加氢裂化装置

加氢裂化装置（精选7篇）

加氢裂化装置 篇1

加氢裂化是在高温高压和催化剂存在的条件下, 原料油与氢气充分接触而发生加氢, 裂化和异构化反应, 转化为轻质油的加工过程, 生产过程中能量消耗巨大, 对其进行节能研究具有重要的意义。本文着重分析了影响加氢裂化装置能耗的因素, 并提出了相应的节能措施。

1 加氢裂化装置主要能耗

加氢裂化装置的生产运行是在高温、高压的条件下进行的, 所以决定了其生产过程的能耗比较大。在所有能耗中, 瓦斯、电能以及蒸汽所占比重较大, 占整个能耗的约95%。由于反应系统运行压力较高, 导致反应进料升压泵与新氢压缩机将消耗大量的电能, 循环氢压缩机所消耗的3.5MPa蒸汽量也较大。整个系统运行过程中所需要的大量的热能主要由加热炉和各部分换热回收提供。由于反应产物以及分馏塔产物温度较高, 可回收利用的能量也较多, 所以, 降低能耗的主要途径应该是尽可能的降低瓦斯, 电以及蒸汽的用量, 同时充分利用换热回收能量。

2 加氢裂化装置的能耗影响因素及节能措施

2.1 选择合适的催化剂

在开工初期, 催化剂活性较高, 反应在较低的温度下即可达到很高的转化率, 随着装置运行时间的加长, 催化剂活性将会降低, 维持反应所需的温度也将提高。但是过高的反应温度将加大反应加热炉的负荷, 增大瓦斯的消耗。所以, 为了降低装置能耗, 应该积极采用活性较高, 稳定性较好的催化剂, 使反应在较低的温度下就可以进行, 从而节省加热炉的瓦斯消耗。

2.2 合理控制反应温度

加氢裂化反应所需温度较高, 提高温度将加快反应的速度, 提高转化率, 但过高的温度同时会导致逆反应速度加快, 降低转化率, 同时也会使产品中轻组分变多, 降低液体收率, 所以, 合理控制反应温度尤为重要。反应器入口所需热量主要靠反应加热炉以及高压换热器来提供。从节能的角度, 为了节省瓦斯的消耗, 降低加热炉负荷, 需要尽可能多的利用高压换热器来吸取反应产物的热量。但是从安全方面考虑, 在紧急情况下需要通过停炉来迅速降低反应器入口温度, 所以, 加热炉负荷不能太低, 否则停炉达不到降低温度的要求, 通常要求反应加热炉出入口温差在15-25℃之间。

2.3 合理控制反应压力

加氢裂化工艺所需反应压力较高, 高压有利于加氢反应的进行。但是高压将使系统能耗增加, 增大反应进料泵以及循氢机和新氢机的出口压力, 加大系统的能耗。由于不同性质的原料油对压力的要求不一样, 例如, 在压力不太高的情况下, 脱硫与烯烃饱和反应就可以达到较高的转化深度, 但是低压下脱氮反应较为困难, 需要较高的压力。所以对于不同的原料油可以选择不同的反应压力, 在不影响产品质量的前提下, 可以适当降低反应压力。在加氢裂化过程中, 起主要作用是氢分压, 即氢气在循环氢中所占的百分比与系统压力的乘积。所以, 应该提高循环氢纯度, 当纯度低于设计值时, 及时排出部分废氢, 以提高氢纯度, 氢纯度提高了就可以适当的降低系统总压力, 达到降低能耗的目的。

2.4 控制较高的新氢纯度

新氢纯度对加氢裂化装置能耗的影响也很大, 新氢纯度每下降1.0%, 反应部分能耗约增加7%。所以, 应该严格控制新氢纯度, 一般为不小于99.5%。

2.5 选择合适的氢油比

氢油比是指混氢量与原料油的比值, 提高氢油比可以抑制缩合反应, 减慢生焦反应的速度, 延长催化剂使用周期, 同时较高的氢油比可以使反应温度较为容易控制, 防止超温现象的发生。但是氢油比过高, 意味着循环氢压缩机的转速越高, 相应的3.5MPa蒸汽的用量也会增加, 同时, 由于混氢量的增加, 也加大了反应加热炉的负荷, 增大了瓦斯的消耗, 并且过大的循环氢量带走了大量的反应热, 同时加大了高压空冷的负荷。所以, 高氢油比将使装置能耗增大, 降低氢油比可以有效的降低系统能耗。在日常生产中, 在保证安全生产以及产品合格的前提下, 适当降低循环氢压缩机的转速, 在节省了3.5MPa蒸汽的同时, 由于混氢量的降低, 加热炉负荷也得以降低, 节省了瓦斯, 同时也减小了高压换热器与高压空冷的负荷, 对于加氢裂化装置的节能降耗具有显著效果。一般来说, 氢油比控制在600ppm以上即可。

2.6 液力透平的应用

加氢裂化装置中, 高分到低分压降较大, 通常能达到10MPa左右, 大部分采用角阀来降压, 这样白白损失了较多的压力能。如果能引进液力透平, 充分利用这部分能量, 来作为进料泵的辅助动力, 将会有效地降低进料泵的用电量。

2.7 加热炉节能措施

在加氢裂化装置的能耗中, 燃料气消耗所占比例较高, 占到装置总能耗的约33%, 因此加热炉是加氢裂化装置用能的重要环节。提高加热炉效率, 减少瓦斯用量是装置节能降耗的有效手段。

2.7.1 充分利用反应加热炉的热量

反应加热炉温度较高, 负荷较大, 对流室仍有较高温度, 由此, 可以使分馏塔底油先经过反应加热炉对流室进行初步加热, 然后再进分馏塔底重沸炉, 可以有效的降低分馏塔底重沸炉的负荷, 降低燃料气的消耗, 同时反应加热炉排烟温度得以进一步降低。

