蜡油加氢裂化（精选5篇）
蜡油加氢裂化 篇1
随着经济的发展,人类对石油的需求量逐年递增,2010全球石油产量达到了42.79亿 t。随着产量的增加,原油重质化的趋势日益明显。原油中硫、氮、金属等含量增加,同时现在对机动车尾气排放的严格限制,炼油工业需要增加投资开发更有效的技术,来面对原油重质化以及燃料的清洁化。
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.
[4]金德浩,刘建晖,申涛.加氢裂化装置技术问答[M].北京:中国石化出版社,2006:381-395.
蜡油加氢裂化 篇2
压缩机型号为BCL456/A型循环氢离心压缩机。该机组由意大利Nuovo Pignone有限公司生产的BCL456/A压缩机和杭州汽轮机厂生产的HG32/20-10 汽轮机组成,该机组是惠州炼化的核心设备。该机组采用的是TRICON的TS3000 的控制器。TRICON是一种三重化冗余容错控制器,他采用三取二表决方式工作[1]。戴尔的工程师站和操作站,本特利3500 的汽轮机安全监测系统。该机组的上位机监控画面有中文和英文等多个选项,在一般情况下会选择中文界面,该界面中有些按键的功能没有被描述清楚,在控制系统改造前,甚至没有人操作过该按钮。画面还有一些地方布局不合理等一系列问题,我们决定对控制系统进行改造,改造的公司为沈鼓集团。改造的预期效果有两个:第一面面简洁明了,易于操作。第二解读下位机程序,能够准确的指导各种操作。
二、压缩机防喘振控制
1.改造后的压缩机防喘振画面说明
改造后的压缩机喘振画面如图1。
防喘振控制是对压缩机机组的一种保护。它在机组工作点进入喘振区前通过提前打开防喘振阀,提高流量使工作点回归正常。本系统采用动态防喘振技术,能根据机组运行状态动态的调整防喘振工作线,同时对防喘振阀进行控制,使机组运行更加安全和可靠。
安全性激活与取消键,激活指工作点左移动经过喘振校正线、喘振保护线、喘振限制线会触发相应的联锁逻辑。取消指工作点经过这些线将不会触发相应的联锁逻辑。取消只在试机时投用。当安全性激活时,“安全保护使能”灯会亮起,取消灯会灭。在压缩机组停止工作时,通过防喘振电磁阀断电来确保防喘振控制阀依然处于打开状态。防喘振控制器通过来自以下变送器的3 个模拟信号来确定压缩机与喘振控制线相关的工作点:流量变送器吸气压力变送器和排气压力变送器
在整个启动阶段中,调节器处于无效状态而防喘振阀处于完全打开的状态。在允许启动检查的初始循环中,通过按下复位按钮为防喘振电磁阀通电。此动作会触发防喘振控制器的4-20m A信号输出;在达到“最低运行速度”之前防喘振控制器仍处于无效状态。在达到最低运行速度时,防喘振控制器被启动并且开始关闭防喘振阀,直到其输出在规定的时间内达到100% 时为止。
2. 防喘振的模式
防喘振可以分为自动、手动两种模式来控制。
(1)自动模式
①当工作点在蓝线SCntl( 喘振控制线) 右边时,喘振阀门会自动关阀。
当工作点进入蓝线SCntl( 喘振控制线) 时,并且在红线SPL( 喘振保护线) 右边时,喘振阀门会逐渐打开,越靠近红线SPL( 喘振保护线),喘振阀门会打开越快。
②当工作点进入黄线SCr L( 喘振校正线) 左边时,喘振阀门会打开更快,并且“安全性校正激活”灯会亮起。
③当工作点进入红线SPL( 喘振保护线) 左边时,喘振电磁阀会失电,喘振阀会快速打开,并且“安全性保护激活“灯会亮。
④当工作点进入黑线左边,说明机组已经发生喘振,会引起喘振系统紧急停机保护起作用。
⑤当机组发生喘振后,工作点从左往右偏移时,只有在黄线SCr L( 喘振校正线) 右边时,点击防喘振复位电磁阀“复位”按钮,防喘振电磁阀才会通电,并且“防喘振电磁阀已通电”“命令防喘振电磁阀已通电”灯会亮起。
(2)手动模式
①当工作点在红线SPL( 喘振保护线) 右边,手动都可以来控制喘振阀门的开度。
②当工作点进入红线SPL( 喘振保护线) 左边时,喘振电磁阀会失电,阀门全部打开
三、压缩机性能控制
1.改造后的压缩机性能控制画面说明
改造后的性能控制画面如下
2. 性能控制主要功能简介
