆炸等严重的后果[3]。

2.3 高温、高压设备设计、制造不当

高温、高压设备设计、制造不当主要是管线材质与实际生产不符合, 未进行合适的热处理, 焊接质量不合格导致管线弯曲处发生炸裂、焊口开裂。

2.4 窜压

反应部分高压至低压部分减压阀失控导致减压阀失去减压功能后管线设备法兰超压引起泄露爆炸。

3 加氢装置高温高压部位泄漏应急措施

3.1 处理原则

(1) 应坚持以人为本的原则, 任何情况下, 均应保证操作人员的安全, 尽可能避免人员受到伤害;

(2) 保护设备。加氢装置处于高温、高压、临氢操作环境, 高压设备投资高, 制造周期长, 运输、安装困难, 应尽可能减少设备损坏, 降低停工时间, 为国家节省资金;

(3) 保护催化剂。催化剂所占加氢装置一次投资比例和操作费用均较高, 装填、卸剂占用时间较长, 其性能好坏直接影响目的产品的收率、目的产品的质量和装置经济效益。

3.2 应急措施

(1) 按照规定向有关部门和人员汇报;

(2) 停反应进料加热炉, 停补充氢压缩机, 反应系统紧急泄压;

(3) 原料/反应流出物换热器改走副线, 注意防止换热器单程受热;

(4) 停止反应进料, 防止有机氮造成裂化催化剂中毒;

(5) 控制好各高、低压分离器液位、界位, 防止窜压引发次生事故;

(6) 反应流出物空冷最大负荷运转, 防止紧急泄压循环气温度过高带液损坏循环氢压缩机;

(7) 反应部分循环氢脱硫塔改走副线, 停胺液系统;防止紧急泄压循环氢带液;

(8) 停反应部分高压注水;

(9) 分馏产品改走不合格线;

(10) 汽提塔、分馏塔塔底吹汽停;

(11) 系统压力降至事故氮以下时, 引入事故氮置换反应系统。

3.3 注意事项

(1) 紧急放空启动时, 应检查程序系统是否动作, 若失效, 立即启动现场地面手动放空阀;

(2) 事故氮必须保证纯度符合要求 (如:>99.99%) ;

(3) 反应系统压力降低至某一个值前, 温度应在最低值以上 (如压力<3.5MPa前, 温度应>93℃) ;

(4) 事故处理应严格执行先降温后降量的原则。

4 结束语

加氢装置具有高温、高压、有毒、有害、临氢等特点, 了解并熟悉加氢装置高温高压部位泄漏应急措施, 避免财产损失和人员伤亡事故的发生。

参考文献

[1]李立权.加氢裂化装置操作指南 (257-258) [M].北京:中国石化出版社, 2005.

[2]史开洪, 艾中秋.加氢精制装置技术问答 (69) [M].2版..北京:中国石化出版社, 2014, 1.

[3]艾中秋, 王勇.汽 (煤、柴) 油加氢装置应急知识问答 (187) [M].北京:中国石化出版社, 2010, 8.

高压加氢装置 篇2

苯加氢催化装置含镍废水处理研究

对用各种吸附剂吸附处理苯加氢催化装置含镍废水进行了研究,采用正交法探讨了钢渣用量、钢渣粒径、吸附时间对镍去除率的.影响.处理后的废水可达到<污水综合排放标准>(GB8978-)要求.

作 者：齐向阳 娄阳 田振英 贺俊海 马永兴 王玉 QI Xiang-yang LOU Yang Tian Zhen-ying HE Jun-hai MA Yong-xing WANG Yu  作者单位：辽阳石化公司研究院,辽宁辽阳,111003 刊 名：山西化工 英文刊名：SHANXI CHEMICAL INDUSTRY 年，卷(期)： 28(3) 分类号：X703 TQ424 关键词：吸附剂   钢渣   含镍废水   镍去除率   正交实验  

加氢裂化装置节能优化 篇3

关键词：加氢裂化;能耗分析;节能优化

1 概述

加氢裂化装置具有原料油范围宽，产品品种多、灵活性大、轻质油收率高、产品质量好等突出特点，在炼油板块中是不可替代的。加氢裂化装置是高能耗的炼油行业中的关键装置，而节能降耗是企业的生存之本，同时也越来越为社会关注，所以加氢裂化装置的节能降耗也日显重要。其节能降耗对于企业的环保及增效创益至关重要。降低能耗是提高装置运行水平的重要任务，要树立节能意识，实现节能效益最大化。

2 加氢裂化能耗分析

2.1 加氢裂化能耗组成

加氢裂化装置能耗主要是水、风、电耗、蒸汽消耗、燃料消耗等，其用能与炼油其它装置一样，可归纳为能量的转换和传输环节、能量工艺利用环节和能量回收环节。其相互关系如图：

EP总供入能;EW直接损失能;EB转换供出;EU有效利用能;EAR吸热反应热;ET热力学能耗;EUD利用环节散热;ERE放热反应热;EI回收排弃能;EUO非工艺流体有效动力;EO待回收能;ER回收循环能;EE回收输出能。

2.2 加氢裂化能耗分析

加氢裂化装置能耗与装置规模、原料及产品方案、工艺流程、氢油比、催化剂、负荷率、反应压力、转化率、主要设备特性以及是否有节能设施有关。装置组成越复杂，能耗越高;催化剂性能好，装置能耗低，装置的负荷率越高，能耗越低;操作压力越高，能耗越高;转化率越高，放热量越大，燃料消耗越低。

加氢裂化装置能耗中电耗约占30%～40%，升压用电在能耗中所占比例很大，燃料消耗约占30%～60%，蒸汽消耗装置差异较大，比例在5%～20%不等。加氢裂化装置总输入能量多，低温热较多。

3 节能措施

管理、技术、地理位置和经济等诸多因素制约着能耗的合理性。结合工艺、操作、设备等因素，加氢裂化装置的节能降耗可从以下几个方面考虑：

3.1 工艺流程

①综合考虑炼厂节能平衡，根据原料、产品性质制定流程、措施，采用上、下游装置的热联合技术、实现装置物料直供。如加氢裂化装置进料采用常减压装置直供热料，可降低加氢裂化装置的加热炉负荷，减少燃料消耗，同时节约常减压空冷、水冷耗能。

②采用热高压分离器工艺流程。热高分操作温度一般在240～260℃，该操作温度高于氯化铵结晶温度，避免氯化铵阻塞管路。充分利用能量将高温热油直接送到分馏系统，提高了反应产物的热能利用率，降低高压空冷负荷，降低能量损失。同时避免稠环芳烃在高压空冷管束中析出、沉积和堵塞，使高压空冷结垢，降低冷却效果，达到了节能降耗的目的。

③采用炉前混氢方式。 加热炉为混合进料加热炉，换热流程及换热器设计简单，传热系数高，换热面积小，加热炉负荷小，节能效果好。

④回收利用低温热。对于高压加氢裂化装置来说，如果能将100℃以上的热量充分回收加以利用，则装置能耗可降低10%～20%。可将尾油、重石脑油等热料直供给下游PX、乙烯装置。航煤、柴油、分馏塔顶等温度合理优化利用，减少冷却过程中消耗的电量、循环水量，达到良好的节能效果。

⑤合理使用助剂。采用高性能阻垢剂可有效避免高压换热器传热系数下降，空冷器管壁结垢等现象，减少循环氢压缩机出入口压差，确保了装置长周期运行。加热炉采用蒸汽除灰器，及时除灰，防止加热炉排烟温度升高，降低加热炉的效率。

3.2 工艺操作

①保证装置的高负荷率。加氢裂化装置的加工负荷对综合能耗有很大的影响，保持装置高负荷运行对于节能降耗十分重要，是降低装置综合能耗的前提，装置负荷率低，操作困难，很难进行优化操作。

②保证新氢高纯度。对于高压加氢裂化装置而言，新氢纯度每下降1%，反应部分能耗约增加7%。新氢纯度偏低可采取适当排放废氢、降低分离器温度增加分离效果以及降低循环氢中的硫化氢含量等措施。连续排放废氢虽然可以提高循环氢纯度，但大量排放废氢很不经济。新氢纯度下降会增加新氢压缩机和循环氢压缩机的负荷，装置能耗增加。

