蜡油加氢

蜡油加氢（共6篇）

蜡油加氢 篇1

洛阳分公司的220×104t/a蜡油加氢装置从2009年5月20日开工以后, 从装置能耗、化验分析数据及日常生产状况来看装置运行还是比较理想的。但是产品柴油以及石脑油产量较少, 柴油量6t/h~10t/h左右, 石脑油基本不产。相对目前分馏系统较少的物料产出量而言, 分馏塔操作能耗过大的问题就凸显出来。为了降低装置的能耗, 对分馏系统的操作进行优化。

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.

[3]加氢车间设计说明, 2006, 5.

蜡油加氢裂化催化剂润湿工艺 篇2

蜡油加氢是重质馏分油深度加工的重要工艺之一,不仅是炼油工业生产轻质油品的重要手段,而且也成为石油化工企业的关键技术,发挥着不可代替的作用;同时它也是唯一能在重油轻质化的同时制取低硫、低芳烃的清洁中间馏分油技术,具有生产灵活性大、液体产品收率高等特点。而催化剂性能则是影响加氢裂化工艺的重要因素。

由于加氢裂化催化剂制成成品时,一般都以氧化态存在,需要进一步硫化处理,使之成为有一定活性的催化剂,这一过程称为加氢催化剂的活化。催化剂的活化是加氢类装置开工中非常重要的一个环节,其活化的好坏直接影响到装置的“安、稳、长、满、优”运行。

催化剂的硫化可分为液相湿法硫化和干法气相硫化。本装置采用液相湿法硫化,其硫化过程分为二个阶段:催化剂的润湿和硫化反应,催化剂润湿的好坏直接影响硫化反应,本文将对润湿过程进行分析和总结。

1 装置简介

中国石油广西石化220万吨/年蜡油加氢装置是全厂三大主体装置之一,主要由反应(包括氢气压缩)、分馏和低分气脱硫三部分组成。根据加氢裂化装置的加工规模、原料特性和总加工方案中目的产品的要求,装置采用美国UOP公司的一段全循环加氢裂化工艺,设计混合进料比为1.7。反应部分采用一段循环、炉后混油方案、热高分工艺流程;分馏部分采用汽提塔、分馏塔出航煤、柴油方案。

2 催化剂的润湿

固体表面与液体接触时,原来的固相-气相界面消失,形成新的固相-液相界面,这种现象叫润湿[1]。本装置催化剂润湿是氧化态催化剂和开工油接触,使其催化剂上吸附一定数量的油,使床层各处均匀润湿。其目的是消除干燥的催化剂表面,使硫化作用均匀,避免硫化反应形成热点,保证硫化过程安全顺利进行。

2.1 润湿前需完成的工作[2]

对于新建或扩建的装置,我们需要完成以下工作,确保催化剂活化安全顺利进行。

①催化剂按设计要求装填完毕;

②反应系统抽真空置换,确认系统氧含量小于0.5mol%;

③按要求完成紧急泄压实验并确认泄压孔板的尺寸;

④按规定完成催化剂干燥;

⑤完成设计氢气压力下泄漏实验,压力损失每4 h不得大于1%;

⑥确认足够数量且合格的开工油;

⑦足够数量的原料油;

⑧确认采购了足够数量的硫化剂DMDS;

⑨确认有足够库容的不合格废油储罐;

⑩确认反应系统气循环,且流量超过压缩机K102的喘震量;

(11)所有容器和设备表面温度超过最小耐压温度(MPT)93 ℃;

(12)循环气氢气纯度大于80mol%;

(13)硫化剂罐储存了足够的硫化剂;

(14)分馏系统250 ℃热油运正常。

2.2 催化剂类型与装填数量

本反应器装剂共计538 534.4 kg,其中精制段催化剂主要采用UF-210stars共计153 600 kg 裂化段为HC-115共计312 961 kg,后精制段为UF-310共计19 200 kg,其于为保护剂和各种规格的瓷球。在润湿前,我们需要熟悉装填催化剂的型号和数量,根据各种催化剂的性质,我们选者合适的进油温度和流量,避免催化剂过高温升促使催化剂的还原,确保催化剂的活化安全顺利进行。

2.3 润湿的工艺条件

2.3.1 开工油的选择

润湿是催化剂硫化第一步工作,润湿的好坏直接影响到硫化的效果。通常用于润湿和硫化为同一种油品,其种类也很多,例如:汽油、环己烷和直馏煤油。根据相关研究,液相湿法硫化使用的油品对硫化后的催化剂活性有一定的影响,研究显示馏分轻的油品好于重的油品[3]。

这个是因为轻质油品在润湿和反应温度下容易气化,使床层润湿和硫化的比较均匀,而且轻质油品成分比较简单,易生成积碳的重质成分少。

虽然轻质油品进行润湿和硫化效果比较好,但是在进行润湿和硫化时,油品在经高压泵输送时容易汽化。本装置在正常操作时,系统压力为15.2 MPa,本装置的反应进料泵P101为多级离心高压泵。根据泵性能参数,输送介质在正常操作时的相对密度为774 kg/m3。直馏煤油在15.6 的密度798.9 kg/m3满足本泵的要求,但是介质在输送过程中,温度会升高,密度会降低,而且直馏煤油在温度升高后容易汽化,从而增加泵抽空的危险。而环几烷和汽油密度太小,不满足本泵要求。在反应系统润湿时,分馏系统是以直馏柴油为介质进行热油运的。如果改为密度更小的直馏煤油,根据煤油流程,在250 ℃时分馏系统难以维持各塔液位进行热油运,从而影响到整个系统长循环。为保障高压泵的安全运行和分馏系统正常运行,我们选者密度更大一点的直馏柴油作为润湿和硫化的开工油。

为避免新催化剂在润湿和硫化阶段下被还原,使润湿和硫化安全顺利运行,开工的直馏低氮柴油要求如表3。

如果直馏柴油里面含有较重或不饱和组分,在润湿和硫化时容易发生饱和反应,引起床层温度不稳定,重组分中含有的氮化合物,具有较高的吸附能力和结焦倾向,所以我们要严格要求开工柴油的各项指标。根据这一要求,我们不允许开工油里含有100%或部分裂化原料油。

220万吨/年蜡油加氢开工所用直馏柴油分析如表4。

续表

通过表4分析,本次开工所用直馏低氮柴油符合要求。确保装置润湿和硫化的安全顺利进行。

2.3.2 开工油进料量

当床层温度稳定在合适的值后,即可引入开工油,其流量至少为正常设计符合的50%或更高。但是进料量受分馏塔底空冷负荷、分馏塔底泵负荷、循环氢压缩机喘振点和反应器床层压降限制。

本装置于2010年9月22日下午14:41开始向系统进油,16:23反应器底部温度达到最高,即油穿透反应器床层,17:03热高压分离器向热低压分离器减压排油,油顺利穿过反应系统进入分馏系统。图1为反应系统进油量趋势图。