性能负荷控制主要通过两种方式,分别为“喘振控制”和“转速控制”。为了提高机组性能,通常会先提升汽轮机转速,当转速达到额定转速时,就需要关防喘振阀,减少气体回流的流量,提高机组性能。反之,降低负荷时,需要打开喘振阀门,降低汽轮机转速。喘振控制输出会直接影响喘振阀位的开度,可以理解为喘振输出为喘振阀门开度的限定。例如,喘振控制输出为30%,防喘振阀最大能关到30%。如果防喘振阀投入自动状态,防喘振阀会跟着喘振控制输出结果来调节变化。
当喘振控制面板投入自动状态下,工作点在棕色线CCL(变更控制线)右侧时,喘振控制输出将会自动减少;当工作点在棕色线CCL(变更控制线)左侧,并且还在粉色线PCL(性能控制线)右侧时,喘振控制输出将保持不变;当工作点在粉色线PCL(性能控制线)左侧时,喘振控制输出将增加。当喘振控制为手动状态下,喘振控制输出结果可根据操作者进行调节。
当汽轮机进入最小工作转速,并且投入加载控制,转速就需要在转速控制面板来进行调节。当转速控制投入自动状态下,性能控制的增加或减少,与转速控制的输出成正比。当转速控制增加,汽轮机转速便会增加,反之,转速会减少。当转速控制投入手动状态下,转速就不受性能控制影响,可以通过转速控制面板来进行转速控制输出调节转速。性能控制在自动位置时,该输出由流量控制或出口压力控制的低选值计算得到一个输出,该输出通过调节防喘振动作和转速动作来达到目标值。
性能控制在手动位置时,可以根据人为增加或减少负荷操作,来调节控制喘振动作和转速动作达到预期目标值。
3. 性能控制中的喘振控制和转速控制
(1)当喘振控制为自动,转速控制为手动时,性能控制的增加或减少,主要来调节喘振控制输出。当性能控制增加,喘振控制输出将减少;当性能控制减少,喘振控制输出将增加。由于此时转速控制为手动,所以转速的输出可以根据转速控制面板来进行增加或减少。
(2)当转速控制为手动,喘振控制为自动时,性能控制上面的增加或减少,主要来调节转速控制输出。当性能控制增加,转速控制输出将增大;当性能控制减少,转速控制输出将减少。由于此时喘振控制为手动,所以喘振控制的输出可以根据喘振控制面板来进行增加或减少。
(3)当喘振控制和转速控制都为自动时,就要根据控制器优先级来判定,如果在喘振控制后面出现“选择”字样,性能控制增加或减少主要来控制喘振控制输出,此时转速控制后面就会出现“未选择”字样。反之,如果在转速控制后面出现“选择”字样,性能控制增加或减少主要来控制转速控制输出,此时的性能控制后面就会出现“未选择”字样。
(4)当喘振控制和转速控制都为手动时,喘振控制和转速控制都不被性能控制调节。它们可以独立完成各自的增加或减少的调节输出功能。
四、压缩机停机操作指导
1. 压缩机在氢气工况下正常停机
(1)首先把压缩机降低到工作运行的最低转速,然后逐渐把喘振阀门全部打开
(2)然后点击“卸载”按钮,喘振阀门会全部打开(此时如果工作点没有在红线SPL喘振保护线左边,喘振电磁阀不会失电)
(3)然后点击“停止”按钮,转速会逐渐降低
(4)如果在停止过程中,想维持当前转速,可点击“启动”“上升”或“降低”按钮,都可中止停机控制
2. 如果压缩机在停机过程中,想在氮气工况下进行操作
(1)首先使压缩机降低到接近3500RPM时,点击“启动”“上升”或“降低”按钮,机组会维持在当前转速下
(2)然后点击“加载”按钮,机组会降低到氮气运行工况的最低转速, 默认值为3500RPM,其中氮气运行范围为3500-5600RPM,此时就可以在性能控制画面进行转速控制和喘振控制。
结论
此次改造达到了预期的目标,现在上位机画面简单明了,各个按钮的功能已经清楚,特别是“防喘振画面”和“性能控制画面”。通过模拟仿真实验得出了压缩机在氮气和氢气工况下的停车指导方法。
摘要：此次改造主要针对上位机画面,主要目的是使上位机画面通俗易懂,让操作人员熟悉上位机画面中每一个按钮的功能,进而对机组进行精细操作,提高机组效率。本次改造不更改可编程序控制器程序。由于改造内容较多,本章重点介绍防喘振和性能控制画面的改造。
关键词：上位机,防喘振,性能,可编程序控制器
参考文献
蜡油加氢装置分馏优化的探讨 篇3
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.