③控制适宜的氢油比。氢油比影响加氢裂化反应过程、反应深度、催化剂寿命和装置能耗。氢油比的大小或循环气量的大小直接关系到氢分压和油品在催化剂上的停留时间以及分布，并且还影响油的汽化率。循环气量的增加可以保证系统有足够的氢分压，有利于加氢反应。此外，过剩的氢气可起到保护催化剂表面的作用，在一定范围内可防止油料在催化剂表面缩合结焦，同时，氢油比增加可及时的将反应热从系统带出，有利于反应床层的热平衡，从而使反应器内温度分布均匀，容易控制平稳。但过大的氢油比会使系统的压降增大，油品和催化剂接触时间缩短，从而导致反应深度下降，空冷风机电耗增大，循环机负荷增大，动力消耗增大，反应炉超负荷。

④结合实际操作，保证产品质量合格的前提下， 适当降低反应温度，减少燃料气消耗。控制合适的热高分温度，温度越高，溶解氢量越大，补充氢的用量也就越大，反应加热炉的负荷也会增大。分馏系统控制适宜的回流比，降低塔顶负荷。适当增加中段回流，利用中段抽出的热量同时又降低塔顶负荷。

3.3 设备、设施节能措施

①采用液力透平。利用液力透平将液体余压回收再利用，驱动机泵，从而降低电流，节约能耗。

②新氢压缩机采用无级气量调节系统。采用无级气量调节系统可以有效减少压缩机做功，避免氢气返回的问题，减少空耗进而降低电机电流，达到节约能耗的目的。

③增上变频电机。对于大功率的机泵，增上变频电机，是很好的节能措施。空冷采用变频可以根据温度及时而调节空冷风机的转速，节约能耗。对于功率大于10kW，负荷低于额定值的70%的电机，采用变频调节器，会有很好的经济效益。

④采用空气预热回收系统，选用新型节能的燃烧器，提高加热炉热效率。

⑤采用高效节能设备。高效换热器、分馏塔、压缩机、空冷器、泵、加热炉等都有直接的、明显的节能效果。

3.4 其他

①采用新型催化剂。催化剂的选用，决定装置的操作压力、温度，目的产品的收率，氢气的消耗以及装置能耗。应用新型的催化剂可使工艺操作灵活，产品质量好和保证装置的长周期运行。

②采用窄点技术对换热流程进行优化。利用窄点技术提供的分析工具和设计方法，优化换热流程，能有效的利用中、低温热源，减少燃料用量，降低装置能耗。

③采用新型保温材料。采用新型的保温材料有效地保温，充分利用自身热量而降低热损失。

4 结束语

节能降耗是很重要且很大的課题，加氢裂化装置的节能降耗应该是从降低工艺总用能耗着手，从工艺流程设计上考虑， 同时要具体情况具体分析，依次考虑能量回收和转换传输环节的改进。通过对加氢裂化装置能耗组成进行分析，实施节能改造、优化操作，以降低装置能耗。应不断采用先进技术，选用高效节能设备，优化换热流程，实行工艺优化、用能优化和节能生产。要关注细节，认真地开展节能降耗工作，注重同类装置节能信息的收集和交流，常抓不懈，齐心协力，把各项节能措施落实到位，发挥到最佳状态，以达到节约资源、节约能源和提高装置运行水平的目的，提高企业的经济效益和社会效益。

参考文献：

[1]刘利.加氢裂化装置工艺流程优化设计探讨[J].石油炼制与化工，2008，39（10）：10-13.

[2]韩崇仁.加氢裂化工艺与工程[M].北京：中国石化出版社，2001：437-447.

加氢装置高压临氢管道施工浅谈 篇4

加氢装置通过加氢工艺生产出清洁、环保的各种燃料,某装置规模为200万吨/年的柴油加氢装置。该装置采用SINOPEC开发的SRH液相循环加氢工艺,以直馏柴油为原料,经过加氢脱硫、脱氮,生产硫含量小于50μg/g的精制柴油产品和部分粗石脑油。设计采用LPEC开发的新型反应器分布器及床层间氢油混合溶解器等专利技术。因为生产过程及工艺不那么简单,油品中各种有害的成分导致腐蚀性强等特性存在,根据加氢装置具有高温、高压容易造成泄漏等特点,因此从设计选材到工程施工等环节,要求严格、苛刻。

1 项目简介

南方某柴油加氢装置,其中TP321合金钢管162.85米/10.9吨,管径从DN100—DN500,压缩机区域H2管线焊接球阀6个,其余部位焊接阀门19个,针对此装置的特点,高压管道直径大,管壁厚、焊接时间长、热处理周期长、现场安装和压力试验难度大,因此高压管道的施工是加氢装置施工的重点环节。

2 管道施工重点环节识别

在进行加氢装置工艺管道施工时,特别要注意高压临氢管道。要对这类装置有清晰而透彻的了解,以施工中的重点环节为导向,具体问题具体分析,针对性的采用合理的措施,以下是关于柴油加氢装置的高压管道施工的几个重要方面:(1)施工前策划;(2)原材料的检验;(3)焊工的选择;(4)管道安装过程:确认阀门已安装,检查环槽面法兰密封/金属垫是不是已密封、螺栓是不是已固定好;(5)焊缝稳定化热处理;(6)无损检测;(7)水压试验。

3 施工前策划

3.1 施工方案的策划

要实施加氢高压管道,首先要制定施工方案,这对于成功施工起着决定性的作用,施工方案涉及到以下几个方面:(1)适用标准:高压加氢管道是SHA级(石油化工类管道的最高级别),此类管道不仅要符合SH3501-2011、GB50236等基本规范,而且还要执行原材料加工的特殊工艺、制造标准、质量公称偏差及设计要求。(2)施工工艺:对管道施工的整个流程及加工方式进行重点策划,以单线图为基础,明确焊口的预留位置,确定预制的焊口及安装焊口,尽可能一次性完成切割。(3)焊接及热处理工艺:要使焊缝质量不出问题,就要制定具有针对性的成熟的焊接及热处理工艺,基于高压管道高温和临氢腐蚀的特点,通常情况下采用TP321等材质,且壁厚达到39mm,TP321管材有稳定化热处理的工艺要求。

3.2 施工准备

(1)人员准备:基于要进行高温、高压厚壁管道施工,这就要求技术管理人员具有相当高的技术水平,能够准确的审核和确认图纸。(2)机具准备预制阶段,排除常用的运输工具、焊机和打磨工具,所有管段按照图纸进行下料,进行坡口机加工,仪表和小管口也一次在坡口加工过程中全部加工完毕。(3)检验计划:必须制定一个详细的总体计划,包含施工、关键路线、资源计划、检验质量标准等为装置总体进度提供保证,分不同壁厚的检验程序,密封金属环垫的安装、螺栓的紧固程序等是质量管理计划的重点,分解其过程,按照工序制定具有针对性的检查验收制度。

4 管道施工

4.1 管材、配件的检验

根据材料检验计划,检查入库管材、配件的材质是不是符合设计技术要求,另外,还要对相关项目的质量进行复检,由于其工艺要求是有差异的,所以复检内容也不一样,如:SHA级管道管子及配件的要求应逐件进行表面检测且不得有线性缺陷,铬钼合金钢、含钼奥氏体不锈钢管子及管件(同炉批次、同材质、同规格)应进行对主要元素10%验证性检测及20%的硬度检验,TP321不锈钢的固熔热处理状态、供货材料的质量证明文件的检查等。

4.2 法兰的检验、维护及保管

系统的法兰密封是环槽的,密封面不太坚固,在运输、使用等过程中比较难保管,所以要对法兰的硬度,加工几何尺寸、环槽面的加工精度/加工角度、密封面的完好状态进行重点检查。

入库和出库的法兰,需要对密封面采取保护措施,采用塑料封头,避免造成不同形式的损伤,用一点油脂保护易生锈的法兰,直到法兰成功安装,方可不再进行保护。

4.3 金属环垫、螺栓的检验维护及保管

金属环垫的密封面/线是对于这类垫片的意义非常重大,入库时一定要对其完好性进行检,并对硬度逐件进行复测,硬度值要小于法兰硬度HB30~40的要求,检测部位避开密封面。

SHA级管道上铬钼合金钢等材质的螺栓及螺母等紧固件应采用光谱分析对其主要合金元素进行验证性分析,每批不少于10件,同时还应进行硬度复测,硬度值符合设计文件或标准规定的范围内,且每批不少于2件。