2.7.2 采用余热回收系统

加热炉的能量很大部分是通过排烟浪费的, 既浪费了能量, 又污染了环境, 同时也对烟囱本身材料提出了很高的要求。而进入加热炉的空气温度较低, 将其加热也将消耗一部分瓦斯, 降低加热炉效率。目前大部分企业都采用余热回收系统来解决这个问题, 利用排烟温度给进炉空气加热, 一方面降低了排烟温度, 另一方面也提高了进炉空气温度, 有效的提高了加热炉的效率。根据经验, 一般排烟温度每降低17-20℃, 则炉效率可提高1%。值得注意的是, 排烟温度不可以过低, 过低了将会导致烟囱出现露点腐蚀。

2.7.3 氧含量的选择

加热炉的效率很大程度上取决于炉膛的氧含量, 在正常燃烧的情况下, 控制较低的负压, 使进入炉膛的冷空气减少, 以达到节约瓦斯、减少烟气、降低排烟温度的效果。但氧含量如果太小, 将会导致瓦斯燃烧不完全, 烟气中灰尘增多, 使对流室积灰严重, 增加烟气流动阻力, 同时会使炉管表面受热强度不均匀。因此, 在日常操作中, 应该将氧含量控制在合理范围内, 操作中根据各自装置的情况, 通过不断摸索, 找出最合理的氧含量。现场加热炉火焰以明亮, 有力为最佳。根据经验, 在排烟温度为200-500℃范围内时, 过剩空气系数每下降0.1, 可提高炉效率0.8-0.9%。

2.7.4 加热炉其他节能措施

加热炉均为负压操作, 所以如果加热炉上有缝隙, 空气将会进入炉内, 由于空气较冷, 将会降低炉膛温度, 增大瓦斯用量, 使加热炉效率降低, 所以需要加强炉体堵漏, 防止空气漏入加热炉。燃烧系统的好坏对加热炉的效率影响较大, 所以应该对瓦斯罐定期脱液, 保证瓦斯的清洁, 防止火嘴堵塞, 影响燃烧, 并且应定期清理燃烧器及过滤网。炉管表面如果有积灰, 将直接影响传热效率, 因此在停工期间, 应对炉管表面进行清洗。使用传热效率高的炉管也可以使加热炉加热效果更好。为了减少加热炉表面散热造成的损失, 需要加强系统的隔热与保温, 大部分是在炉墙表面贴上炉衬。目前使用最多的为陶纤衬, 贴陶纤衬后, 加热炉表面散热损失减少47%-52%左右, 热效率可提高1%-1.5%左右。

2.8 提高机泵使用效率

在机泵选型时, 应使机泵各项数据尽量与工艺要求相匹配, 富裕度维持在合理范围内, 确保机泵大部分时间在高效的工作区内运行。同时, 在装置检修与平时的生产过程中, 注意做好对机泵的保养, 注意润滑, 冷却等, 让机泵高效的运转。

本文着重分析了加氢裂化装置在能量利用方面的特点, 得出各环节能量浪费的影响因素, 从改进操作条件、优化工艺流程等方面进行了探讨, 最终得出了切实可行的节能降耗的途径, 为加氢裂化装置在设计, 操作以及设备检修维护方面提供了参考。

参考文献

[1]宋冠宇.浅谈石油化工加氢裂化装置的能耗分析及节能[J].化工管理, 2013, 16:212.

[2]张会兵, 苏燕飞.加氢裂化装置用能分析及节能措施[J].化工管理, 2013, 14:125.

[3]曹林.加氢裂化装置用能与节能探究[J].化工管理, 2013, 24:194.

加氢裂化装置节能措施分析 篇2

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.

加氢裂化装置反应系统压力控制 篇3

关键词：反应器,高压分离器,反应系统,压缩机出口压力控制,分程控制,选择控制,超驰控制,递推控制

1 引言

加氢裂化是重质油品轻质化的重要手段之一,典型的工艺流程如图1所示。

加氢反应流出物经换热降温,再经空气冷却器使温度达43℃左右进入高压分离器(高分V-2),将氢气与反应产物进行分离。高分顶流出物绝大部分为氢气,进入循环氢压缩机(C-1)升压到18MPa左右,一部分作为急冷氢以控制反应温度;另一部分则与补充的氢气混合。加氢反应耗氢气,因此必须由其它产生氢气的装置来补充氢气,此氢气压力低,要经新氢压缩机(C-2往复式)提升到18～19MPa压力进入加氢装置的氢气系统。混合后的氢气与反应流出物换热升温达300℃左右进入循环氢加热炉。

一种或几种原料按比例混合进入原料缓冲罐(V-1),经加氢进料泵提高压力后与反应流出物换热升温到要求的温度后,与第一循环氢加热炉出口的氢气混合,其温度为344℃左右进入加氢精制反应器(R-1)。反应器的出口物流与循环油(从分馏塔底来)以及第二循环氢加热炉(F-2)出口的氢气混合进入加氢裂化反应器(R-2)。

反应流出物经与循环氢、进料以及低压分离器(V-3)的液体等一系列换热降温,最后经空气冷却器(A-1)降温到43℃左右进入高压分离器(V-2),V-2顶的气体进入循环氢压缩机,高分底的液体部分进入低压分离器(低分)。高分压力一般约为16MPa,低分压力为1.6MPa左右。高分低分为加氢裂化装置高压部分及低压部分的分界点。

低分液体部分与反应流出物换热升温后进入脱丁烷塔(T-1),T-1底液体进入分馏塔(T-2),得到所需的产品棗石脑油、煤油、柴油及循环油。

图1为典型的加氢裂化工艺流程,工业应用中也有一些差异。不管工艺流程如何变化,加氢裂化装置的主要机械设备是:高压进料泵、反应器、加热炉、循环氢压缩机、补充氢压缩机、高压分离器及分馏塔等。