14:41开始向系统进油,进油量最高显示220 t/h,通过对流量计进行校准最后流量稳定在 178 t/h左右,为设计进料的41%。为保护反应进料泵安全运行,其出口流量必须高于泵的最小流量220 t/h,通过打开最小流量线来满足泵出口流量的要求。

随着柴油进入反应系统,反应器第一床床层和反应器总压降均上升。

反应器第一床层压降在进油前维持在6.4 kPa左右。在进油后迅速上升,最高达到78 kPa,随后缓慢下降,在润湿结束时稳定在70.89 kPa左右。

反应器总压降在进油前维持在41.97 kPa,开始进油后缓慢上升,在油穿透反应器后趋于稳定,总压降维持在410.98 kPa左右。

进油后第一床层和反应器的床层压降会迅速增加,我们需要密切监视压降的变化。避免由于压降太高损坏反应器内构件和影响到循环氢压缩机的安全运行。

在进油时,反应器压降增加到影响装置安全运行时,我们要立即降低进油量,直至完全切断进料,查找原因。同时一定要密切监视循环氢压缩机的运行情况。由于新建装置系统的清洁度很难做到绝对干净,再加上新装催化剂粉尘的影响,所以在第一次开工进油时要格外关注反应器压降的变化。

2.3.3 润湿温度

催化剂的润湿是从110 ℃进开工油至升温到200 ℃左右,在这一阶段催化剂吸附开工油,放出吸附热,使床层产生一定的温生。随着开工油沿流程前进,床层的峰值温度点也会沿床层往下推进[3]。

在进开工油前,我们根据UF-210stars型催化剂要求,确认所有催化剂床层温度控制在110 ℃以下(反应器第一和第二床层装的是UF-210stars型催化剂)。对于加氢精制UF-210stars型催化剂,其温升不能超过20 ℃,以防止在完全润湿前床层温度超过140 ℃。如果床层温度超过140 ℃,在氢气环境下催化剂则有被还原的危险。进油时我们还要监控反应器每个床层温升不大于30 ℃。

本装置在进油时,反应器R101入口温度TI1024为103.5 ℃,出口温度TI1130为94.7 ℃。所有床层温度均在 110 ℃下,其中14:41为进开工油时反应器各监测温度值,16:27为开工油穿透反应器时各监测温度值。下表为进开工油反应器R101各床层出入口原始温度和最高温度出现的时间及峰值。

续表

通过表5我们可以看出,反应器第一和第二床层装的主要是UF-210stars型催化剂其温升均没有超过20 ℃。如果在润湿的过程中,其床层温度超过140 ℃时,为防止催化剂被还原,我们要停止进开工油并保持循环机转速,维持氢气循环量不变,以降低床层温度至110 ℃,然后再恢复进料。反应器第三和第四床层由于在开始温度本身较低,在上面两床层热量带入后,其床层温度均上升,在油进入第三和第四床层后,其床层温升均没有超过30 ℃。在润湿过程中,我们要禁止使用冷氢来控制润湿引起的温升,因为使用冷氢将改变润湿形式并可能引起不均匀分配。

2.3.4 反应器最低升压温度MPT

加氢裂化装置在开停工的时候要充分考虑反应器材质2.25Cr-1Mo-0.25V钢在低温下的脆性开裂,当反应器的金属温度低于回火脆性温度时,其操作压力必须低于使反应器产生20%的屈服强度的压力[4]。根据实践经验,此时高压分离器的操作压力不应高于正常操作压力的30%。

在对反应系统升压时,要严格执行反应器的温度压力关系曲线。根据反应器制造厂家提供反应器R101最小升压温度≮66 ℃,热高压分离器≮93 ℃。必须使反应器所有点都满足要求后,再进行升压。

2.3.5 润湿压力

润湿时反应系统压力要达到正常值,以保证循环气中的氢分压以和循环氢压缩机入口有足够的流量。较大的循环氢量有助于润湿时开工油的均匀分散和携带吸附热,保持床层温度稳定。

在进油前,我们要充分考虑开工油进入反应系统时会占据反应系统空间,这将导致反应器系统压力上升。如果选择正常操作压力下进开工油,进行催化剂润湿。系统压力将上升,由于润湿是一个物理过程,不消耗氢气,我们必须外排氢气维持系统压力稳定。如控制不好,将导致系统压力超高,危及装置安全,而且还浪费大量宝贵的氢气。

通过综合考虑,保证系统具有足够的氢分压和循环机入口有足够的流量,本装置在进油时系统压力为8.88 MPa,循环氢流量为571 324 Nm3/h,表6为进油前后系统压力变化。

在17:03热高压分离器向热低压分离器减压排油时,系统压力上升了4 MPa。我们不仅节约了大量外排氢气,还避免了高压系统压力超高的危险。等反应系统进出油量平稳后,再根据实际压力,用新氢压缩机把压力升到正常操作压力。

3 结 论

(1)在符合相关要求下,加氢裂化催化剂的润湿和硫化用直馏低氮柴油是可行的。

(2) 在进油时,根据实际情况选者一个合适的流量。同时一定要关注催化剂床层的压降和循环氢压缩机的工作状态,避免对设备造成损害。

(3) 根据催化剂的性质,选者合适的进油温度。控制床层温升,避免催化剂还原。对于含有加氢精制UF-210stars型催化剂选者在110 ℃进油,是合适的。

(4) 满足循环氢压缩机的安全运行下,系统压力要留一定空间,避免由于系统进开工油导致系统压力超高。

(5)在系统升压时,一定要使反应器温度高于最低升压温度。

摘要：为了使加氢裂化催化剂具有一定的活性,我们引开工油对催化剂进行润湿,消除干燥的催化剂表面,为催化剂湿法硫化做好准备。催化剂在一定温度、压力条件下和开工油接触时,会放出吸附热,使催化剂床层产生一定温升。在进油时,我们要密切关注反应器压降和循环氢压缩机的喘振点。

关键词：开工油,润湿,吸附热,温升,反应器压降

参考文献

[1]傅献彩,沈文霞,姚天扬,等.物理化学[M].北京:高等教育出版社,2006:352-356.

[2]李立权.加氢裂化装置操作指南[M].北京:中国石化出版社,2005:183-185.

[3]李大冬.加氢处理工艺与工程[M].北京:中国石化出版社,2004:478-484.