蜡油加氢裂化 篇4
1 装置开工主要步骤
装置建成后, 进入开工的起步阶段, 各项工作稳步推进, 除反应系统外, 其余系统进行水冲洗、水联运。针对我厂氮气少的现状及降低开工成本, 反应系统引入中压风 (1.6MPa) 进行吹扫及气密, 合格后引氮气置换, 充压气密至反应系统的操作压力11.04MPa。
1.1 催化剂装填
装置用于加氢脱硫和脱氮的主催化剂为RMS-1和RN-32V催化剂, 为减缓反应器顶部因沥青质、残炭等结焦前驱物遇热生焦造成主催化剂结焦, 减少金属在主剂床层的沉积和尽可能促进沥青质的解聚。在反应器上床层顶部依次装填RG-10系列保护剂, 保护剂下装填部分大孔径RDM-2脱金属剂, 针对我厂原料的沥青质含量偏高的特点, 装填RG-10序列保护剂可有效降低进入主催化剂物流中金属、残炭和沥青质含量, 减缓主催化剂的聚炭速率, 延长装置运转周期 (设计3年) 。本装置设一台反应器, 反应器分三个催化剂床层, 保护剂下装填RDM-2脱金属;二床层和三床层主要装填主催化剂RN-32V。所有催化剂均由石科院开发, 中国石化催化剂长岭分公司生产。催化剂装填工作于9月17～21日完成, 装填工作相对比较顺利。本次催化剂装填全采用普通装填法进行, 主催化剂的物性见表1, 装填数据见表2。
由表2可见:RG-10/RG-10A/RG-10B催化剂的装填堆比分别为0.82、0.51、0.56 t/m3, RRDM-2催化剂在一床层的装填堆比为0.51 t/m3, RN-32V在二床层和三床层的平均装填堆比约为1.00t/m3。RN-32V催化剂在二、三床层的装填堆比相当, 表明催化剂的装填过程较为均匀一致。各催化剂实际装填堆比和理论值基本吻合, 开工后径向温差小于3℃, 表明催化剂的装填过程控制较为理想。
1.2 催化剂干燥
加氢催化剂具有吸水性, 在运输、装填过程中吸收空气中的水分。易使催化剂的机械强度降低, 使其易破碎。装置在9月24日开始催化剂干燥, 26日结束, 干燥用时43h, 其中160℃恒温阶段为20h。干燥期间反应器入口压力为2.12～2.85MPa (理论2.5MPa) , 循环气量111000～131000Nm3/h, 气剂比为400v/v左右。此次干燥采用冷高分V6105初始垫水到界位一定高度, 然后干燥, 根据玻璃板高度计算干燥出水量, 由于循环氢量较低, 发现床层温度穿透速度缓慢, 干燥期间, 反应器下床层底部温度未达到150℃, 干燥结束, 催化剂脱水不明显。
理论干燥曲线及实际干燥曲线见图1。
1.3 系统气密及紧急泄压试验
1.3.1 反应系统气密
催化剂干燥结束后, 10月3日, 系统引氮气置换, 充压至1.5MPa气密, 合格后, 撤压至微正压, 4日引氢气, 开新氢机气密升压至4.0MPa检漏, 处理。
装置初次运行后再次开工, 12Cr2Mo1R (H) 、12Cr2Mo1锻材料在低温条件下回火脆化和氢脆破坏设备, 在开工升压过程中, 在设备温度不大于93℃时, 12Cr2Mo1R (H) 、12Cr2Mo1锻材料的设备应力应严格限制不大于20%设备材料的屈服极限, 具体压力限制要求见表3[1]。
由于反应器使用的材质在高压下需要一定的温度, 因此继续氢气升压前, 要求点炉F6101升温, 同时开循环机, 温度控制在93℃～120℃, 系统升压至8.0MPa, 检查无漏点。
1.3.2 紧急泄压试验
为考察全厂火炬排放系统能力, 进行一次事故状态的实际演练。10月9日, 进行8.0MPa紧急泄压实验, 此次泄压准备充足, 泄压时联锁按预期动作, 火炬系统无明显位移, 孔板经设计院核算能满足要求。实验数据见表4。
实验结果表明: (1) 8.0MPa条件下, 系统管网能承受目前的泄压速度, 并未对火炬系统造成太大的冲击; (2) 相关联锁动作正常; (3) 经设计院核算, 在系统压力达到11.0MPa时, 目前的孔板能够满足0.7MPa/min泄压要求, 无需扩孔。紧急泄压结束后, 系统继续升压至11.0MPa进行气密。