5 预制阶段

5.1 三维单线图二次设计

高压管道的三维单线图管段划分与管段安装的难易程度有着直接的、决定性的关联,本装置是提供三维单线图给施工单位,但施工单位要根据到货管线长度,对厚壁管进行实际测量,重新划分预制/安装焊口外,还应预留直管调节是最优化的方案,否责造成返工、割口,工作量会成倍增长。

5.2 坡口机械加工及分支管开孔

由于加氢高压、高温系统管道管壁有点厚,不够薄,用普通型式的气割、砂轮机加工不太容易,精度和效率都不高,不能有效地进行工程施工,特别是不能进行焊接、组对以及焊缝。所以,在预制厂对高压厚壁管全部按二次设计的管线长度进行切割,加工坡口、分支管开孔等预先完成。

5.3 焊接腐蚀机理和材料特点及采取的应对措施

5.3.1 焊缝腐蚀机理分析

通过对加氢装置事故进行调查,腐蚀分为很多种,其中,高温高压下的氢腐蚀以及焊接造成晶粒边缘贫铬,受介质作用,产生晶间腐蚀,这种腐蚀类型最严重。

5.3.2 管道材料的特点

腐蚀介质系统,使用超低碳不锈钢管道材料,再加上一些如Ti、Nb等稳定化元素,在处理腐蚀问题上,收到的效果是不错的,同时在其固熔状态下供货,从组织结构等方面使在成腐蚀的可能性变小,甚至没有这种可能。单纯的H2系统,采用优质碳素钢A106,原材料采用正火处理。但施工焊缝,由于操作环境、污染等许多方面的因素,导致焊缝、融合线部位、热影响区都表现出了各种不稳定因素或者某些不足,所以及时制定可行措施,对于创造高质量的焊接非常重要。所以,正确合理的焊接工艺,使焊缝不造成腐蚀,同时决定着装置能不能“安、稳、常、满、优”的运行。

5.4 质量跟踪

质量管理人员须对焊工进场进行考试且有相应资格证书,对初次施焊的焊口,进行全面检查,安排施焊的前3~5道焊口进行10%的RT检验及过程连续监管,以进一步确认焊工的操作水平。

组对、焊接:在未进行焊缝组对时,要保证坡口及两侧30厘米内绝对没有油污,检查组对口是否干燥,若干燥则进行焊接;基于不锈钢焊口其线膨胀较大的影响,组对间隙为3厘米到4厘米;焊口绝对不能应力组对,否则就比较容易造成腐蚀断裂。对壁厚大于等于20am的厚壁管道要分层焊接以及无损检测。

进行不锈钢焊接,要对层间温度认真把关,使焊缝、热影响区、在敏化温度区间(450~850℃)停留的时间更少。

6 安装阶段

6.1 安装前管段检查

高压系统的阀门一般都是焊接式线性密封结构(除仪表类),它的排凝放空口径比较小,要求系统非常干净。安装的时候,要对清洁度进行认真检查,保证其清洁度达标,使管路畅通,这对于装置试车、投运阶段顺利进行非常好重要。所以,一直要保证管段安装清洁度是很有重要的。

6.2 阀门安装

要保证阀门的安装方向与普通管道系统的安装方向不一样等。加氢装置高温Y型截止阀和止回阀多,用Y型截止阀的偏多,或者用字母EL在其阀体上标识,或者用箭头标识,但并不是代表流向,而是指向高压侧。安装这种阀门,一定得是生产部门与设计或阀门厂家一起协同合作,防止返工的麻烦事件的发生。

6.3 法兰密封面、密封环接触线检查确认

通过预制、保存、运输等一系列环节,准备安装法兰时,先用将丙酮浸湿棉质布料擦一下密封面,目测、手指触摸等于段确认密封面的光洁度和完好程度,合格密封面要做到表面光滑、没有机械等伤痕,两者配套检查以接触线均匀连续为合格。

6.4 硬度值不配套

环垫标准的要求,环垫的硬度要不大于法兰HB30~40,这样才能达到良好的密封效果,使法兰环槽密封面不受压伤;不然的话就得换一下密封金属环垫。

7 焊缝热处理

加氢装置中高压管线(TP321)焊接后需要进行稳定化热处理,以达到改善焊缝的性能目的。表1为焊后稳定化热处理参数。

热处理过程,升温速度300以下,自由升温,加热数度按小于220℃/h执行,恒温时间2小时,保温时间随管道壁厚的增加而增加,不再是恒温后,就会开始空气冷却。

热处理过程中注意的事项:在进行焊接阀门焊缝热处理过程中,要与生产厂家取得联系或参考其资料,明确其开、关状态。而且要对阀体的温度严格把关,未加热时,检查电阻丝缠绕位置不要接触到阀体,总体监控温度低于阀门所允许的温度极限。随时进行检查。

8 无损检测

无损检测是工艺管线施工中关键环节,针对此装置中管道压力高达19.06MPa和22.1MPa,管壁的厚度38mm,高压系统的管道按要求为100%探伤合格,为保证质量减少返工,将无损检测分两次进行,管壁厚度大于28mm的,在对焊缝底层焊致18-20mm时,完成后热时先进行X射线检测,以保证焊缝根部焊接质量,整道焊口焊完再进行二次检测。这样从根本上解决了耽误工期和保证质量的目的。

9 水压试验

水压试验是实体施工中检验质量的最后一个环节,由于高压管线压力高、升压难度大,因此必须保证在试压前将管线按照单线图和流程图全部检查实体质量,试压资料是否齐全,按照试压包提前加工好盲板和螺栓,并在上水前将所有螺栓进行紧固,尽可能在试压过程中不出现大的漏点而出现反复升压/卸压工作,以保证试压安全。

1 0 总结

在加氢装置的管道施工过程中,通过对柴油加氢装置施工中重点环节的分析和过程检查,从施工策划、材料进场检查开始、对高压管线施工有针对性的研讨,分析了临H2管线造成贫铬腐蚀的特点,从焊接、热处理、无损检测、水压试压等方面给予确认,保证了工程施工质量,为装置的“安稳长满优”运行提供保障。

摘要：通过对柴油加氢装置生产工艺特点的综合分析,结合工程设计及相关标准规范资料的研究,参与此类工程建设的经历,从原材料检验、质量管理、密封材料缺陷检查、处理、试压等方面展开研究,并提出了明确的预防、操作及管理方法和措施。

关键词：加氢,高压,临氢管道,施工

参考文献

[1]章日让.石化工艺管道安装设计实用技术问答,中国石化出版社,2001-7.

[2]张其枢,堵耀庭.不锈钢焊接.机械工业出版社,2001.

[3]石油化工有毒、可燃介质管道工程施工及验收规范SH3501 2011.

[4]石油化工钢制管法兰SH3406-96.

高压加氢装置 篇5

关键词:H2S;腐蚀;微晶蜡;加氢装置

中图分类号:TE624.43 文献标识码:A文章编号:1006-8937(2010)10-0068-02

H2S对加氢精制装置的相关设备和管道的腐蚀是一个复杂的过程,设备的腐蚀程度主要与活性硫的组分及含量有关。石油和石油产品中硫含量和硫化物的类型并不完全相同。北京石科院的研究认为:活性硫主要包括元素硫、硫化氢、硫醇、二氧化硫等。

石油中元素硫含量很少,主要是含硫化合物,在常温下元素硫及硫化物不活泼,无腐蚀性,但当温度超过150℃时,硫可与某些烃反应,生成硫化物和硫化氢。

大多数硫化氢来自石油加工过程中脂肪族硫醚、硫醇等硫化物的热分解和催化分解。在加氢过程中,噻吩类硫化物也可加氢分解生成硫化氢。它是弱酸|生气体,具有较强的反应活性。硫醇则一般集中在较轻的馏分中,随着馏分沸点的升高,硫醇含量急剧下降,在300℃以上的馏分含量极少。

石油加工过程中会分解出H2S、HCl、H2,由于存在非活性硫不断向活性硫转变,形成复杂的硫腐蚀。从腐蚀环境考虑,硫腐蚀可分高温H2S腐蚀和低温(湿)H2S腐蚀两种,两者均可造成过程设备的电化学腐蚀,其中湿H2S又可造成设备氢鼓泡(HB)、氢致开裂(HIC)、含硫化合物应力腐蚀开(SSCC)和应力导向氢致开裂(SOHIC)4种腐蚀态。