从上述可看出加氢裂化装置的特点:

1、高温、高压(高氢分压)。从高压进料泵及压缩机出口到高压分离器为止,系统的压力在16～1 9 M P a范围,热交换器、加热炉及反应器介质的温度在300～400℃,而且处于氢气环境中。因此,所有仪表材质和压力等级必须适应所处的操作条件。

2、加氢是耗氢强放热反应。加氢是氢气作为反应物参与反应,因此要消耗氢气。如不及时补充,系统压力就会下降。同时加氢裂化是强放热反应,如热量不及时排出、势必加快反应速度而放出更多的热量,继续下去会造成反应失控、温度骤升、造成催化剂及设备的破坏。因此,温度和压力是重要控制参数。

3、由高压部分和低压部分组成。本装置高压及低压部分的分界面在高压分离器及低压分离器之间。避免高压气体串入低压部分极为重要,因此,高压分离器的液位是一个重要控制参数。

由于篇幅有限,本文主要介绍反应系统的压力控制。

2 反应系统压力控制

压力是系统内进出物料不平衡的量度,因而气体压力控制不是改变流入量就是流出量。加氢裂化装置几乎全是气体压力控制。加氢裂化是耗氢反应,即氢气参与反应,必须从外界向系统补充氢气才能维持压力平衡。此压力的平衡点在高压分离器。

加氢反应是烃类与高压氢气发生反应除去杂质或生产我们所需的轻质产品。它是由氢气来维持反应系统的压力。由于反应耗氢、泄漏等因素,如不补充氢气,压力势必下降甚至无法完成加氢反应。

循环氢压缩机出口的氢气一部分作为反应急冷氢控制温度,另一部分与补充的氢气混合,经与反应流出物换热升温后进入循环氢加热炉。原料经进料泵升压后与反应流出物换热升温,与循环氢加热炉加热后氢气混合进入加氢精制、加氢裂化反应器,生成反应产物(反应流出物),经换热降温、冷却后进入高压分离器(V-2参见图1)。上述部分是在高压下进行,只有高的氢分压才能进行加氢反应。无论工艺流程如何变化,只在高压分离器顶或循环氢压缩机入口设有一套压力控制系统。

2.1 高压分离器压力控制[1]

高压分离器压力采用分程--自动选择控制方案,以稳定反应系统压力,自动补充氢气。

由于从制氢装置或其他产氢装置来的氢气压力只有1～2MPa,因此要经过压缩机升压后才能进入反应系统。往复式压缩机最适于压缩流量小、压缩比大、压力高的气体,在高压和超高压(3500公斤/厘米2)时,一般采用往复式压缩机。它是一种固定容量,可变排气压力的转机。常用的控制方法是压缩机外部旁通管的调节,这种调节适用于任何规格的压缩机。由于这种调节方式是使一部分被压缩的气体经过外部旁路管再返回到入口,虽然消耗一部分能量,但操作简单,灵活性大。返回的气体应经过冷凝分去凝液,以防液体带入压缩机和机入口温度的升高。由于在工艺过程中这种气体的压缩往往是分段的,所压缩气体的返回也是分段的。由于生产的连续性,工艺过程的前后工序或前后工段的负荷波动,将会影响压缩机的稳定操作。因此,稳定压缩机入口的压力或者是稳定各分段压缩入口的压力是压缩机稳定操作的关键。本文以加氢裂化装置往复式三级压缩机为例说明。往复式压缩机具有低排量、高出口压力的特点,适合于加氢裂化补充氢压缩机的工艺要求,因此国内外补充氢压缩机都采用往复式。

往复式压缩机主要的应用特性:R=Pd/Ps

R:压缩比

Pd:压缩机出口压力

Ps:压缩机入口压力

往复式压缩机每级(段)最大的压缩比(即压力比)为3:1(也可达4:1)。

高分压力控制往往与补充氢压缩机压力控制系统联系在一起,如图2所示。

当高压分离器压力下降时,高分压力调节器PRC107为正作用,因此输出在0%～70%范围内时,经标度转换(反向)为100%～0%进入低值选择器(LS),当选上时,则由高分压力调节器PRC107控制新氢压缩机三段出口返回阀PV107B,高分压力下降则PV107B开度减小,返回量少则去高分的氢气量多,促使高分压力上升;高分压力上升时调节器输出趋近70%,经标度转换(反向)趋近于0%,三段出口返回阀PV107B开度加大,返回量多去高分的氢气量小,因而压力下降达到给定值。

从上述看出当高分压力下降时,新氢压缩机三段出口返回量少给高分补氢量多,此时二段出口压力会下降即三段入口分液罐压力下降。压力调节器PRC106为正作用,其输出在0%～5 0%范围,经标度转换为0%～100%进入低值选择器(LS),当三段入口分液罐压力很低时,去低值选择器的值接近0%,会由低值选择选上。因此由PRC106控制返回阀PV107B,以保证压缩机三级出口能达到进入系统的压力。选择器起着软保护功能,使被控参数不会超过极限。根据往复式压缩机性能,则二段入口压力也低,一段入口压力也低,即一段入口分液罐压力低,则补充氢气量自动加大。补充氢气至一段入口分液罐只设有流量记录。

当高分压力上升,而高分压力调节器PRC107的输出在70%～100%范围时,经标度转换为0%～100%去作用PV107A,即放空去火炬。装置操作不正常时才会出现此种情况。PRC107输出的另一路0%～70%经标度转换100%～0%,因为信号大于70%去低值选择器的信号为0%,当然为LS选上去PV107B,则PV107B全开使大量氢气从新氢压缩机三段出口返回,因此三段入口分液罐压力上升,PRC106输出在50%～100%范围经标度转换(反向)为100%～0%去低值选择器,根据往复式压缩机的性能,二段入口分液罐压力也高,PRC105的输出在5 0%～1 0 0%范围,因此低值选择器另一个输入为100%,因此低选器选上PRC106的信号,同样低选器也会选上PRC105的输出,即由往复式压缩机每段出口压力控制返回入口阀开度,当压力上升时,调节器输出趋近于100%,经反向标度转换趋近于0%去作用于返回阀(FO),返回氢气量大。V-5一段入口分液罐压力上升,P R C 1 0 4为正作用,输出上升到5 0%～1 0 0%范围,PV104A阀打开氢气出装置,V-5罐压力上升,因而进入氢气量自动减少。