蜡油加氢装置用能分析及节能降耗 篇3

一、装置工艺特点及设计能耗

1. 装置工艺特点。

采用热高压分离系统等工艺技术, 在满足产品质量和工艺要求的前提下, 尽量提高中、高温位热量的利用, 以最大限度地回收热量, 有效地减少反应流出物冷却负荷, 达到降低装置能耗的目的。原料蜡油正常按热进料方式直接进入该装置, 产品蜡油正常按热出料方式直接进入下游催化装置, 减少该装置的冷却负荷及下游装置的加热负荷, 降低装置及全厂能耗。设备管道布置紧凑合理, 减少散热损失和压力损失。加强设备及管道保温, 减少散热损失。在热高压分离器和热低压分离器之间设置液力透平, 充分回收从高压到低压工艺物流所释放的能量。

2. 蜡油加氢处理装置设计能耗。

表1为蜡油加氢处理装置设计能耗构成。

二、蜡油加氢处理装置实际能耗

1. 2009年及2010年装置能耗对比。

2009年蜡油加氢处理装置累计综合能耗12.46kg Eo/t, 达到设计能耗要求。2010年通过一系列节能优化措施, 蜡油加氢处理装置综合能耗从2009年的12.46kg Eo/t降至2010年的9.0kg Eo/t, 下降3.46kg Eo/t, 降幅达27.8%。2.

2. 实际能耗与设计能耗对比。

与设计值相比, 除氧水、除盐水、电、3.5MPa蒸汽、燃料和热进 (出) 料的能耗均低于设计值, 循环水、1.0MPa蒸汽能耗均高于设计值。

三、蜡油加氢处理装置节能降耗措施

自开工以来, 加氢车间通过制定节能降耗能效监察方案, 采取各种用能优化措施, 挖潜增效, 综合能耗呈逐月下降趋势。2010年1月至5月份累计综合能耗降至9.0kg Eo/t, 综合能耗在总部同类装置中排名前茅。

1. 节电措施。

蜡油加氢处理装置的液力透平HT5101具有巨大的节能潜力, 车间多方面做工作, 与厂家共同努力改造了液力透平的密封系统, 2009年11月14日, 液力透平投入使用。在液力透平运行正常后原料油升压泵P5101A电流由150A降低至100A, 每小时节约用电488k W.h, 月节电350 000k W.h, 影响能耗降低0.45kg Eo/t。至2010年5月31日, 液力透平HT5101已稳定运行170天, 节约电能197万k W.h。

2010年4月, 加氢车间进行技术攻关, 经过仔细论证研究, 在保证生产要求的前提下, 通过改进新氢压缩机控制方式, 将新氢压缩机负荷从75%降至50%, 实现了压缩机氢气无返回节能运行。每小时节电435k W.h, 月节电310万k W.h, 影响能耗降低0.4kg Eo/t。

洛阳蜡油加氢装置2009年用电量为16.82kwh/t, 2010年1月至5月累计用电单耗为15.25k Wh/t, 2010年累计单耗比2009年降低1.57k Wh/t, 折合降低能耗0.41kg Eo/t。5月, 随着新氢压缩机的优化节能运行, 加氢装置电耗再次大幅降低, 蜡油加氢装置5月用电单耗降至13.66k Wh/t, 为开工以来最低水平。

2. 节汽措施。

优化循环氢压缩机运行, 降低3.5MPa蒸汽用量。在保证循环氢压缩机安全运行及氢油比≮400∶1的前提下, 降低循环氢压缩机转速, 将循环氢压缩机转速由设计值10600rpm降至9800rpm, 汽轮机3.5MPa蒸汽耗量由22t/h下降至17t/h左右, 减少了3.5MPa蒸汽耗量。

洛阳石化蜡油加氢装置2010年3.5MPa蒸汽消耗大幅降低, 2010年截至5月累计3.5MPa蒸汽单耗70.68kg/t, 比2009年的80.89kg/t降低了10.21kg/t, 影响能耗降低0.89kg Eo/t。

优化换热流程, 增产1.0MPa蒸汽产量。优化换热流程, 增加1.0MPa蒸汽产量, 减少0.5MPa蒸汽产量。提高装置1.0MPa蒸汽外输量, 并降低除氧水用量。优化后, 蒸汽发生器V5113产1.0MPa蒸汽量从5.38t/h上升至7.37t/h, 月增产1.0MPa蒸汽1430吨, 影响能耗降低0.54kg Eo/t。

3. 节气措施。

燃料气消耗在蜡油加氢装置综合能耗中所占比重较大, 蜡油加氢处理装置自运行以来, 两台炉子F5101、F5102经过一系列节能优化措施, 燃料气消耗从原来的2 600nm3/h降至现在的1 700nm3/h左右。

蜡油加氢装置2009年燃料气单耗为4.79kg/t, 2010年1月至5月累计单耗为3.34kg/t, 比2009年降低了1.45kg/t, 影响能耗降低1.38kg Eo/t。

4. 节水措施。

通过提高员工节水意识, 在生产中精细操作, 有效地降低了循环水消耗量。严格控制水冷器操作, 进出口温差控制大于8℃, 加氢处理装置循环水单耗从2009年的2.58t/t降至2010年的2.02t/t, 影响能耗降低0.06kg Eo/t。

由于自产0.5MPa蒸汽不计入能耗, 蜡油加氢装置通过优化换热流程, 降低了0.5MPa蒸汽产量, 既节约除氧水用量, 又提高了蜡油出装置温度。

2009年除氧水单耗为0.07t/t, 2010年1至5月累计单耗为0.036t/t, 比2009年降低了0.034t/t, 影响能耗降低0.31kg Eo/t。

5. 进行技术攻关, 维护装置大负荷运行。

蜡油加氢 篇4

2011年9～10月,荆门分公司蜡油加氢装置按计划停工大修,在此期间,焦化装置正常开工,每天产出约600吨CGO,两个月总产量约36000吨,显然罐容有限无法储存,必须进入装置加工消化,因此催化装置直接加工CGO成为必然选择,但要减缓CGO对催化的负面影响,才能使炼厂经济效益不受到大的影响,为此,荆门分公司进行了催化直接加工CGO工业运行,工业运行的结果基本达到了预期目标。

1 CGO性质研究

1.1 CGO典型性质

CGO具有以下特点(见表1):

(1)CGO残炭,总硫及馏程和直馏蜡油区别不大,密度稍重。

(2)CGO碱性氮和总氮含量是直馏蜡油的3-4倍,其中碱性氮占含氮化合物比例为1/4左右,碱性氮(1)是一种活性很高的氮杂环化学物,通过其未成对的两个电子与催化催化剂的酸性中心相互作用,毒害酸性中心,使催化剂活性和裂化能力大幅度下降,当催化裂化反应机会下降时,热裂化反应程度会同步上升,导致催化剂表面生焦率大幅度增加,产品分布恶化。

(3)可裂化的饱和烃含量比直馏蜡油低15%左右,而难于裂化的芳烃含量高达30%左右,由于CGO产自焦化热裂化过程,芳烃含量中单环和双环芳烃较少,大部分是三环以上的较重芳烃,催化裂化条件下,氢分压极低,多环芳烃很难接受氢原子开环裂化。由于多环芳烃含量较高,氢含量和氢碳比较低,影响了催化过程中氢转移反应的氢源供给,使得含氢量较高的丙烯液化气和汽油产率降低。