加氢精制是指在一定温度、氢分压及催化剂条件下,加氢原料中含有S、N、O等非烃化合物和有机金属化合物发生加氢脱S、脱N、脱O、脱金属氢解反应,而烯烃、芳香烃等不饱和烃则进行加氢饱和转化。反应产生的H2S通过相关脱硫工序得以脱除,对于液体残留的H2S,可以通过减压汽提的方法脱除。这一系列的反应过程中,H2S的腐蚀是时刻存在的,生产过程中无论在气相和液相中,H2S造成的设备腐蚀破裂事故、爆炸事故及人员中毒事故时有发生。尤其是在装置气相流程中,H2S腐蚀导致设备的金属流失、管路的器壁减穿孔,危害了微晶蜡加氢装置生产的安全进行。如何解决H2S的腐蚀问题,保证石油加工设备安全运行,成为一项重要工作。

1加氢装置硫腐蚀形成机理

由于含硫原油及重质原油产量日益增多,以及对油品质量要求不断提高,加氢过程的重要性与日俱增。近年来,各国对环境保护问题日益重视,从环保的角度对石油产品提出了更高的要求。这种趋势也推动了加氢装置技术的发展。

加氢是石油加工的重要过程,其目的主要有两个:一是通过加氢脱去石油中的硫、氮、氧及金属等杂质,以提高产品质量及减少对环境的污染等,即加氢精制;二是使较重的原料在氢压下裂解为轻质燃料或制取乙烯的原料,即加氢裂化。加氢装置脱硫过程的主要反应:

硫醇:RSH+H2→RH+H2S↑

硫醚:RSR+2H2→2RH+H2S↑

二硫化物:(RS)2+3H2→2RH+2H2S↑

噻吩系物加氢脱硫反应后,生成环烷烃和硫化氢。

从上述反应中可以看出:加氢装置脱硫过程的反应中,硫化物均经反应生成了硫化氢,由非活性硫转变为活性硫。

加氢装置工艺采用的是湿法脱硫方式,设备、管线主要是在H2S的水溶液环境下产生腐蚀,一般硫腐蚀分为如下3个过程:

?譹?訛H2S→H++HS-→2H++S2-

?譺?訛钢在H2S的水溶液中发生电化学反应

阳极反应:Fe2++S2-→+FeS

阴极反应:2H++2e-→H2↑

?譻?訛Fe+H2S→FeS↓+H2↑

FeS的形成,在HCl或环烷酸存在的环境中使金属表面发生均匀或局部腐蚀,这种腐蚀随着温度的升高而加剧,在80℃温度下腐蚀速度最高,在110℃～120℃温度下腐蚀速度最低。加氢装置过程中的HCl或环烷酸主要是来源于注水和原料。

氢原子渗透到钢材中形成了间隙原子,间隙原子都有向缺陷处聚集的现象,一般温度越高,聚集效应则越明显。而氢原子在相当低的温度下就具有向

缺陷处扩散聚集的能力。

从理论上通常认为:硫化氢水溶液环境下的腐蚀可分为氢鼓泡、硫化物应力腐蚀、单质硫腐蚀等形式。

2硫腐蚀的影响因素

硫化物在加氢过程中转化为对设备具有腐蚀性的活性硫,其腐蚀性与温度、水分和介质流速等因素密切相关。

①在温度小于120℃且有水存在时,与无机盐对设备的腐蚀类型相似,形成HCl—H2S—H2O型腐蚀介质。

②在无水的情况下,同样的介质在温度虽升至240℃,对设备仍无腐蚀。

③当温度大于240℃时,硫化物开始分解,生成硫化氢,形成高温S—H2S—RSH型腐蚀介质,随着温度的升高,腐蚀加重。

④当温度大于300℃时,H2S开始分解为H2活性很高的S,S与Fe反应生成FeS,在设备表面形成FeS膜,对设备腐蚀起到一定的保护作用,但金属形成了表面腐蚀,但如有HCl或环烷酸存在时,FeS保护膜被破坏,又加深了硫化物的腐蚀。

3加氢装置H2S腐蚀分析

3.1低温区

硫腐蚀的影响主要集中在低温部位的设备,如高压分离器、低压分离器、脱硫罐、冷高压分离器、产品汽提塔及真空脱气系统等等,这些部位的温度均在45℃～150℃的温度范围内,有水存在,形成了HCl—H2S—H20电化学腐蚀,硫化物直接与生反应,造成腐蚀。

通常情况下,腐蚀多发生在设备材料最高硬度区、易产生较大应力集中的部位,其硬度超过HRC22的安全值,且多属晶间型,沿着晶界扩展。

3.2高温区

物料中存在各种硫化物,但只有活性硫化物才有腐蚀作用,非硫化物分解成H2S一般在260℃时开始显著,约在480℃时基本完成。因此炼油设备高温硫腐蚀较严重,基本上是一种化学腐蚀。

另外,工艺设备在结垢状态下也会加剧腐蚀,这是因为由于结垢而改变了二者的电极电位,加速了硫腐蚀的电化学反应。

3.3疲劳破坏加剧硫化物腐蚀

加氢装置反应条件较为苛刻,工艺设备腐蚀也比较严重。同时,温度的波动会造成流体气化程度的变化,从而诱导其流动状态的变化产生振动,增了设备所承受的疲劳载荷,致使开孔接管处的局部峰值应力很高,形成局部塑性区。疲劳破坏一般从高应力区开始,该区的晶粒产生滑移,在交变应力的用下,逐渐发展成细微裂纹,而硫化物尤其是硫化氢引起的氢渗透等腐蚀相应地加速了裂纹扩展,二者相互促进,加速了破坏的进程。

3.4硫化氢和氯化氢的联合腐蚀

在生产过程中,除会产生H2S外,其中的氯化物还会受热水解而生成HCL。当氯离子达到一定浓度,就会形成HCL—H2S—H2O 型腐蚀介质,对设备和管道有严重的腐蚀作用。此时即就是使用能抗硫腐蚀的OCrl3或18-8钢,效果也不好,因为氯离子对他们有强烈的腐蚀作用。

4对策措施

①材料升级,注重防腐。对于新建和改扩建项目设计时,必须充分考虑产品中硫分布的新情况。设对备选材时,对易发生硫化氢腐蚀的部位应选用耐H2S腐蚀性能好的材料,重视防腐工作。湿H2S中不用高强钢,尽可能选用强度级别偏低的材料,一般用钢采用σs≤335MPa和σb≤630MPa、HB≤200的钢材。

②选择合理的原料方案。降低原料中总硫含量和酸值,减轻加氢装置等装置硫腐蚀影响。合理选择并加注缓蚀剂。如在低温区加注多硫化钠或JCF-97,加注量一般控制在大约15×10-6～35×10-6,就可起到良好的缓蚀、有效保护设备的作用。用除盐水取代新鲜水用于稀释缓蚀剂,以降低垢下腐蚀。

③H2S浓度控制。加氢精制或加氢裂化反应器内必须保持一定的H2S分压,否则硫化态的Mo(W)-Ni组份因失硫而活性下降。在反应气氛中,需要有一个最低的PH2S/PH2比值。高压加氢H2S浓度一般保持500PPm~5000PPm左右,浓度低于下限,催化剂活性逐渐降低甚至丧失;浓度太高,容易腐蚀设备,所以需要严格控制其浓度,还应防止NH4HS对管线及产品质量的影响。

④加强在用设备、管道的日常维护管理工作,严格按要求对在用压力容器、压力管道进行定期检验。保持平稳操作,避免操作压力、温度、液位等工艺金属铁发参数的频繁波动,减少疲劳破坏的几率。

⑤严格控制制造质量。主要是要求设备或管道焊缝及焊接热影响区的硬度限制在一定的范围内。焊后应进行消除应力的退火处理。

5结语

文章基于工作安全及设备使用安全考虑,追本溯源的对硫腐蚀形成机理进行分析,在此基础上,着重从四个方面对加氢装置H2S腐蚀进行探究,从而使文章有针对性的提出了H2S腐蚀防止措施,从材料、原料、H2S浓度、设备管理、制造质量五个方面有效的防止了H2S腐蚀,在实际工作过程中,一个重要前提就是对H2S腐蚀的产生有一个比较清楚的认识,以便从技术、人力、物力方面综合性的提出解决措施,保证设备的安全运行及人员的生命安全。

参考文献:

[1] 王菁辉.赵文轸.部分炼油装置湿硫化氢的腐蚀与工艺防腐蚀[J].石油化工腐蚀与防护,2008,25(6).