对于每台调节器的输出,调节阀在一定范围内动作如图3所示。

上述的高分压力及新氢压缩机压力控制系统中,补充的新氢与循环氢压缩机出口的循环氢混合进入反应系统。也有采用补充的新氢直接进入高压分离器,其工艺控制流程如图4所示。

此控制方案与前面所述的类似,只是氢气源的压力较高,经二段压缩后直接进入高压分离器。高分上设有压力调节器PRC107,其输出经低值选择后控制压缩机二级出口返回二级入口的调节阀的开度。PRC1017为反作用调节器,高分压力下降时,输出上升因而使返回阀PV107开度变小,因而返回的氢气量少而向高分补充的氢气量多,促使高分压力上升达到给定值。根据往复式压缩的性能,一段入口分液罐(V-5)压力也低则自动增加补充氢气量。当高分压力上升时与此过程相反。

当高分压力低时,根据往复式压缩机的特性,则二级入口压力也低,其调节器PRC106输出在0～50%范围内,经标度转换为0～100%进入低值选择器(LS)PRC106调节器为正作用,当二级入口压力低到一定程度则去低选器之值低会被选上而控制返回阀的开度,保证二级入口压力从而使出口氢气有足够的压力进入高分,以保证压缩机不受到损坏。所以称低值选择器(LS)起到“软保护”作用,自动选择又称为超驰控制。

从上述两个相近的控制流程看出,高分压力低时,则由高分压力调节器的输出和压缩机末段入口压力调节器的输出选择控制返回阀,其他段则由入口压力调节器控制返回阀,向系统补充的氢气量多;当高分压力高时,则由高分压力调节器的输出和压缩机各段出口压力调节器的输出控制返回阀,向系统补充氢气量少。我们称往复式压缩机逐段分程选择控制的方法为压力递推自平衡控制。

我们不难看出高分压力及新氢压缩机控制的目的:

(1)自动补氢以平衡加氢裂化的氢耗,稳定反应系统的压力;

(2)自制氢装置来的氢气经三级压缩,以满足加氢原料预加氢所需的氢气压力;

(3)由于往复式压缩机每段都有氢气返回,因此每段的压缩比都等于或接近于设计值,保证机器稳定地长周期运行。

2.2 循环氢(气)压缩机出口压力控制[2]

循环氢压缩机(C-1)出口压力可认为反应系统的启始压力,而高压分离器(V-2)的压力可视为反应系统的终点压力,而两点的压力差即为物料流动的推动力。因此压缩机出口压力是主要的控制参数,涉及到补充氢气的压力,反喘振控制等,对于平稳操作,设备保护起着重要作用。

一般加氢裂化循环氢压缩机选用离心式,蒸汽透平驱动,以适应负荷变化大,循环氢(气)分子量变化的要求。

我们知道压缩机出口的压力与转速有关系,当转速增加时,出口压力及流量都会变化,如流量不变则出口压力就会上升。因此采用调节蒸汽透平入口蒸汽量从而改变压缩机转速的方法控制压缩机出口压力,如图5所示。

从循环氢压缩机出口压力与转速关系图6看出,当转速从额定转速的8 0%上升到9 0%时,出口压力从P1上升到P2。因此调节压缩机转速,只需蒸汽透平的主汽门开大,进入更多的蒸汽,压缩机转速加大,出口压力就会上升,因此调整非常方便。

3 结束语

从上述可以看出,压力控制系统的关键在压缩机的控制,新氢压为整个系统提供了外在动力;而循环氢压缩机出口压力则是系统的启始压力,它为整个系统提供了内在动力。因此控制好了压缩机的出口压力就能够很好的控制整个反应系统的压力。

参考文献

[1]陆德民,张振基,黄步余等.石油化工自动控制设计手册[M].3版.北京:化学工业出版社,2000.

加氢裂化装置 篇4

一、加氢裂化装置概况

270万吨/加氢裂化装置基础设计部分由UOP公司完成,装置设计能力为270万吨/年,年开工时间8400小时,装置操作弹性60%~110%,设计能耗1420兆焦/吨(新鲜原料油)。分为反应、分馏和脱硫三部分,采用双剂串联一次通过加氢裂化工艺。装置主要产品为液化气、轻石脑油、重石脑油、航空煤油、柴油及尾油。此外,渣油加氢,柴油加氢装置的低分气和汽提酸性气集中在本装置脱硫。

二、加氢裂化掺炼劣质柴油的技术分析

1.加氢裂化装置掺炼催化柴油可行性分析

从表1中我们看出催化裂化劣质柴油与国V柴油相比亟待解决的问题是降低硫含量,降低密度,降低芳烃含量,提高十六烷值。

蜡油加氢裂化装置采用UOP的专利技术,裂化催化剂为HC-185L是一种具有双功能催化剂,在脱除硫化物、氮化物、进行烯烃饱和反应的同时,对FCC柴油中含有的芳香烃类化合物能够做到选择性开环反应,将芳香烃转化为环烷烃。HC-185L催化剂的加氢活性高、同时添加经过改性的分子筛,使得催化剂的酸性中心很多,提高了催化剂开环裂化功能。催化剂加氢活性和裂化活性的良好匹配,使得柴油产品中链烷烃和环烃等饱和烃及烷基苯含量大幅度增加。