2 中试和应用数据(工业试验以前)

2.1 CGO中试试验

2.1.1 中试目的和方法

为了给直接加工CGO提供基础数据和技术措施,在直接加工CGO之前,请石油化工科学研究院十四室对荆门CGO进行了催化裂化反应中试试验,试验用原料油为荆门CGO,直馏蜡油和减压渣油,试验用催化剂为RSC-2006,对比剂为石科院研制的抗碱性氮催化剂,试验用仪器为FBB,原料和产品分析数据均由石科院完成。

将CGO掺入原料比例作为考察基准(横坐标),掺入比例从零至100%,分别考察(纵坐标)产品分布,转化率,焦炭产率等参数的变化情况:

2.1.2 中试结果

随着焦化蜡油掺入原料比例的上升,带来以下变化:

①产品分布将会恶化,表现为汽油,液化气产率及液体产品收率快速下降,柴油产率先升后降,油浆和干气等副产品产率相应大幅度增加;

②原料转化率快速下降,意味着催化裂化反应程度下降,热裂化等副反应程度相应增加,表现为焦炭产率明显上升;

③若要直接加工CGO,CGO中的氮化物50%以上会沉积到催化剂上,焦蜡掺炼比每提高10%,生焦约增加0.3%;焦蜡掺炼比每提高10%,液收约减少0.6%,油浆(重油)产率将会大幅度增加。

2.2 CGO工业运行数据

在工业试验以前,蜡油加氢有过短暂停工,CGO也有直接到催化进行加工的工业运行数据(表2),工业数据和中试数据基本上是吻合的:

(1)CGO未经加氢进入催化,尽管占原料比例最高不超过15%,但还会引起装置掺渣率大幅度下降,出装置油浆(重油)产率大幅度上升;

(2)CGO未经加氢进入催化,装置汽油产率,反应转化率及液体产品收率降至最低,焦炭转化率升至最高,

3 工业运行

3.1 方案的确定

中试和工业数据证明,催化直接加工CGO要面临催化剂失活,产品分布恶化的风险,但由于此次蜡油加氢装置停工时间长达2个月,此期间,焦化装置正常开工,每天产出约600 t CGO,两个月总产量约36000 t,如此大量的CGO无法储存,必须进入装置加工消化,因此催化装置直接加工CGO成为必然选择,故制定一个切实可行的工业运行方案,最大程度上减少催化直接加工CGO的风险是很有必要的。

由于CGO碱性氮含量会中和催化剂剂酸性中心,造成催化剂失活,故有必要使用抗碱氮催化剂,抗碱氮催化剂主要原理是:牺牲催化剂比表面和酸性中心来抵抗碱性氮,因此使用抗碱氮催化剂只能适当减缓焦蜡对催化反应的影响,因此,抗碱氮催化剂并不是直接加工CGO的万能钥匙,而是作为解决方案的一部分;

另一部分解决方案的重点在于操作条件的相应调整,因为CGO的芳烃含量较高,为了改善芳烃裂化的效果,有必要增加反应剂油比,提高反应温度(催化剂和原料油的比值)。剂油比的增加有助于改善CGO催化裂化性能,因为剂油比的增加意味着催化剂和原料油的接触机会增大,有助于增强催化裂化反应程度,抑制热裂化等副反应程度;反再系统平衡催化剂高活性配以高反应温度,高反应温度提供足够的裂化反应热量,用以克服CGO中芳烃裂解所需的活化能,高活性又促进了催化裂化反应程度;

由于直接加工CGO时生焦和烧焦热量增加,汽油和液化气产率下降又减少了对反应热量的需求,故反再系统会产生热量过剩,要及时将过剩热量取出,否则会造成再生器超温等不正常工况。

为此,我们制定了以更换抗碱氮催化剂和调整操作条件为主要内容的运行方案。

3.2 由1#催化装置专门加工CGO

荆门有两套催化装置,1#催化800 kt/a,2#催化1200 kt/a,总能力为2000 kt/a,在以前的CGO装置检修停工期间,我们试验过将600 t/天CGO平均分配到两套催化,期望将CGO的影响降至最低,但试验结果事与愿违,结果是两套催化的操作工况都陷入被动,经分析,发现CGO的影响并不是和掺入比例,处理量成正比关系,而是催化剂活性,热裂化程度,生焦和剂油比等操作参数组成一个复杂的多元函数关系,因此,我们将两套催化同时加工CGO作为加工方案一,一套催化装置专门加工CGO作为加工方案二,进行两种方案比较。

比较结果显示,和方案一比较,方案二的液体产品产量多出4000 t,多掺炼减压渣油量20000 t,少出油浆10000 t,将CGO集中在一套催化装置加工,即1#催化专门加工CGO方案较优。

3.3 使用高活性抗碱性氮重油催化剂

3.3.1 RSC-2006(JM)抗碱性氮催化剂设计和研制

根据中试试验的结果,石科院提出以下加工CGO催化催化剂的设计要点:

①考虑碱性氮对催化剂失活的影响,牺牲催化剂比表面和酸性中心来中和碱性氮的强碱性,基于此原理,抗碱氮催化剂必须做到比普通催化剂更高的活性,即更大的催化剂比表面,更多的酸性中心;②降低环烷烃和芳烃缩合生焦反应;③采用酸密度较高的分子筛,增加催化剂活性中心数目,降低碱性氮对催化剂失活的影响;④采用大孔低生焦基质,选择性吸附和裂化环烷烃组分,改善催化剂的扩散性能。

石油化工科学院和催化剂齐鲁分公司在装置原重油催化剂(RSC-2006)的基础上,为1#催化装置研制了抗碱氮新型催化剂,商品牌号为RSC-2006(JM)。

3.3.2 使用RSC-2006(JM)抗碱性氮催化剂

由于装置反再系统催化剂藏量较大,新催化剂置换需要一定的时间,故在蜡油加氢检修计划确定以后,我们即开始新催化剂置换,2011年5月开始加入新剂,采用正常剂耗置换的方法,2011年8月份,新剂装置藏量达到100%,达到CGO加工条件。

新催化剂初始活性比RSC-2006高出1%～2%,反再催化剂平衡活性由65～66提高到68～69,标志着催化剂抗碱氮能力得到大幅度提升。

3.4 提升管底部注入重整拔头油提高剂油比

重整拔头油注入提升管底部高温区,吸收大量的热量立即汽化,催化剂温度下降,系统为了达到动态平衡,必然要调动更多的催化剂至提升管提供热量,催化剂循环量和剂油比随即上升,增加的催化剂热量来自装置再生器烧焦,主要由提高掺炼减压渣油比例和减压渣油生焦来提供,为了达到热量供需平衡,操作人员必然要提高掺炼减压渣油比例,以此满足生焦和烧焦的需求,由于减压渣油比蜡油价格上要低得多,故装置可获得更高的经济效益。