高压加氢装置 篇6

本文根据腾龙芳烃加氢裂化装置气密期间, 高压环连接法兰密封泄露的案例进行原因分析及实践处理, 并提出高压环连接法兰及金属环垫在施工建设期间的有效质控方法。

1 环连接法兰概况

2013年6月加氢裂化装置反应系统高压H2气密过程中, 发现反应加热炉出口法兰密封面有微量的氢气泄漏, 经检测其泄露量达到600PPM, 气密不合格。该部位的法兰材质为ASTM A182 F321 (0Cr18Ni10Ti) , 规格DN250-2500LB, 密封面为RJ环槽面;金属环垫为八角垫, 材质为347 ASME B16.20 (0Cr18Ni11Nb) , 规格DN250-2500LB。经拆检发现八角垫表面洁净、无损伤, 法兰环槽密封面有明显压痕 (痕深约0.5MM) , 详见实物图1及剖面图2。

2 环连接法兰密封失效分析

一般情况下环连接法兰密封失效有以下几种原因:

2.1 施工安装不力密封面破坏造成密封失效

在施工安装过程中, 野蛮作业对密封面造成的直接压碰损伤, 甚至造成密封面贯穿性损伤, 也有因八角垫安装前, 密封面未能彻底清洁夹带杂质, 尤其是铁锈、沙粒等硬颗粒, 锁紧过程中造成密封面挤压破坏, 形成凹坑、麻点。

2.2 预紧力不足造成密封失效

通过法兰螺栓的预紧, 八角垫产生弹塑性形变, 八角垫与法兰环槽面达到一定的线密封宽度, 从而保证其泄漏率在合格范围内。在一定范围内预紧力增加, 线密封宽度将增大, 泄漏率减小, 一般在线密封宽度大约1mm, 泄漏率极低且稳定, 此时继续增大预紧力, 线密封宽度加大, 对泄漏并无明显影响, 故保证有效线密封宽度前提下, 需有足够的预紧力, 但无需过大。

2.3 加工精度不足造成密封失效

法兰环槽面及八角垫密封面倾斜角23°±0.5°, 表面粗糙度Ra≤1.6um, 将保证环连接面的最有效密封。环连接配对法兰及八角垫密封面同心度、中心距的加工精度不足也将导致密封泄漏。

2.4 法兰与八角垫材料硬度差不足导致密封失效

《HG/T20592-20635-2009钢制管法兰、垫片、紧固件》中要求“金属环垫材料的硬度应低于法兰材料的硬度”, 当金属环垫材料的硬度高于法兰材料的硬度时, 将导致法兰环槽密封面出现压痕, 若不对密封面进行加工修复处理, 安装新八角垫后, 将受压痕影响, 八角垫密封面与法兰环槽密封面未能有效紧密接触, 破坏线密封宽度, 最终导致密封泄漏, 详见图3。

通过对有明显压痕的法兰及其配对八角垫的硬度测量, 选取其中一组典型数据为例, 详见表1, 结合现场法兰环槽密封面压痕, 可以得出反应加热炉出口法兰泄漏原因为:八角垫材料的硬度高于法兰材料的硬度, 在螺栓预紧力作用下, 法兰密封面出现压痕, 影响线密封宽度, 导致密封泄漏。

3 处理方法

环连接法兰密封面破坏导致密封泄漏, 一般处理方法有:A更换法兰;B密封面机加工修复。根据本装置的现场状况, 反应加热炉出口受损法兰规格较大, 数量较多, 材质为ASTM A182F321, 此类法兰采购周期较长, 采取更换法兰的处理方式, 施工周期也较长, 同时因现场法兰位置局限, 无法满足在线车床机加工要求, 以上两种处理方式不但代价高昂, 不切实际, 而且不能从根本解决“因八角垫材料硬度高于法兰材料的硬度, 法兰环槽密封面产生压痕, 导致密封破坏”的问题。

结合装置反应加热炉出口法兰密封面的损伤状况, 必须解决硬度差不足带来的损坏, 参照《SH/T3406-2013石油化工钢制管法兰》标准, 0Cr18Ni10Ti法兰材料热处理最大硬度为180HB, 《SH/T3403-96管法兰用金属环垫》标准中规定0Cr18Ni11Nb金属环垫材料最大硬度为160HB, 标准中对法兰、金属环垫硬度并无下限规定, 故法兰、八角垫材料本身硬度都符合要求, 但是不满足“金属环垫材料的硬度应低于法兰材料的硬度”的安装配合要求。在线法兰硬度已然无法改变, 我们可以通过采购0Cr18Ni11Nb八角垫, 同时要求其热处理后材料硬度≤145HB, 并对八角垫的八个角进行加大倒角的特殊机加工处理, 详见图4, 经特殊加工过的八角垫与法兰环槽面配合安装, 不受法兰环槽密封面上的压痕影响, 能使八角垫与法兰密封面紧密接触, 保证线密封宽度, 达到密封要求。经本装置运行实践证明, 不论在高压氢气气密期间还是正常生产期间, 特殊加工处理后的环连接密封泄漏率在5—50PPM之间, 远小于300PPM, 符合安全使用要求。

4 结语

对损坏的密封面进行修复, 只是作为补救措施, 高压环连接法兰的密封质量, 主要在于装置建设前期材料技术参数控制及施工安装过程控制。以本案为例, 装置建设前期, 法兰、八角垫采购应明确相关技术参数, 法兰 (0Cr18Ni10Ti) 的材料硬度除了满足标准最大硬度 (180HB) 要求, 更应限制最低硬度160HB, 同理应要求八角垫 (0Cr18Ni11Nb) 的最大硬度不超过145HB, 一般环连接管法兰宜比金属环垫硬度大15-20HB, 环连接容器法兰应比金属环垫硬度大30-40HB。在高压环连接法兰密封安装前, 必须组织联合验收, 检查密封组件有无锈蚀、凹坑等缺陷, 对法兰及八角垫密封面用除锈剂清洗、擦净;安装过程中应避免密封面与其它硬物碰撞、摩擦产生划痕及麻点等缺陷 (轻微锈蚀的密封面可以用细砂纸 (180#或220#) 沾润滑油, 对锈蚀面沿周向轻磨处理, 并用除锈剂对密封面进行清洗、擦净) , 锁紧螺栓要有足够的预紧力并均匀锁紧, 一般螺栓规格小于M39, 可采用敲击扳手对称敲击锁紧, 大规格螺栓锁紧宜采用液压扳手、拉伸器等液压锁紧工具按规定力值进行均匀锁紧。通过以上措施来实现装置环连接密封面泄漏率小于300PPM, 确保装置安全运行。

参考文献

[1]GB150-2011.钢制压力容器.

[2]SH/T3406-2013.石油化工钢制管法兰.

[3]SH/T3403-96.管法兰用金属环垫.

[4]SH/T3501—2001.石油化工剧毒、可燃介质管道工程施工及验收规范.

在用加氢裂化高压空冷器安全浅析 篇7

根据其它同类型装置的运行情况, 加工高硫油, 其硫化氢对设备的腐蚀加重, 高压空冷器管束减薄问题较突出。加氢裂化装置的高压空冷器盛装介质为高压氢气和生成油, 一旦泄漏, 大量外喷, 有可能引起火灾爆炸, 其后果不堪设想。国内外均有高压空冷器泄漏起火的事故发生。为确保芳烃厂加氢裂化生产装置的长周期运行, 适应高硫原油炼制工艺的工况, 根据加氢裂化装置中高压空冷器的实际使用情况, 重点分析高压空冷器产生失效的原因, 探讨防止失效的安全措施。

1 高压空冷器的主要腐蚀环境及耐蚀材料浅析

加氢裂化装置原设计采用两段全循环工艺流程, 以胜利轻质原油的减压柴油 (VGO) , 轻焦化柴油 (HCGO) 的混合油为原料, 使之100 %地转化为终馏点>177 ℃的重石脑油和更轻质的产品, 为铂重整装置提供原料。根据市场发展的需求, 于1993年进行扩建改造, 将原设计1 200 kt/a的处理能力扩大到2 000 kt/a。装置于1989年10月投产, 至今已安全运行20年。加氢裂化在加工进口原油VGO生产中, 硫平衡是一个主要问题。长期大配比炼沙特、伊朗原油的VGO会使循环气中的H2S浓度降低, 硫从催化剂表面向循环气扩散, 造成催化剂上的硫流失而导致活性下降[1]。