故蜡油加氢装置掺炼催化柴油既能保持高航煤和重石脑油的收率,又改变了烃类组成,提高了十六烷值,兼顾了劣质催化柴油改质和提高航煤收率的要求。

2.加氢裂化装置掺炼催化柴的要求

工艺包供应商UOP公司给出的建议认为新开工装置,头30天装置处于稳定操作期,建议不要掺炼催化柴油。

航鉴委的规定:国内市场的航煤,必须取得国产航空(舰艇)油料鉴定委员会认证(以下简称“航鉴委”)才能出厂。加氢裂化装置作为航煤生产装置,需遵循航鉴委如下要求,才能保证产品出厂。原文:“直馏航煤、加氢裂化、加氢精制可生产航煤。加氢裂化原料中,非直馏组分一般在10%以下,最多不超过15%。

3.蜡油加氢裂化掺炼劣质催化柴油要考察的主要内容

(1)蜡油加氢裂化装置掺炼催化裂化重柴油后,装置的进料结构和进料性质会发生很大变化,主要考察的内容如下:

(2)掺炼前后装置的产品分布、主要目的产品的收率,产品质量,特别是航煤和柴油的质量的变化情况。

(3)掺炼前后装置的能耗、氢耗的变化情况。

(4)如何根据掺炼催化裂化柴油的量,找到合适的反应温度,既可以饱和芳烃、取走反应热,又能脱除氮化物是加氢裂化掺炼劣质柴油技术需要考察的重点。

三、蜡油加氢裂化装置掺炼重催柴油后的运行情况

270万吨/年加氢裂化装置于2014年2月27日出合格产品,至2014年7月29日加氢裂化装置已经运行5个月,装置处理量为200t/h,计划掺入催化柴油量为30t,符合加氢裂化装置掺炼催化裂化柴油的技术要求。

2014年7月29日开始掺炼重催柴油,初始掺入量5 t/h,逐步提高到10 t/h,20t/h,2014年8月3日年实现全部掺入,这时重催柴油量为27~30 t/h。

蜡油加氢裂化装置在控制重催柴油按掺入量为5,10,20、25、30 t/h五个阶段进行考察。在整个掺炼重催柴油期间,装置运行正常,产品质量合格。

1.掺炼重催柴油后的原料性质的变化情况

掺入重催柴油后的混合原料油的性质变化较大[7]。掺入后原料的馏程变化较大,初馏点由234℃降至185℃,另外混合原料油中金属含量、胶质沥青质的含量大幅度增加,这些杂质将会加速催化剂的失去速率,造成催化剂寿命降低。混合后原料的硫、氮含量随催化柴油掺入量增加而增加。

2.掺炼重催柴油后装置操作参数的变化情况

由于混合原料油中硫、氮含量增加,在重催柴油掺炼量的不断增大的情况下,首先出现的现象是精制反应的床层温升大幅度增加,为了防止反应器内热量不平衡,造成热量在反应器内聚集,导致床层飞温的严重后果,此时,操作人员应及时根据反应器的温升情况作出调整,降低精制反应器入口温度,以控制反应系统的热量输入。当重催柴油按照掺炼要求全部掺入时,依据实际情况精制反应器入口温度总共降低近21℃。但是由于混合原料中硫化物和氮化物的含量增加,为保证精制反应流出物氮质量分数小于20μg/g的要求[7],精制反应器人口温度降低幅度并不能太大。掺炼重催柴油后氢耗增加,在转化率变化不大的情况下,同掺炼前相比,全部掺炼柴油时,氢耗增加47.28 m3/t。

3.掺炼重催柴油装置后主要产品性质的变化情况

随着FCC柴油掺炼量的增加,由于原料中芳烃含量增加航煤产品烟点下降,当FCC柴油掺人量达10 t/h后,喷气燃料烟点下降2 mm。同时航煤烟点降低也与降低催化剂床层温度,反应转化率有下降有直接关系。

掺炼FCC柴油后对加氢裂化装置产品影响较大的是柴油的质量发生了变化,主要是十六烷值的降低,当FCC柴油全部掺入量达到20t/h后,柴油产品的十六烷值下降7.6个百分点。当FCC柴油全部掺炼时,柴油产品的十六烷值下降到58.2。掺炼FCC柴油后,装置做为重整装置进料的重石脑油产品的芳烃含量增加。

掺炼重催柴油前后,装置整个产品分布发生较大变化,气相收率和液体收率与掺炼重催柴油前相比变化较大,轻、重石脑油的收率之和增加了1.37~4.24个百分点,说明重催柴油有部分组成发生了裂化反应,变成了较轻组分。掺炼重催柴油前总液体收率为96.97%,掺炼后总液体收率为97.23%~97.86%,比掺炼前增加0.26~0.94个百分点。主要原因是催化柴油中部分重组分加氢饱和、裂化,全部转化成较轻产品,单程转化率有所下降也是其中一个原因。

4.掺炼重催柴油装置后装置能耗的变化情况

蜡油加氢裂化装置掺炼全部加氢裂化掺炼全部重催柴油后,能耗约降低110 MJ/t。装置燃料气用量减少,但是氢耗增加37.28 m3/t。

四、小结

1.加氢裂化掺炼重催柴油后,保证了全公司了物料平衡,保证了加氢裂化装置在设计的最低负荷下运转,同时加氢裂化掺炼劣质柴油技术可以满足企业柴油产品质量升级的需求,为劣质催化裂化柴油升级提供了一条可靠的途径。

2.加氢裂化掺炼重催柴油后,装置运行平稳,主要产品质量合格,满足清洁产品要求,装置产品分布发生变化,重石脑油和航煤的收率增加,加氢裂化柴油十六烷值从66~65下降到58~59。航煤烟点略有下降,如装置生产灯用煤油时,可以用提高转化率的方法提高灯用煤油的烟点。