由于反应温度可提高催化剂活化能,因此反应温度和裂化反应程度成正比关系,但同时又会伴随热裂化反应程度,生焦和干气量的大幅度增加,所以,装置对反应温度的提高比较慎重,一般情况下,根据催化剂平衡活性,原料性质,产品分布和产品方案等因素调整较为优化的反应温度,由于使用了高活性抗碱性氮重油催化剂,系统平衡活性达到了创记录的68以上,故反应温度有上升的空间。

表4为调整后的操作方案实施数据,原料预热反应温度从250 ℃降至201 ℃,反应温度从524 ℃提高到528 ℃,注入轻汽油流量为13.15 m3/h,综合效应:催化剂循环量提高了224 t/h,剂油比增加了2.07,重质油总反应时间增加1.11 s,反再催化剂总藏量增加了4.79 t,提升管底部和中部温度相应增加4～6 ℃,油剂接触机会增加25%以上,原料反应裂化反应热增加75.69 kJ/kg,以上数据表明,由于油剂接触机会和裂化能量大幅度增加,已经为裂化CGO中的芳烃等环状烃创造一个良好的反应环境。

3.5 运行效果

和蜡油加氢装置正常运行期间相比,原料处理量,CGO加工量和占原料比例均相同,唯一的区别在于CGO是否经过加氢。

蜡油加氢装置停工期间,1#催化加工未加氢CGO,掺渣率增加2.04%,净掺渣率增加2.21%,汽油产率基本持平,柴油产率下降1.19%,LPG产率增加1.76%,生焦产率下降0.82%,油浆产率下降0.85%,气体产率增加1.09%,液体产品收率增加了0.21%,达到了和CGO加氢装置正常运行相同的催化效果。

反应苛刻度的增加对裂化高芳烃CGO有利,表现为油浆减少,油剂接触机会的增加对抑制生焦率有利,随着反应温度提高,热裂化程度和干气产率相应增加,但控制在可以接受的范围。

4 结 论

2011年9～10月,CGO加氢装置停工期间,通过采取CGO集中加工,油浆停进焦化,抗碱氮催化剂,大剂油比和高反应温度等工艺措施,未加氢CGO进催化加工取得了和加氢开工时相同的效果,证明催化装置可以加工未加氢CGO。

现阶段,催化装置加工未加氢CGO方案还不能取代CGO加氢装置运行方案,主要因为目前炼厂催化油浆普遍还未找到很好的出路,权宜之计只能送焦化原料,而加氢装置可以对CGO中返回的油浆进行改质,改善了油浆恶性循环环境。

蜡油加氢装置开工后,催化装置保持大剂油比,高反应温度操作同样能够改善产品分布,增加经济效益。

摘要：2011年9～10月,中国石化荆门分公司焦化蜡油加氢装置停工大修,为了解决焦化蜡油出路问题,在1#催化装置进行了未加氢焦化蜡油催化裂化的工业运行,运行方案为:①将装置催化剂更换为高活性抗碱性氮重油催化剂;②高反应温度,零回炼比操作方案;③提升管底部注入重整拔头油提高剂油比和裂化深度。运行期间,1#催化掺渣率及产品分布和收率等操作工况较为理想,该工业运行为催化裂化装置直接加工焦化蜡油开辟了一种新的可行的工艺途径,取得了具有工业应用价值的技术进展。

关键词：焦化蜡油,不进加氢,催化裂化加工,工业运行,技术改造

参考文献

蜡油加氢 篇5

2008年某蜡油加氢装置引进了两台进口的高速旋转喷射泵, 设计流量24m3/h, 扬程1342m, 转速6210rpm, 介质为除盐水, 电机功率200kw, 效率53%。和其它高速泵相比, 旋转喷射泵的效率要高10%～20%, 而且结构简单, 它不需要强制润滑和冷却, 机械密封设在泵入口处, 压力低, 容易实现密封;主轴不接触介质, 不需考虑主轴的耐蚀问题, 也不必担心有介质进入轴承。国外泵厂通常设计一个系列的泵, 转子腔是标准的, 通过改变泵转速来实现扬程的提升, 通过改变集合管吸入口的直径来实现流量的变化。从两台泵投入运行以来, 运行情况并不是很稳定, 泵噪音大, 振动大, 故障率较高。

二、旋转喷射泵简介

2.1、结构

它由主轴、轴承箱、滚动轴承及过流部件吸入室 (泵进、出口法兰) 、转子盖、集流管和转子腔组成, 在叶轮入口与吸入室之间设有机械密封。如图2-1所示。

2.2、工作原理

如图2-2所示, 按照箭头标注, 液体流经集流管的四周和转子盖构成的流道进入叶轮, 在离心力的作用下, 在叶轮中获得能量, 进入高速同步旋转的转子腔内, 转子腔内四周的液体具有一定的压力, 并具有很高的速度能, 高速的液体流入静止的收集管中, 集流管相当于普通离心泵的压水室, 具有扩压作用, 将速度能转化为压力能, 最终输出高压液体。

三、故障分析

3.1、工艺介质变化引发的故障

3.1.1故障现象

2010年从5月份开始, 机泵驱动端水平方向振动由原来的5mm/s逐渐上升, 到7月月份最大振动速度达到9.5mm/s, 机泵因振动大进行解体检查, 打开转子腔后, 发现大量油泥沾附在转鼓内壁, 油泥最厚处有1cm之多, 如图3-1所示。

3.1.2原因分析

2010年4月, 厂里为了降低生产成本, 高压注水由原来全部采用除盐水20m3/h, 改为除盐水10m3/h和汽提净化水10m3/h。汽提净化水为污水回收再利用的水, 里面有悬浮的油泥。油泥在离心力的作用下附着在转子腔器壁上, 越积越厚, 造成转子平衡不好, 振动逐渐增大。发现这个问题后, 7月份在汽提净化水进注水罐前增加了2组精度为5u的管道过滤器, 每个星期切换一次, 清洗一次。过滤器投用后, 未发现转子腔内再有油泥附着现象。

3.2、积液管断裂

3.2.1故障现象

2010年, 公司特聘请泵厂维修人员对其中一台泵进行指导维修, 在厂家的指导下, 转子重新做了动平衡。按照要求, 转子腔内充满了水, 安装上半联轴节, 动平衡时, 转速在1000转/分, 精度达到了G1.0。更换了新的轴承精密组装后, 泵运行不到20小时, 泵出口流量瞬间由20m3/h下降到7m3/h。紧急停泵拆开检查, 轴承未出现磨损, 而集液管磨损严重, 固定集液管内六角螺钉断裂6根, 转子盖略有磨损, 如图3-2、3-3所示。