加氢裂化装置现用的高压空冷器的管束为碳钢, 由于原料性质改变, 腐蚀介质H2S, NH3, NH4HS含量大幅度提高, 加速管速腐蚀, 反应馏出物空冷器的腐蚀特征是, 由流体中的H2S和NH3反应生成NH4HS腐蚀。

1.1 H2S+NH3+H2+H2O腐蚀环境

H2S+NH3+H2+H2O腐蚀环境是:为了避免物料中的H2S和NH3化合生成的铵化合物沉淀堵塞管路注水冲洗而形成的。

目前, 工程设计空冷器管子选材的准则是依据KP值的大小进行的:

式中:KP—物流的腐蚀系数;

H2S—物料中H2S的浓度;mol%;

NH3—物料中NH3的浓度;mol%。

(1) KP小于等于0.07 %材料为碳钢;

(2) KP小于等于0.1 %～0.5 %材料为碳钢;流速适应范围为4.6～6.09 m/s;

(3) KP大于0.5 %, 当流速低于1.5～3.05 m/s或高于7.62 m/s时, 选用3RE60、Monel及lncoloy800高合金材料。

现在高压空冷器的管束均为碳钢, 由于原料性质改变, 腐蚀介质H2S、NH3、NH4HS含量大幅度提高, 加速管束腐蚀, 腐蚀速率0.5～0.6 mm/a, 能否适应高硫原油, 答案不一定是否定的, 因为反应馏出物空冷器的腐蚀特征是由流体中的H2S和NH3反应生成的NH4HS腐蚀。因而影响腐蚀的最主要因素是H2S和NH3的浓度。根据美国腐蚀工程师协会1975年对大量此类空冷器调查归纳出的规律认为:空冷器进料中的H2S和NH3的摩尔浓度的乘积定义为KP值, 当KP小于0.5时, 且管内流体的流速控制在4.6～6.1 m/s范围内, 碳钢管子是可以使用的。所以, 对于进口的原油来说, 虽然硫含量较高, 但形成NH3的氮含量较国内原油少, 因此KP值可能增大, 但是不一定超过0.5, 如扬子石化公司加氢裂化装置, 算得KP值为0.3, 为碳钢应用的卡边区。

炼制进口高含硫原油后, 当KP小于0.5时, 其碳钢管不一定必须改为更高档的材质。但是, 由于反应流出物空冷器的腐蚀是个很复杂的现象, 绝不可简单地只考虑KP值是否小于0.5。根据有关资料, 下述诸因素值得注意:

(1) 随着KP值的增大, 允许的流速范围逐渐变窄。必须充分注意尽可能使空冷器管内的流速不在较大范围内变化。当KP大于0.5时, 空冷器的合适流速为4.6～6.1 m/s。

(2) 最大限度地减少进料中氰化物和氧的含量。

(3) 采用有效防护措施, 如保证进料均匀分配, 进口管端加不锈钢保护衬套等等。

(4) 加强监测, 在高压分离器的水相部分定期取样分析高压分离器水中的NH4HS浓度, 当浓度小于2 %时, 按国外经验认为腐蚀较轻。

1.2 高温硫腐蚀

在加氢裂化装置及其附属产品分离系统中会出现高温硫腐蚀, 控制高温硫腐蚀主要从选材考虑。在加氢空冷器的弯头部位, 冲刷会加速硫腐蚀, 在H2与H2S共存时, 腐蚀被加速, 在高温富氢环境中, 本来在上游难以分解的硫化物几乎全部转化为H2S, 而且氢对FeS保护膜有破坏作用, 因此含氢的腐蚀环境比单纯的高温腐蚀更加苛刻[2]。

1.3 湿H2S腐蚀开裂

湿H2S环境开裂是指水或含水物流在露点以下与H2S共存时, 在压力容器与管道中所发生的开裂事故或事件。对低合金高强度钢在湿H2S环境中的开裂机理进行研究的基础上, 一般认为湿硫化氢引起的开裂有以下几种形式:

(1) 氢鼓泡。硫化氢腐蚀过程中析出的氢原子向钢中渗透, 在钢中的裂纹、夹杂、缺陷等处积聚并形成分子, 从而形成很大的膨胀力。随着氢分子数量的增加, 对晶格界面的压力不断增高。最后导致界面开裂, 形成氢鼓泡, 其分布平行于钢板表面。氢鼓泡的发生并不需要外加应力。

(2) 氢致开裂。在钢的内部发生氢鼓泡区域, 当氢的压力继续增高时, 小的鼓泡裂纹趋向于相互连接, 形成阶梯状特征的氢致开裂。钢中MnS夹杂的带状分布会增加氢致开裂的敏感性, 氢致开裂无需外加应力。

(3) 硫化氢应力腐蚀开裂。湿硫化氢环境中产生的氢原子渗透到钢的内部, 溶解于晶格中, 导致脆性, 在外加拉力或残余应力作用下形成开裂。硫化氢应力腐蚀开裂通常发生在焊缝与热影响区等高硬度区。

(4) 应力导向氢致开裂。应力导向氢致开裂是由于应力引导下, 在夹杂物与缺陷处因氢聚集而形成成排的小裂纹沿着垂直于应力的方向发展, 即向压力容器与管道的壁厚方向发展。应力导向氢致开裂常发生在焊接接头的热影响区及高应力集中区如接管处、几何突变处、裂纹状缺陷处或应力腐蚀开裂处等等。

由于原油中含硫越来越高, 使压力容器和管道有更多的机会在湿硫化氢环境中使用, 近十年来在湿硫化氢环境中引起的压力容器和管道事故显著增多, 尤其以应力导向氢致开裂引起的事故更为突出, 如1991年德国的VEBA公司加氢裂化空冷器在三通处因冲刷出现管壁减薄而发生泄漏爆炸着火事故;2000年5月镇海炼化高压空冷管束A301H曾发生泄漏起火。因此建议加强这方面的技术研究。

2 空冷器管线的腐蚀问题浅析

加氢处理单元反应器出料空冷器及其配管的腐蚀问题作为一个研究的焦点已有很长一段时间。1975年在美国腐蚀工程师协会的支持下, Bob Piehl先生进行了一项广泛的行业调查并发表了他的研究成果, 其研究成果被广泛用于选择加氢处理单元这一部分的材料和防腐蚀措施的依据。

HN4HS是氨和硫化氢在加氢处理过程中的产物。当反应器出料物流冷却时, 氨和硫化氢就形成固体的硫氢化铵。由于硫氢化铵在水中具有高的溶解度, 因此在工艺上注入冲洗水以防止铵盐的沉积。在一定的浓度和流速下, 硫氢化铵溶液会对碳钢构成强的腐蚀性。受硫氢化铵腐蚀最为脆弱的管线是反应器出料空冷器的进料上游管线 (注水管线注入口的上游及下游) 以及反应器出料空冷器和分离器之间的管线。此外, 反应器出料空冷器自身也是腐蚀的薄弱部位。

硫氢化铵腐蚀的严重性已被证明与Kp因子成比例关系。为了使反应器出料空冷器的碳钢配管的铵盐腐蚀性降至最低, 应该服从以下原则:

(1) 反应器出料空冷器的所有入口管线应对称配管。

(2) 管内物料的线性流速严格控制在最大6.1 m/s和最小3.05 m/s之内。

(3) 分离器水相的铵盐浓度应严格控制。

3 空冷器的安全维护对策

(1) 对反应器出料空冷器管线建立一个可靠的腐蚀检测计划。检测采用超声直波技术测厚, 沿管线长度每0.5 m测一次, 每次沿圆周方向测4个点 (每90°圆弧测一个点) 。此外, 还要检测空冷器的弯头和其它经判断存在湍流或死区的部位。

(2) 加强监测。在高压分离器的水相部分定期取样分析高压分离器水中的NH4HS浓度。定期向有关部门提供分析数据。

(3) 对易腐蚀的管线, 可选用耐腐蚀性的钢材来逐步替代现有的碳钢配管, 确保空冷器的本质安全。

(4) 对空冷器集合管两端的死管, 采用弯管形式来替代。

(5) 空冷器管束内流体的流速超出3.05～6.1 m/s范围的管线重新校核更换。

(6) 不管是国外或国内对于炼制高含硫原油的防护经验, 要从公司炼油厂入手, 常减压装置的低温轻油部位仍然是要搞好“一脱四注”的工艺防护、提高脱盐技术。对加氢裂化高空冷器注水, 分馏塔注缓蚀剂, 重整装置加氢处理高压空冷器注水等措施。

(7) 建立一个防腐蚀的专家系统, 其中包括工艺防腐、材料防腐。

(8) 为了生产装置的“安、稳、长、满、优”运行, 还需要与国内科研院所、高等院所合作开发, 共同攻关, 对设备和管道进行剩余寿命预测研究。

(9) 组织技术交流和调研。主要针对国内兄弟企业加氢裂化高压空冷失效原因调查与主要失效模式进行分析, 开展安全性能评价, 对加氢裂化高压空冷管束检测技术进行研究。

参考文献

[1]乔桢遴.加氢裂化高压空冷器安全运行分析[J].安全、环境和健康, 2001, (10) :8-10.