3.蜡油加氢裂化装置掺炼催化柴油后反应热增加,装置能耗降低,但是氢耗增加。装置的操作难度增大,操作人员应严格控制催化柴油的掺入速率,密切精致反应器床层温升的变化情况,防止反应器超温,同时应密切关注装置氢耗及新氢压缩机的运行情况,及时与制氢装置沟通,防止氢气管网压力波动。

4.加氢裂化掺炼重催柴油后,反应加热炉瓦斯用量减少,基本是长明灯在燃,装置一旦出现紧急情况时,反应炉的降温作用降低,装置的安全风险系数提高。

加氢裂化装置 篇5

一、装置所处环境

本装置为新建装置, 位置在老厂区里的预留地, 北侧为重油原料罐区及泵棚, 东侧为劣质原料加氢的原料罐区, 南侧为厂区围墙, 西侧为循环水厂。根据《石油化工企业设计防火规范》, 总图给出该装置的占地, 东西方向为128.5米, 南北方向130米, 占地面积16705m2。见图一。

二、石油化工装置布置的一般要求

石油化工装置布置的一般要求包括:三重安全, 满足工艺设计要求, 满足操作检修和施工要求, 满足全厂总体规划, 适应所在地区的自然条件, 经济合理, 满足客户要求, 注意外观美[2]。

三、工艺流程简介

本装置以直馏蜡油、焦化蜡油为原料, 采用一段串联全循环流程, 兼顾一次通过, 主要生产柴油和重石脑油, 为重整提供原料。包括:反应, 分馏, 轻烃回收, 液化气和气体脱硫, 溶剂再生。其主要产品柴油作为全厂调和组分送出装置, 液化气脱硫后送出装置, 重石脑油作重整装置预处理原料, 轻石脑油作为汽油调和组分, 副产的塔顶干气脱硫后送燃料气管网, 低分气脱硫后与重整氢气共同送PSA装置, 回收氢气。

四、装置的性质

本装置属于甲类生产装置, 主要火灾危险介质为液态烃、甲B类可燃液体和甲类可燃气体。

五、设备平面布置图

1. 装置四周均有消防通道, 环绕压缩机区另设置一条贯穿式的消防道路。

2.受地形条件限制, 管廊的布置采用一主管桥+六个辅助管桥的布置形式。装置构成:反应及炉子集中布置在东北角, 压缩机集中布置在东南角, PSA集中布置在西南角, 西侧为脱硫及溶剂再生区, 东侧为原料预处理区, 西北角为分馏区。炉区及反应区依靠炉前管桥与主管桥连接;脱硫及溶剂再生共用一个副管桥;分馏区、压缩机、PSA单元各自设置一副管桥。进出装置的管道在南侧进出。

3.加热炉北侧预留21米的空间, 便于检修。反应炉与反应器靠近布置, 防火间距不限。重沸炉与反应器及其他工艺设备要有15m的防火间距[3]。加热炉附属的燃料气分液罐与炉体的防火间距不应小于6m[3]。

4.主管桥最北侧的循环油泵为超过自然点的工艺设备, 与加热炉要满足不小于4.5米的防火间距[3];其上方不得布置空冷, 若要布置, 需采取必要的措施。

5. 西北侧的分馏区有液态烃设备, 其距离加热炉要满足不小于22.5米的防火间距[3]。

6. 分馏区里, 液态烃设备和超过自燃点的设备, 防火间距要满足不小于7.5米[3]。

7. PSA单元与加氢裂化是联合装置, 可按装置内的防火间距考虑[3]。

8. 反应器及高换为超过自然点的设备, 与压缩机要满足不小于9米的防火间距要求[3]。

六、加氢平面布置应注意的问题

1.反应炉和反应器的布置关系。反应器和加热炉是加氢裂化的核心设备, 平面布置的好坏直接影响加热炉和反应器之间管线的走向。因该管道是高温高压大直径管线, 管径是DN450, 操作温度390℃, 操作压力16.8MPa, 管道壁厚45.24mm, 管道材质ASTM A312-TP321, 热胀量很大, 管子的刚度也很大, 炉管嘴子受力要求较为严格。因此, 解决管线的热应力, 是一大难点。故平面布置时, 反应炉中心线与反应器中心线要尽可能在一条线上, 利用管架做π型自然补偿。

2. 分馏塔进料重沸炉与分馏塔之间, 管道要步步高进分馏塔, 因此, 该段要尽量短, 且满足应力要求。

3. 压缩机和高压设备集中布置, 便于操作和管理, 节省高压管道, 节约投资。

七、本装置平面布置需要改进的问题

首先, 由于装置是在建在原预留地, 占地面积受限, 装置显得较为拥挤。位于分馏区管架上的空冷, 由于两侧为高塔和构架, 设备吊装检修不方便。其次, 副管桥过多, 主梁和侧梁会增多、增高, 投资会加大。第三, 分馏区和脱硫及溶剂再生区之间管线的连接, 需要走U型管带, 管线会绕远, 投资也会增加。

摘要：根据装置平面布置原则, 结合工艺特点和防火规范的要求, 阐述了加氢裂化装置设备平面布置的特点和注意事项。为今后的设计提供参考。

关键词：加氢裂化,设备平面布置图,装置平面布置

参考文献

[1]韩崇仁主编.加氢裂化工艺与工程[M], 北京:中国石化出版社, 2012, 7~8.

[2]全国压力管道设计审批人员培训教材[M], 北京:中国石化出版社, 2011, 165.

[3]中华人民共和国国家标准.GB 50160-2008石油化工企业设计防火规范[M], 北京:中国计划出版社, 2008, 16~21.