3.2.2原因分析

从集液管磨损情况看, 应该是安装的时候, 固定积液管的8个内六角螺钉未按照要求装入, 积液管在转子腔内的部分受到强扭力作用, 致使连接部位的部分内六角螺钉断裂, 积液管下垂与转子盖摩擦, 出现了积液管断裂, 转子盖磨损。后经厂家人员证实, 在安装积液管时由于未带力矩扳手, 每根内六角螺钉只是凭经验进行的拧紧, 并未按照要求每根螺钉拧紧至38牛﹒米。所以, 在拆装积液管时, 必须更换新的积液管固定螺钉并将其对称拧紧至38牛﹒米。这是一起较典型的由于安装原因造成的故障。

3.3、轴承故障

3.3.1现象

2010年8月, 其中一台泵在维修后连续运行3个月后, 靠近转子腔处的角接触球轴承 (型号FAG7020) 抱死。保运人员对轴进行了修复, 更换了全套轴承, 在试运过程中, 运行了2个小时, 相同部位的角接触球轴承再次抱死。2次轴承损坏程度基本一致, 尼龙的轴承保持架破碎, 滚珠在高温下变成椭圆形状。如图3-4和3-5所示

3.3.2原因分析

此泵按照典型的悬臂泵进行的轴承配置, 采用2+1形式。驱动端采用的是2套背靠背布置的角接触球轴承 (型号FAG7312) , 靠近转子腔处布置了1套角接触球轴承 (型号FAG7020) , 2次轴承抱死的都是靠近转子腔处布置的轴承。后来通过询问维修人员得之, 第一次维修时, 更换了全部轴承、轴承垫圈和轴承锁母, 在安装半联轴节时, 但是由于加热的温度不够, 联轴节只装进一部分, 另一部分用铜棒敲击进去的。第二次维修时, 更换了3套轴承, 但是由于轴承垫圈和轴承锁母没有新的, 采用的是旧的。把这些情况和厂家沟通后得之, 这么高扬程的泵在泵厂历史上生产的也比较少, 这种工况, 选用此种泵已经是很苛刻的, 尤其是7020轴承, 抗冲击性较差, 所以在安装时不能有任何敲击, 第一次损坏就是在安装联轴器时进行了敲击, 对7020轴承的保持架造成了轻微损坏, 运转一段时间后, 保持架破裂。第二次损坏, 主要是未更换新的轴承锁母, 因为此泵的轴承锁母比较特殊, 锁母螺纹扣为四氟镶嵌的, 使用一次后再次使用就会丧失锁紧能力, 故在开泵时, 7020轴承受强大的轴向冲击力造成保持架损坏, 在高速旋转下轴承抱死。所以在今后更换轴承过程中, 不但要更换轴承、轴承调整垫和轴承锁母, 还不能有任何的敲击。

四、小结

通过这几年对这两台泵的维护, 发现这种泵在效率、结构等方面有很多优势, 在中低压加氢装置很有竞争力, 但是在扬程超过1300m, 工艺介质不稳定的情况下选用要谨慎。所以, 一方面要求我们在使用上对工况控制要更加平稳, 维护上要更加精心, 另一方面要提高维修工人的技术水平。

摘要：本文介绍了高速旋转喷射泵的结构和工作原理, 着重对在运行中出现的问题进行了分析以及在维护、维修方面的一些心得体会。

关键词：旋转喷射泵,集液管,蜡油加氢

参考文献

蜡油加氢 篇6

1 停工过程与分析

1.1 停工具体过程

蜡油加氢装置于2012年8月14日14:30停止减压蜡油直供料, 2012年8月17日5:35停止焦化蜡油直供料, 2012年8月17日8:00开始以10℃/h将反应器入口温度由350℃降低至300℃, 处理量由108 t/h降低至100 t/h, 9:00装置正式切断进料, 改为闭路长循环。

8月16日23:00将C101副线全开, 9:35装置停收贫胺液, 引除盐水进贫胺液系统, P104、P301循环冲洗塔盘, 14:55停P104, 停运循环氢脱硫系统。8月16日9:40停低分气膜分离系统, 脱硫后低分气改去燃料气管网, 8月17日10:00改去高压放空, 8月17日19:00停运P301, 停运低分气脱硫系统。

8月17日15:55引停工柴油进装置, 开路置换装置内的蜡油, 20:30停收停工柴油, 分馏系统开始短循环;同时反应系统升温至350℃, 系统压力维持11.1 MPa开始热氢汽提, 8月18日17:30热氢汽提结束, 18:00停运K101A, 新氢关闭边界双阀, 反应系统开始降温降压。8月19日0:50启动K101B开始4.0 MPa恒压氮气脱氢, 分别为275℃恒温12 h, 250℃恒温24 h;225℃恒温12 h;21日5:30氮气脱氢结束, 反应系统开始降温降压, 11:30停运反应炉F101;8月22日8:30停运循氢机K102, 将系统泄至微正压;8月23日9:00反应系统引入2.5MPa氮气, 继续对反应器进行降温并置换反应系统;8月24日20:30反应器床层温度降低至60℃以下, 循环氢采样化验分析结果表明, 氢气浓度为0.24%, 可燃气浓度为0.15%, 硫化氢浓度小于10×10-6, 反应器开始卸剂。

8月18日至8月24日吹扫原料、分馏、低分气脱硫系统, 期间由于新增重污油系统不具备装置吹扫条件, 装置被迫停止吹扫1天。8月26日16:00, 装置具备检修条件, 炼油部生产、技术、设备、安全等各部室对装置进行联检, 8月27日8:00装置正式交付检修, 按期打点。

1.2 停工过程遇到的问题及处理

1) 2012年8月17日10:20, 高压注水由A101改至A102过程中, 发现FV11803A无法打开, 判断为表头无风, 及时联系仪表专业人员进行处理, 确保停工顺利进行。

2) 反应器卸剂过程中, 由于二三床层之间冷氢排凝阀堵, 无法向反应器内充氮气, 床层温度不能够及时冷却, 经过与仪表专业人员协商, 决定将冷氢控制阀下线, 安装临时法兰, 向反应器内充氮气。