加氢裂化装置节能措施分析 篇8

1 加氢装置能耗的状况分析

根据相关统计, 从2002年到2005年期间, 由于对加氢裂化装置实行了大量节能改造, 加氢裂化装置在能耗方面趋于稳定, 但是依然需要我们不断努力, 寻求突破。

1.1 能耗特点

加氢裂化工艺过程主要包括催化加氢反应、油品分馏和氢气高压压缩等过程。

装置用能有如下特点:

1.1.1 总输入能量多, 升压用电在能耗中所占比例大。

加氢裂化装置进料和氢气的升温、升压均需要供入大量能量, 循环氢压缩机用3~5MPa蒸汽驱动, 能耗较高。加氢裂化装置反应压力高, 进料和氢气需由电动的进料泵和补充氢压缩机进行升压, 电耗较高。

1.1.2 化学耗氢量与反应苛刻度 (或转化率) 有关。

加氢裂化反应过程苛刻度高 (转化率高) , 耗氢量大, 所需补充氢压缩机功率大, 压缩能耗也相应上升。

1.1.3 可回收利用能量多。

加氢裂化过程为加强放热反应, 可供回收利用的热量多。加氢裂化反应产物须由高压减至低压后进入分馏进行产品分离, 减压过程通过阀门进行, 能量损失大, 可通过增设涡轮机进行回收, 驱动高压进料泵、高压贫胺液泵。

1.1.4 低温热多。

高能级的热量输入加氢裂化装置后, 通过一系列的化学和物理过程, 大部分转化成为低温热, 即150℃~200℃以下油品的热量及排入大气的400℃以下烟气热量等。利用好这部分热量, 也是降低装置能耗的一个重要方面。

1.2 影响能耗的因素

1.2.1 工艺条件

加氢裂化装置在催化剂确定后, 影响加氢效果的主要工艺条件是反应压力、反应温度、空速和氢油比等, 这些工艺条件与能耗有着直接的关系。

1.2.2 原料、目的产品

加氢裂化装置原料性质的优劣、目的产品的质量要求对加氢裂化反应操作条件有很大的影响。随着原料变重、性质变差, 目的产品质量要求的升高, 能耗也将随之增加。

1.2.3 装置组成

加氢裂化装置组成不同, 其能耗也不同, 装置组成越复杂, 其能耗也越大。

1.2.4 装置负荷率

加氢裂化装置的负荷率越高, 能耗越低。

2 存在的问题

劣质化、重质化的加氢裂化原料的使用会带来三种严重的后果, 一方面加大了腐蚀化程度, 大大浪费了在氢气阀门内氢气的浪费, 另一方面是会形成结垢现象, 十分不利于原料油高压换热器的运行, 此外还会导致燃料用量的上升。所以, 在低碳环保的大环境下, 必须对加氢裂化进行进一步的改造, 以充分提高装置的运行水平和稳定性, 实现节能环保。当前还存在的主要问题有:

第一、加热炉内的气体未经任何处理, 直接燃烧, 未经任何措施, 直接排放。

第二、紧急泄压阀会形成内漏现象, 造成大量氢气的泄露。

第三、装置内部结构现象将更为严重, 导致换热效果大大降低, 导致燃料气量大量上升。

3 节能对策的提出

3.1 增加加热炉烟道气余热回收系统

当前所使用的设备是上世纪六七十年代设计的, 很多企业的工程师对设备进行过相应的改造, 但是还是存在大量问题, 最严重的问题就是在于——加热炉内的气体未经任何处理, 直接燃烧, 未经任何措施, 直接排放。能源浪费现象十分严重。

另外, 有经验的工程师都知道热管是最为常见的效率很高的传热原件, 热管利用管内液体不断的蒸发和冷凝这一循环来实现热量的传递, 热管的工作不需要外界的干预, 能够自动工作。很多企业已经开始将热管作为加热炉烟道气余热的回收设备。相关资料显示, 使用热管, 能够将空气预热温度提升到143℃以上, 加热炉的工作效率将提升六个百分点, 能够产生很好的经济效益。

3.2 优化新型阀门

当前使用的紧急泄压阀的参数指标多为0.7MPa/min、2.1MPa/min, 这类泄压阀在运转中精度较差, 在加上相关截止的长期侵蚀, 泄压阀的内部会出现内漏现象, 从长远的角度看, 会造成很大程度上的浪费。相关石油企业将阀门换成6级加压控制阀, 并装备了仪表风管, 及时在系统的故障维护期, 也能维持二十分钟内锁死。通过这一措施可以很大程度上减少氢气的浪费, 创造很大的经济效益。

3.3 采用新型燃烧器

传统燃烧器的燃烧效率很低, 造成大量热量的损耗, 而且随着使用年限的不断增加, 热效率会越来越低。需要为加氢裂化装置装备新型的燃烧器。LGH-Q型燃烧器是当前最先进的燃烧器, 在很大程度上提高了燃烧效率, 提高了导热性, 能够在节约动力的基础上节约大量的燃料, 从而实现节能, 提高了经济效益。此外, LGH-Q燃烧器能够帮助炉管热的均匀, 很大程度上提高表明的热强度以及热效率, 强化了装置的传热性能, 提高了热负荷以及热效率, 此外, 还可以调节装置的燃气量调节环来对装置的燃烧状况进行适当的调整, 从而进一步提高装置的燃烧效率, 和传统燃烧器相比在达到相同热量的前提下, 节约大量的燃料。

3.4 减少氢气的泄露

循环氢压缩机上会有大量的氢气泄露, 从而造成氢气的浪费。相关工作人员要仔细检查循环氢压缩机放空阀门内漏情况, 解释解决, 从而减少浪费, 实现节能。

结语

石油石化工业中劣质化、重质化的加氢裂化原料的使用会带来三种严重的后果, 本文中, 作者结合工作实际, 就对加氢裂化装置节能对策的思考这一重要议题展开讨论提出相应的节能对策。

摘要：加氢裂化 (Hydrocracking, HC) 技术具有加工原料范围广、产品质量好、液体收率高、生产灵活性大等特点, 是现代炼油和石油化工企业油、化、纤结合的核心工艺之一。HC装置的操作状况和用能水平对企业能耗及经济效益有着重要影响。

关键词：加氢裂化,装置,能耗,节能

参考文献

[1]陈安民.石油化工过程节能方法和技术[M].北京:中国石化出版社, 1995:66-76.

[2]中国石油化工总公司.石油化工企业能量平衡标准, SH2600-92, 1992.