加氢裂化装置硫的腐蚀与对策 篇6

加氢裂化装置以加工VGO为主, 在炼厂流程设计、安排中非常重要, 其长周期运行是炼厂产品出厂的重要保障。原料硫含量的提高, 设备硫腐蚀情况加剧, 装置泄漏隐患增加, 如果硫腐蚀得不到有效控制, 将给装置长周期运行造成严重影响。通过对同类已投产运行装置调研结果表明, 如没有采取合理的防腐措施, 装置加工高硫原油过程中, H2S含量高易受腐蚀部位容易出现泄漏, 比如高压空冷管束泄漏、硫化氢汽提塔腐蚀开裂等。

1 H2S腐蚀原理

1.1 装置系统中H2S的来源

装置系统中H2S的来源主要有两种情况, 一种为开工过程中通过注硫化剂对新鲜催化剂进行硫化产生的H2S。正常生产过程中, H2S主要是原料中的硫与H2反应生成。硫普遍存在于石油组分中, 石油馏分中典型的含硫化合物主要有硫醇类RSH、二硫化物RSSR、硫醚类RSR’与杂环含硫化合物[1]。生产过程中, 这些含硫化合物在氢气环境中, 催化加氢反应生成相应的烃和硫化氢。

1.2 H2S腐蚀情况种类

硫化氢的腐蚀主要有两种, 一种是高温下硫化氢的腐蚀, 另一种是低温下硫化氢的腐蚀。高温硫化氢的腐蚀指在高温条件下 (>240℃以上) 硫化氢直接或其分解生成的单质硫与金属发生反应而使金属性能产生破坏的现象。主要表现为加热炉及循环氢系统中高温部分中硫化氢与设备表面发生化学反应, 生成硫化亚铁膜和高温硫化物。高温条件下, 还可能发生H2S+H2腐蚀。高温H2S+H2腐蚀主要指在高温 (300~420℃) 、H2S、H2环境发生的腐蚀破坏现象。

低温硫化氢的腐蚀也叫湿硫化氢腐蚀, 指液相水和硫化氢共存时硫化氢所引起的腐蚀, 包括电化学腐蚀和应力腐蚀两种形式。主要发生在系统中H2S含量较高的低温部位, 特别是伴随有水相生成的环境更易产生低温硫化氢腐蚀。低温硫化氢的腐蚀比较普遍, 且危害严重, 能造成设备氢脆引起氢脆开裂和氢鼓泡。若存在拉伸应力的, 还会产生应力腐蚀开裂[2]。

另外, 奥氏体不锈钢的连多硫酸腐蚀也是加氢裂化装置的一个典型腐蚀情况。连多硫酸应力腐蚀开裂的特征应力腐蚀开裂是某一金属 (钢材) 在拉应力和特定的腐蚀介质共同作用下所发生的脆性开裂现象。奥氏体不锈钢对于硫化物应力腐蚀开裂是比较敏感的。连多硫酸 (H2SxO6, x=3~6) 引起的应力腐蚀开裂也属于硫化物应力腐蚀开裂, 一般为晶间裂纹。

2 加氢裂化装置易腐蚀部位分析

2.1 高温下硫腐蚀

加氢裂化装置高温下硫腐蚀部位主要有:反应器、热高压分离器、热低压分离器及反应加热炉管等。

2.2 低温下硫腐蚀

加氢裂化低温下硫腐蚀部位主要有:热高压、热低压空冷器管束, 冷高压、冷低压分离器, 循环氢换热器及管线、H2S汽提塔及空冷管束, 脱丁烷塔及空冷管束等, 高强度的钢的焊缝区和冷凝器的浮头盖螺栓等也易产生应力腐蚀开裂。

3 加氢裂化易腐蚀部位的合理应对措施

目前对加氢裂化设备腐蚀采取的有效措施主要有两种, 一种是直接采用抗腐蚀的不锈钢, 另一种是对易腐蚀部位加注缓蚀剂。下面以中石油云南石化220wt/a蜡油加氢裂化装置 (设计原料硫含量为3.21wt%) 为例, 分析几个典型的硫腐蚀情况及其防护措施。

3.1 反应器的腐蚀

该装置共2台反应器, 一台精制反应器, 一台裂化反应器。其主要腐蚀类型为高温下H2S腐蚀, 该装置两台反应器主体材料均采用2.25Cr-1Mo-0.25V, 反应器内件采用347型不锈钢, 反应器内壁双层堆焊TP.309L+TP.347, TP.347有效厚度为3mm。此设计已有成熟的使用经验, 能够有效抵抗高温下H2S+H2腐蚀。当原料中硫含量增加后, 反应生成的H2S增加。温度为427℃时, H2S对不锈钢的腐蚀速率由0.04mm/a上升到0.05mm/a, 在正常情况下, 即使催化剂运行到末期, 反应温度也只有410℃, 年腐蚀率会更低。保证了在加工高硫油情况下, 反应器及管线有足够的腐蚀余量。

3.2 热高压分离器的腐蚀

该装置热高压分离器共1台, 主体材料为12Cr-2Mo-1R, 堆焊TP.309L+TP.347以抵抗高温H2S腐蚀, TP.347最小厚度为3mm。正常操作温度为288℃, 此设计能保证在装置有效运行周期内腐蚀裕量。

3.3 热高分气空冷器的腐蚀

该部位为低温H2S腐蚀, 包括应力腐蚀 (SSC) 、氢致开裂 (HIC) 、应力导向氢至开裂 (SOHIC) 及H2S弱酸腐蚀。介质中含有H2、H2S和NH3, NH4HS在低温下会结晶析出, 为防止铵盐结晶堵塞管束, 正常操作时要求在上游或空冷器前注水, 可以降低循环氢中H2S和氨的浓度, 并且可以溶解铵盐, 防止铵盐在低温部位沉积。为避免NH4HS腐蚀, 空冷器管箱和换热管的材料均为NS1402。

3.4 反应加热炉管及烟气余热回收系统的防腐

反应进料加热炉炉管及急弯弯管采用TP347H材质, 以增强炉管在临氢状态下的抗腐蚀能力和高温强度, 提高管路使用寿命。

为提高加热炉热效率, 降低装置能耗, 加热炉设置空气预热系统, 用于回收烟气余热, 为了防止烟气露点腐蚀, 在烟气-空气预热器前设置蒸汽 (热水) 预热器, 保证烟气排出温度大于露点温度。