1.4 催化剂预硫化
催化剂硫化采用湿法硫化, 具体操作过程按石科院提供的方案执行。硫化剂用DMDS, 硫化油用常一线油。
10月12日系统引油后升至8.0MPa、进油量提至1601t/h, 循环氢量控制在150000Nm3/h左右。开始注硫化剂并升温, 初始注硫量720kg/h。由于循环氢压缩机干气密封自增压系统问题 (进出口差压小造成密封气压力小) , 床层停止升温并停止注硫。经石科院确认, 反应系统5.0MPa左右硫化。主要操作条件为:系统 (冷高分) 压力:5.13MP; 硫化油进料量:160t/h 循环氢量:110000～140000Nm3/h; 反应器压降:0.15MPa。
由于硫化阶段系统压力只有5.0MPa, 造成硫化剂分解产生甲烷占系统中气体比例较高, 导致循环氢纯度下降。13日分析循环氢纯度为70.6v%, 为提高循环氢纯度, 加大废氢排放, 排废氢过程中硫跑损量较大。14日反应器入口温度升至290℃, 6h后, 硫化剂注完, 此时床层仍有温升, 且出水速度还较高, 判断硫化未完成。同时耗硫量较大, 而预备的硫化剂已经注完, 为避免催化剂高温下氢还原, 床层温度降至200℃等待硫化剂。此间循环氢压缩机干气密封检修完成, 将系统压力提高至8.0MPa。15日0:00补注硫, 并以15℃/h～20℃/h的速率升温, 6:00反应器入口温度升至290℃开始恒温, 11:00高分出水量接近0, 循环氢中硫化氢浓度高于10000μg·g-1, 判断硫化结束。硫化总用时60h (包括200℃等硫时间) , 共消耗DMDS 44t。实际预硫化期间反应温度和循环氢中硫化氢浓度变化如图2, 反应温度与出水率的变化见图3。
如图2所示, 在预硫化阶段, 反应器升温平稳, 没有出现飞温;另外, 在预硫化阶段循环氢浓度持续下降, 在预硫化约17h后, 循环氢氢纯度降至70v%左右, 开高分排放氢气, 同时补充新氢, 虽然加大了DMDS注入量, 但仍造成第24～29h阶段硫化氢浓度低于10000μg·g-1, 后加大DMDS注入量, 硫化氢浓度高于10000μg·g-1。
如图3所示, 当反应器入口温度升至215℃左右时有水生成, 并保持相对稳定的出水速率, 至230℃恒温3h后出水速率开始下降, 在向290℃升温过程中出水率加快, 在290℃恒温阶段出水量逐渐降低。在预硫化50h后的补充硫化阶段, 从200℃向290℃升温过程中出水量不断增大, 并在290℃恒温的前3h保持相对稳定的出水率, 290℃恒温3h后出水量开始快速下降, 290℃恒温6h后出水量接近0, 硫化结束。
1.5 催化剂初活稳定
硫化结束后系统升压、切进常二线柴油、分馏系统油外甩流程、床层升温, 10月15日15:50反应器入口温度升至300℃, 开始钝化。反应系统进油量控制在120t/h左右, 反应器出口温度328℃, 系统 (冷高分) 压力9.0MPa。引油后床层出现明显温升, 三个床层的温升为8.4/19.6/16.4℃ (指标各床层温度不大于20℃) , 初活稳定41h结束, 等待切换蜡油。
1.6 引原料蜡油及初期反应效果
10月17日9:00引直蜡油, 调整操作:控制进料量190t/h, 床层平均温度351.5℃ (初期369℃) 、压力9.03MPa、氢油比770v/v、总空速0.8h-1 (主剂空速1.03h-1) 的条件下, 分原料/产品分析数据见表5, 精制蜡油硫含量降至600μg·g-1, 脱硫率89.43%。