3) 反应系统管线碱洗后, 反应炉管及管线内有大量存水。装置从反应器顶部接氮气线进行吹扫, 但是不能完全吹净, 还有部分水存在管线中, 会给后续开工带来影响。

4) 在氮气脱氢阶段, 为了维持系统压力4.0MPa, 新氢机级间温度偶尔有超标现象, 装置采取间断开机的办法进行恒压。

5) 尾油扫线过程中, 由于新加重污油线不具备多家同时扫线条件, 导致装置扫线被迫停止, 影响了扫线进度。

蜡油加氢装置停工期间各介质消耗或产出的情况如表1所示。

2 装置吹扫过程问题分析

2.1 原料低分系统

1) 原料系统柴油置换完毕后, D-101、D-102存油通过开工油线转移至C-201。

2) 原料系统焦化蜡油、减压蜡油、罐区蜡油线吹扫原先方案为上游装置吹扫至原料罐, 实际停工吹扫时, 装置边界外部分为上游装置吹扫至边界第一道阀处, 然后通过装置外大循环线吹扫至重污油罐区。装置边界内部分为装置直接关闭界区一道阀, 自双阀间吹扫蒸汽给蒸汽吹扫减压蜡油、焦化蜡油、罐区蜡油线至D-101。采取分段吹扫的方式, 缩短了原料系统的吹扫时间。

3) P-102最小流量线, 原先方案为将管线存油排至地下罐后, D-102系统蒸煮时贯通。实际吹扫时, 关闭D-102底部出口手阀, 自D-102底部出口吹扫蒸汽给蒸汽经过P-102吹扫最小流量至D-102。

4) P-105开工垫油线及开工油线至D-104前后、D-106、短循环线, 原先方案为自阀组处排凝接临时蒸汽线进行吹扫。实际吹扫时, 自D-102底部吹扫蒸汽给汽, 经过P-105直接吹扫至C-201系统和D-106。与临时接线相比, D-102底部出口蒸汽扫线管线为DN40线, 蒸汽量较大, 缩短了吹扫时间, 且更安全。

5) D-104底部出口至C-201热低分油线, D-106底出口冷低分油线高度差较大, 管线蒸汽吹扫前, 首先利用反应系统的氮气进行预吹扫, 将大部分管线存油吹扫至C-201后, 再利用蒸汽进行吹扫, 降低了管线吹扫的难度。

2.2 高低压胺液系统

1) 贫胺液进装置线, 原先方案为与上游装置进行水冲洗, 由于与溶剂再生装置停工不同步, 同时上游装置无储存含胺液污水的容器。实际停工吹扫时为装置边界给除盐水, 按照贫胺液进装置流程走向进入高低压脱硫系统, 然后经过富胺液系统出装置。在用除盐水贯通流程后, 装置内高低压脱硫塔先后进行了自身循环水洗。

2) 低压脱硫塔、低分气脱硫系统水冷器虽然经过了水洗、蒸塔, 但是打开容器检修时, 水冷器和塔内依然较脏, 有一些黑色残留物。建议以后加强胺液品质监控。

3) 由于C-101进行了水冲洗, 但是水冲洗时间较短, 装置检修时容器内略有胺味, 建议以后适当增加水洗时间。

4) 高压胺液系统大部分导淋堵塞严重, 管线低点及容器胺液排放速度较慢。

2.3 分馏系统

1) 本次停工吹扫时, 将C-201、C-202隔离进行分段吹扫, 关闭C-201底部吹扫阀后, 吹扫C-201经F-201至C-202管线, 打开C-201底部吹扫蒸汽线, 打开F-201二路进料线的吹扫蒸汽线进行接力吹扫, 缩短了吹扫时间。

2) C201、C202内存油利用运行泵和备用泵反复进行退油, 做到了管线内留有很少的存油, 在保证吹扫效果的前提下, 节约了吹扫蒸汽。

3) D-104出口来硫化油线通过新增密闭管线, 吹扫至重污油系统。

2.4 公用工程系统及其他

1) 在容器、换热器进行吹扫时, 所有后路对地下轻污油线、重污油线都进行了吹扫处理。

2) 装置燃料气系统、火炬系统吹扫介质为蒸汽, 显著降低了氮气用量, 节省了停工成本费用。

3) 地下废胺液系统由于没有动火检修项目, 只用了蒸汽、氮气进行了短时间的吹扫。

3 装置管线容器钝化清洗

本次检修, 对D109、D302、D403.、D404、D407进行了除臭。除臭结束后, 对上述设备进行了吹扫, 效果良好, 没有产生异味, 经过化验分析, 满足要求指标, 达到了预期效果。

为防止高硫化氢塔罐检修时发生Fe S自燃, 按照设备部安排, 对蜡油加氢装置C-101、C-201、C-301、D-103、D-105、D-108高硫化氢部位进行钝化清洗。装置塔罐蒸煮合格后, 加入钝化剂进行钝化清洗。

1) 循环氢脱硫塔C-101:水冲洗、氮气置换合格后, 拆除贫液流控阀FV-12203前后排污阀后, DN40法兰及去地下排污线阀前DN40法兰, 用DN40专制法兰接头通过DN50耐腐蚀软管与清洗站连接;自富胺液线注除盐水阀组处拆法兰, 连接DN50胶管至清洗水槽作为循环回流。从回流处采样测得塔内水样p H值约为10, 水质相对透明, 但有少许带油。

正式施工于8月25日13:30开始, 至8月25日23:00结束。从现场监测、分析数据可以看出, C-101效果较好, 药剂消耗可控。

2) 硫化氢汽提塔C-201系统:水冲洗、吹扫合格后, 拆除P-201入口过滤器DN100盲盖和塔底部排污阀后DN50短节, 用DN100专制法兰接头通过DN50耐腐蚀软管与清洗站连接。加剂前, 从回流线采样测得塔内水样p H值约为9, 水质浑浊、呈淡黄色, 系统前期冲洗水排放至含油污水系统。

正式施工于8月23日9:00开始, 至8月23日18:30结束。从现场监测、分析数据可以看出, 系统对药剂消耗可控;从比色试验过程看, 清洗液颜色逐渐变淡。

3) 低分气脱硫塔C-301系统:水冲洗、吹扫合格后, 拆除P301入口过滤器DN150盲盖, 用DN100专制法兰接头通过DN50耐腐蚀软管与清洗站连接, 将药剂加入系统后, 启动P301, 建立C-301→P301→E302→C-301的循环。采样测得塔内水样p H值为约10, 水质浑浊、呈淡黄色, 系统前期冲洗水排放至含油污水系统。

正式施工于8月22日14:00开始, 至8月23日2:00结束。

从现场监测、分析数据可以看出, 系统对药剂消耗可控;从比色试验过程看, 清洗液颜色逐渐变淡。

4) D105、D103、D108:采用打开顶盖后使用专用喷枪, 自罐顶对破沫网及罐壁以喷淋方式进行。

5) 其余系统均采用浸泡方式进行。

在钝化、除臭过程中对清洗过程进行实时跟踪、监测、分析, 并根据监测数据实时补加药剂, 以期保证钝化、除臭要求。

施工过程中严格按照施工方案的要求进行定时、定点采样, 在保证清洗效果的前提下定时监测清洗液的颜色、p H值、循环液温度, 以此来确定钝化除臭清洗的效果、深度以及清洗的终点。

对于清洗终点的确定按以下原则确定:

◇清洗液颜色基本不再变化;