加氢裂化装置轻烃组分的回收 篇9

目前, 加氢裂化装置产生的冷低分气、脱丁烷塔顶、脱乙烷塔顶有7000Nm3/h左右富烃气体产生, 在催化剂后期, 随着裂化反应床层温度的提高, 二次反应随着加剧[1], 会有更多的气体产生, 当前轻烃吸收塔未投运, 其中的轻烃组分随富氢气体进入瓦斯管网烧掉, 造成资源浪费。

1.1 加氢裂化装置冷低分气中轻烃组分分析

在加氢裂化装置的反应部分, 热高分油经过热低压分离器 (V3405) 分离后, 将热低分气经过热低分气冷却器 (E3404) 冷却后进入冷低压分离器 (V3406) 分离, 分离出的冷低分气进入膜分离装置。目前E3404 冷却效果不佳, 冷后温度较高, 一般在75℃左右, 一部分轻烃组分不能冷却下来, 随冷低分气进入膜分离装置, 一方面会使膜分离装置带液严重, 对膜造成损坏, 甚至造成膜分离装置联锁自保[2], 另一方面浪费一部分轻烃组分。

1.2 加氢裂化装置脱丁烷塔顶气分析

经过反应的生成油进入脱丁烷塔 (T3401) 被分离为塔顶气体、塔顶液化气和塔底稳定油, 塔顶液化气经脱乙烷塔脱除C2后, 得到稳定液化气。本装置设有轻烃吸收塔 (T3406) , 充分回收价值较高的轻烃组分, 采用重石脑油作为吸收油, 吸收轻烃组分后的富吸收油与冷低分油混合循环至T4301。目前T3406未投运, 主要因为在投运期间T3406选用吸收剂为重石脑油, 这样会用5t/h左右的石脑油在分馏部分不断循环, 造成分馏塔T3403塔顶负荷过大, 影响分馏部分的操作。 T3401、T3402 (脱乙烷塔) 塔顶气体直接去脱硫部分[3], 经过富氢气体脱硫塔 (T3408) 出装置。从操作数据可以看出, 这部分轻烃组分主要是C3、C4等, T3406投运前后轻烃组分含量最高达25%。

2 加氢裂化装置轻烃组分的回收方法探讨

针对120×104t/a加氢裂化装置而言, 轻烃组分的损失主要存在于未投运轻烃吸收塔、E3404 的冷却效果不佳导致一部分轻烃组分未能回收。因此, 主要从改善E3404换热效果及投运T3406并改变T3406吸收剂以这两方面回收加氢裂化装置的轻烃组分。

2.1 改善E3404冷却效果回收低分气轻烃组分

冷低分气中轻烃组分的损失主要是由于E3404冷却效果不佳, 冷低分气中大约有10%以上的轻烃组分损失掉, 建议再串一台冷却器以达到比较理想的冷却效果, 将部分可回收利用的轻烃组分回收, 既能充分利用资源、减少能源浪费, 又能有效地保护膜分离装置。在串联E3404B前热低分气的冷后温度为75℃, 串联后将冷后温度降到40℃左右, 可以回收大部分C4及以上轻烃组分。从生产数据分析E3404 冷后温度降到40℃左右时, C3组成基本不变, C4部分回收, C5、C6+基本全部回收, 通过计算液化气收率可提高0.22%, 石脑油收率可提高0.30%[4]。

检修期间, 对E3404进行了清洗并串联一台同样型号的冷却器, 在目前运行情况下E3404的冷后温度可降到25℃, 冷低分气中的轻烃组分明显降低。

2.2 投运T3406回收轻烃组分

装置投运了T3406后, 将部分轻烃组分回收, 尤其是其中的C5、C6组分在投运T3406 后基本可以全部回收。这样液化气的收率有所提高, 装置的轻质产品收率会得到进一步提高。投用T3406后C3回收4%左右, C4回收8%左右。计算得出, 液化气的收率可提高0.35%, 石脑油收率可提高0.10%。通过计算得到, 装置干气中轻烃组分的损失情况如表3所示。装置在当前运行状况下有2.63 t/h的轻烃组分损失掉, 其中液化气2.02t/h, 石脑油0.61 t/h, 即有1.95%的轻质产品损失[5]。

3 结语

通过本文对加氢裂化装置干气中轻烃组分损失的分析, 现得出以下结论:

(1) 装置在当前运行状况下有2.63t/h的轻烃组分损失掉, 其中液化气2.02t/h, 石脑油0.61t/h, 即有1.95%的轻质产品损失; (2) 热低分气冷却器E3404在目前冷却的基础上串联一台冷却器E3404B, 改善E3404的冷却效果, 液化气收率可提高0.22%, 石脑油收率可提高0.30%; (3) T3406 投运后有10%以上的轻烃组分回收, 液化气产量可提高0.35%, 石脑油收率可提高0.10%; (4) E3404 及T3406 的相应措施实施后, 可回收0.57%的液化气及0.40%的石脑油。即可回收0.97%的轻质产品。

参考文献

[1]李立权.加氢裂化装置操作指南.中国石化出版社, 2005.210-234.

[2]《低分气回收装置操作规程》, 2010年发布.

[3]金德浩, 刘建晖.加氢裂化装置技术问答.中国石化出版社, 2008.30-37.

[4]赵孟娇, 陈宝东.加氢裂化装置用能分析及节能.节能技术, 2007.25 (141) .50-66.

[5]卢焕章.石油化工基础数据手册.化学工业出版社, 1982.144-159.

蜡油加氢装置分馏优化的探讨 篇10

1 分馏简介

分馏部分采用双塔汽提方案, 产品分馏塔采用进料加热炉供热, 柴油馏分自T5102第17块板抽出, 一部分经中段蒸汽发生器 (E5112) 发生0.5MPa (G) 蒸汽后回流, 另一部分进入柴油汽提塔 (T5103) 。主产精制蜡油, 副产少量石脑油和柴油。加氢装置进料为260T/h, F5102出口温度为370℃ (设计温度为385℃) 。

2 分馏优化

2.1 分馏优化的方案

分3个阶段逐渐降低F5102出口温度, 分别为300℃阶段、260℃阶段、停炉阶段。

2.2 实际操作步骤

2010年8月26日开始对分馏系统进行优化操作, 停分馏塔T5102汽提蒸汽, 分馏加热炉F5102出口温度由370℃以2℃/h~5℃/h速度开始降温。2010年9月4日F5102出口降至260℃恒温。期间, 相继停了柴油泵P5107、中段回流泵P5115、含油污水泵P5109、空冷A5103、A5104、A5105, 停掉了E5108循环水, 停掉了两台低压汽包V5114/2、V5114/3。到9月25日F5102停炉, 停产柴油、石脑油。分馏优化前后操作参数如下表1所示:

2.3 分馏优化效果

优化后加氢装置的综合能耗由10.27kg标油/吨降至7.55kg标油/t, 下降了2.72kg标油/t。其中循环水减少了2 720.89t/d;除氧水减少了125.96t/d;燃料气减少了13.09t/d;电少用了1 800kW·h/d。原料性质和精制蜡油产品质量如下表2所示, 产品质量未有大的变化, 说明随着分馏炉的降温, 汽提蒸汽温度虽然有所降低, 但脱硫化氢汽提塔的脱硫效果未受太大的影响。

这说明, 在分馏优化前后蜡油原料性质波动不大前提下, 产品质量波动不大, 并且达到要求的指标, 而且使装置的能耗下降了2.72kg标油/t, 并且还有节能的余地。

2.4 分馏优化注意事项

1) 降温过程中要特别注意产品蜡油泵P5106的运行状况, 避免因温度的降低, 油品粘度的变化对泵的运行产生较大影响;

2) 蜡油换热器E5104切至副线后, 要排净换热器管程内的存油, 用蒸汽吹扫干净, 避免蜡油在换热器内冷凝;

3) 在以上各阶段操作过程中, 注意加强对精制蜡油、V5109顶酸性气、含硫污水的分析以及T5101底油中的含水量, 以确定脱硫化氢汽提塔的脱硫效果, 汽提蒸汽温度变化后塔底是否带水以及精制蜡油各指标的变化情况对下游装置 (一催化、二催化装置) 的影响;

4) 在每个温度阶段要加强与下游装置 (一催化、二催化装置) 的联系, 避免因进料性质的变化造成对上述装置的影响;

5) 在降温过程中, 注意空气预热器前的排烟温度≮120℃, 以免引起低温露点腐蚀;

6) 当1.0MPa汽提蒸汽温度低于250℃, 要加强对T5101底油含水量的分析;

7) 当汽包不再上水时, 及时联系水汽车间降低除氧水流量, 以免造成管线超压;

8) 在降温过程中, 先关主火嘴, 再调长明灯, 做到火焰燃烧短火苗、齐火焰、多火嘴, 适当调整配风, 确保燃烧正常。

2.5 分馏优化存在问题及改进

在优化过程中凸显一些问题, 比如油品温度对P5106影响、汽提蒸汽温度对汽提效果的影响、T5102进料温度对T5102操作的影响等问题。

建议在P5105出口至A5105入口加一跨线, 低分油只经过T5101后直接经A5105出装置, 进一步降低装置分馏优化后的能耗。

3 结论

在整个分馏优化过程中, 保证产品质量的前提下, 通过系统优化, 使装置的能耗下降了2.72千克标油/吨, 取得了明显的效果, 也为我们的节能工作提出了新的思路和方向。

参考文献

[1]李大东.加氢处理工艺与工程[M].中国石化出版社, 2004, 12.

[2]吴莉莉, 等.炼油企业节能降耗的潜力与途径[J].科技信息, 2008, 14.