催化剂性质稳定后, 10月22日8:00按10%的比例引焦化蜡油, 反应总进料量控制在200t/h, 床层平均温度348.8℃ (初期369℃) 、压力9.0MPa、氢油比520v/v、总空速0.8h-1 (主剂空速1.03h-1) 的条件下, 精制蜡油硫含量降至890μg·g-1, 脱硫率83.5%。原料/产品分析数据见表5。
在目前的操作压力及反应温度条件下, 反应初期RN-32V催化剂的脱硫率/脱氮率均满足生产要求, 当反应压力、温度提高至设计压力、温度时, 产品的硫、氮含量还将进一步的下降。从装置的初期运行来看, RVHT技术完全符合我厂生产低硫催化装置原料的需求。
2 装置开工过程中存在的主要问题及解决措施
自2008年4月起, 生产人员返回装置现场, 查找装置的各类问题, 及时与设计、施工对接, 确保了工程质量, 为实现装置一次试车成功奠定了基础, 同时在开工过衡中遇到以下问题, 严重影响装置的安全生产。
2.1 高压玻璃板及液位开关问题
由于装置在开工前期发现高压玻璃板及高压液位开关存在严重制造质量问题, 为不影响装置开工, 紧急与石科院联系, 采取降压操作措施, 装置操作压力降至9.0MPa, 从目前装置的运行情况开, 能够满足装置生产的要求, 同时联系更换设备, 待装置停工更换。
2.2 高压管线问题
由于高压管线大多为焊接, 爆破吹扫的流程长, 爆破效果不太好, 为此, 装置对每根管线、弯头进行检查, 对所有高压管线进行检测。在验收过程中, 发现热高分至液力透平管线6道焊缝存在质量问题, 需重新焊接, 并对所有管训全面检查, 消除高压设备管线得安全隐患。
2.3 加热炉问题
装置共有2台加热炉, 在检查过程中, 对以下进行严格把关, 并对其它的一些小的细节问题进行整改, 确保加热炉在开工中的正常运行。
(1) 加热炉余热回收系统的投用问题:由于装置安全联锁系统 (SIS) 无法正常投用, 在烘炉时, 采用自然通风方式进行, 确保装置开工, 并按要求修改程序, 催化剂干燥时投用正常。
(2) 对烟道挡板的安装进行确认, 提前做好挡板的开关位置标识, 并检查挡板能否开关到位, 进行现场确认。
2.4 加热炉炉管差压波动问题
装置在试车正常后, 发现加热炉差压周期性震荡, 处理量达到210t/h (设计261t/h) 以上时, 炉管差压大幅波动, 波幅在0.4～0.8MPa, 严重影响装置的长周期运行。同时反应进料加热炉出口有明显的“喘动”现象, 分析可能是炉管出口设计不合理造成或反应流出物换热面积不够造成, 通过减少原料换热, 提高处理量, 上述现象消失, 但增加了反应炉的负荷, 增加了装置能耗。
2.5 液压拉伸器问题
液压拉伸器的工作原理是通过液压泵加压, 指示系统和管路系将把压力传递到液压拉伸系统。液压拉伸系统中液压拉伸器支撑架、固定外缸、液压油腔、密封装置通过压力使空心活塞向外移动而使螺栓杆伸长, 同时通过锁紧套带动螺母旋转, 在液压系统的液压泵卸压后, , 即完成了一次锁紧或拆卸螺栓的过程[2]。装置在紧锢反应器头盖时, 由于液压油系统接头处漏油, 以及锁紧套与螺栓不配套, 导致拉伸器无法正常使用, 严重影响装置气密进度。
3 小 结
220万t/年蜡油加氢的一次开试车成功, 对我厂的汽、柴油性质得到大大改善, 满足了产品升级的要求, 装置的试车总体而言, 比较顺利, 出现的问题得到了处理, 为装置的高质量运行提供了有力保障。
摘要：着重介绍了蜡油加氢装置反应系统的主要开工步骤, 以及在开工过程中出现的主要问题及解决方法, 为装置的一次试车成功提供了保障, 同时优化了催化、裂解装置的原料性质, 改善了全厂生产汽柴油生产方案。
关键词：蜡油加氢,反应系统,开工步骤,问题,方法
参考文献
[1]中国石化安庆分公司220万吨/年加氢处理装置开工导则[M].北京:中国石化集团安庆石化工程公司, 2009.
蜡油加氢裂化 篇5
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