◇清洗液p H值基本不再变化;

◇清洗液温度基本不再变化。

满足以上条件可认为清洗结束。

从清洗监测数据来看, 各系统药剂添加均可控;脱硫系统由于清洗过程中附着在塔盘和器壁上的胺液生成胶质被冲刷至循环液中, 导致COD升高。

循环氢脱硫塔由于属于临氢系统, 不能用蒸汽吹扫, 故塔内残留有一部分油组分, 在系统内动火作业时需特别注意。

从清洗结果来看, 打开人孔自检塔内未出现Fe S自燃现象;原来附着在器壁和填料表面的垢物通过清洗液的分解、渗透、剥离作用已基本剥落, 塔盘及填料表面光洁, 已无垢物附着, 达到了钝化同时清洗的效果。

4 停工过程中的污染物控制措施

4.1 减少火炬排放

1) 脱硫化氢气提塔顶轻烃系统:在停工过程中, 及时调节脱硫化氢气提塔顶压力和顶温, 确保轻烃合格, 少产生不合格产品, 确认不合格后, 塔顶轻烃尽量全回流减少不合格轻烃量。

2) 脱硫化氢气提塔顶气系统:停工过程中, 严格控制脱硫化氢气提塔顶压力, 减少重组分携带, 在不影响下游装置的前提下, 塔顶气全部送下游装置, 减少放空量。

3) 燃料气系统:加热炉熄炉前保留适量长明灯, 将装置燃料气边界阀关死后, 用氮气将管线内存留的燃料气全部顶入火嘴燃烧, 减少管线置换时火炬排放量。

4) 低分气系统:停工过程中确保低分压力稳定, 直至低分压力无法维持稳定后再将低分气由去低分气脱硫系统改至放空系统, 减少火炬排放量。

5) 低分气脱硫系统:停工过程中尽量延长低分气脱硫系统和膜分离系统的运行, 减少低分气并入火炬量。系统置换前在保证富胺液稳定外送的前提下尽量降低低分气脱硫系统压力, 减少火炬排放量。

6) 氢气系统:氢气系统氮气置换前将系统压力尽量降至最低, 再用氮气进行充压置换, 在保证系统置换合格的前提下减少系统的置换次数, 减少火炬排放量。

7) 高、低压放空系统:借助其他系统氮气扫线时同时对高低压放空系统进行置换, 减少高低压放空系统的密闭吹扫时间, 减少火炬排放量。

8) 分馏系统:分馏系统扫线前塔及管线内存油退净, 泵抽空后将油放入地下污油系统, 减少系统置换时间, 降低火炬排放量。

9) 膜分离系统:膜分离系统氮气置换扫线前将系统压力尽量降至最低, 再用氮气进行充压置换, 在保证系统置换合格的前提下减少系统的置换次数, 减少火炬排放量。

4.2 控制污油量

1) 降温降量过程中, 及时调整产品质量, 少出不合格产品。

2) 在降温降量后期, 将不合格石脑油、柴油压入加氢蜡油, 全部退入催化原料罐。

3) 轮流启停正常运转泵和备用泵将容器内、管线内存油拿净。

4) 在蒸汽吹扫过程中, 及时打开排凝进行检查, 根据动火与非动火管线吹扫标准, 及时停汽, 减少含水污油排放量。

5) 通过停工前期增设的密闭吹扫措施, 优化吹扫流程, 减少含水污油的排放量。

4.3 控制异味

1) 停工前期增设密闭吹扫措施, 实现密闭吹扫。当分析指标合格后, 改为对大气排放, 同时控制吹扫蒸汽量, 减少进入大气的气体总量。

2) 严格按照停工方案中的规定操作, 严禁乱排乱放。

3) 对高含硫部位, 实行先除臭再吹扫。

5 停工过程中密闭吹扫效果评估

本次装置停工检修前, 对装置吹扫流程进行了优化, 根据优化结果, 增设了部分密闭吹扫措施。在停开工过程中严格按照制定的密闭吹扫方案进行操作, 严格密闭排放管理, 没有出现一起因为异味污染环境事故。

停工吹扫准备阶段, 车间将吹扫结束后对准备大气排放的点位进行统计列成表格。在吹扫过程中, 先进行密闭吹扫, 吹扫一段时间后, 在这些点位进行采样分析, 分析结果达到环保要求后, 再对大气进行排放。装置现场各排放点位化验分析结果均记录在案, 现场没有异味, 达到了密闭吹扫的效果。

由于炼油部所有装置都进行密闭吹扫, 重污油罐区容量有限, 在生产部平衡的结果下, 各装置只能分时间段进行吹扫, 导致本装置部分管线具备吹扫条件后, 只能进行等待。

6 本次停工取得的经验

1) 本次装置停工过程中, 及时调整操作, 石脑油、柴油没有划入不合格罐区, 石脑油全部回流进入分馏塔, 柴油全部走中段回流进入分馏塔, 没有产生污油。

2) 此次原料、分馏系统采取密闭吹扫, 通过前期的充分准备, 装置将各吹扫管线分解到个人, 吹扫时采取憋压形式, 虽然吹扫时间有所延长, 但是蒸汽用量下降, 各塔、罐等人孔打开后, 设备内部非常清洁, 密闭吹扫效果较好。

3) 此次催化剂降温过程中, 装置采取优化手段, 全开A101空冷, 全开E103、E102副线, 缩短催化剂降温时间, 为安全快速卸剂创造有利条件。

4) 装置在停工过程中, 为了避免硫化氢过多地溶解在水中, 将注水点由A101移至A102, 对高低分及含硫污水管线进行冲洗, 取得较好的效果。

5) 引入停工柴油时要进行化验分析, 避免由于组分过重, 对后续吹扫过程造成影响。

6) 装置在柴油置换过程中, 反应系统硫化氢含量下降迅速, 导致装置柴油置换时间缩短, 被迫进行热氢汽提, 在热氢汽提阶段, 硫化氢含量又有所上升。

7) 催化剂在卸剂过程中, 由于反应器内床层通道板螺栓材质问题, 导致螺栓无法正常拆卸, 只能进行破坏性拆除, 延误了卸剂时间。针对这种情况, 本次检修更换了所有螺栓材质, 保证下一周期卸剂时, 顺利拆除通道板。

7 结论

本次装置停工过程没有发生任何安全事故, 在保证容器、管线吹扫质量合格的前提下, 尽量减少吹扫蒸汽用量, 降低停工成本, 实现了停得稳、扫得净, 使装置高效、节约地交付检修。

摘要：针对中石化天津分公司蜡油加氢装置2012年首次停工过程作了详细的介绍, 对停工过程中暴露出的问题进行了细致的分析, 并提出了解决方案, 本次装置停工过程没有发生任何安全事故, 通过实施降低停工成本的措施, 实现了装置高效、节约地交付检修的目标。