3.5 冷高压分离器的腐蚀

冷高压设分离器在湿H2S环境下工作, 依据腐蚀程度, 冷高压分离器主体材料选用Q345R堆焊TP.316L不锈钢耐腐蚀层, 冷高压分离器气相中存在大量的H2S, 在50℃条件下与水汽结合形成酸, 对器壁产生均匀腐蚀。液相最下一层是上游的注水在此冷凝吸收酸性气后的酸性水, 当H2S浓度提高时, 腐蚀的程度必然加剧。在使用过程中, 对设备的腐蚀情况要定期检查。

3.6 脱丁烷塔和脱H2S汽提塔的腐蚀

脱丁烷塔和脱H2S汽提塔的防腐除了对设备采用防腐蚀材料外, 主要采取在脱丁烷塔和脱H2S汽提塔顶部抽出线上注入缓蚀剂的措施。缓蚀剂采用SF-121D, 为水溶性、黄色或黄褐色液体, 密度 (20℃) 0.95~1.05g/cm3, LD50 (毒性, mg/kg) ≥9500, 对油品质量和装置本身无不良影响。另外, 在工艺操作参数允许的情况下, 适当提高塔顶温度, 一定程度上也能防止H2S腐蚀。

脱丁烷塔和脱H2S汽提塔的腐蚀形态主要表现为设备均匀减薄和湿H2S的应力腐蚀。缓蚀剂注入点通常设在塔顶抽出线上, 缓蚀剂随着系统介质流经塔顶空冷器、回流罐, 并随回流进入塔内, 以达到保护设备目的。SF-121D复合缓蚀剂具有中和、成膜双重作用。可溶解于各类烃特别是低沸点烃中, 溶解均匀分散于介质中后, 流经设备, 在设备内表面形成一层致密的保护膜, 将介质与设备隔开, 从而有效避免设备遭受腐蚀介质的侵蚀;另外该缓蚀剂进入系统后, 快速分散于介质中, 迅速中和已冷凝在微量水中的H2S, 提高微量冷凝水的p H值, 改善设备的腐蚀环境。一些装置通过加注缓蚀剂和不加缓蚀剂, 对回流罐酸性水采样分析化验发现, 加注缓蚀剂后采样的水比未加缓蚀剂采样的水p H值高, 而两种条件下酸性水中Fe离子含量情况则刚好相反, 表明缓蚀剂的加注对防止设备腐蚀有一定效果[3]。

3.7 亚硫酸和连多硫酸腐蚀

加氢裂化装置停工过程中, 系统降温降压后, 有水气被冷凝下来或打开设备检修时, 设备和管线内部与湿空气接触。铁/铬硫化物与水和氧发生化学反应, 就有亚硫酸和连多硫酸产生, 从而产生腐蚀。

防止奥氏体不锈钢产生连多硫酸腐蚀主要有以下几个措施:选材上采用超低碳钢或稳定性的不锈钢;制造上要尽量消除或减轻由于冷加工或焊接引起的残余应力, 并注意加工成不形成应力集中或尽可能小的;装置停工后, 对不需检修的奥氏体不锈钢设备或管线用阀门或盲板封闭起来, 内充氮气持正压, 使其隔绝空气;对于需要检修的奥氏体不锈钢设备, 管线和不能保持149℃以上的加热炉管, 应用1.5%~2%的碳酸钠或氢氧化钠溶液进行中和冲洗。

4 结语

设备安全是装置长周期运行的基本保证, 加氢裂化装置在加工高硫油过程中产生大量的H2S, 对设备造成酸性腐蚀。但只要认真观察分析, 找出腐蚀原因, 通过采取合理选材、改进工艺条件、注缓蚀剂等防腐措施, 从而避免由于设备和管线腐蚀泄漏而引起装置的非计划停工, 确保加氢裂化装置的安全、平稳、长周期运行。

摘要：加氢裂化装置主要以VGO为原料, 随着进口原油逐渐变重, 我国新建大型炼厂都以加工高硫油为主, 硫含量增加造成设备腐蚀加剧, 为了保证装置长周期运行, 设备防腐工作显得尤为重要。通过在装置易腐蚀部位加注缓蚀剂及合理的安装设计, 能有效缓解硫对设备腐蚀影响。

关键词：加氢裂化,VGO,高硫原,设备腐蚀,长周期,缓蚀剂,连多硫酸

参考文献

[1]韩崇仁主编.加氢裂化工艺与工程.中国石化出版社, 2001.

[2]孙晓伟.柴油加氢装置的腐蚀与防护[J].当代化工, 2010, (08) .

加氢裂化装置泄漏排放量评估研究 篇7

2010年5月11日, 《关于推进大气污染联防联控工作改善区域空气质量指导意见的通知》 (国办发〔2010〕33号) , 提出开展VOCs防治的要求, 从国家层面开始重视VOCs大气污染物的治理。2012年《重点区域大气污染防治“十二五”规划》颁布, 提出控制VOCs的排放, 减少对大气环境的污染。2013年5月24日实施的《挥发性有机物 (VOCs) 污染防治技术政策》, 提出“对泵、压缩机、阀门、法兰等易发生泄漏的设备与管线组件, 制定泄漏检测与修复 (LDAR) 计划, 定期检测、进行修复, 防止或减少跑、冒、滴、漏现象”。自2014年开始, 国内各省、直辖市陆续出台无组织VOCs管控的指南、标准和技术规范, 对无组织VOCs的泄漏管控措施和技术研究也越来越受到重视。

1泄漏排放量评估

1.1检测仪器

氢火焰离子化检测仪 (FID) , 甲烷标准气 (浓度500μmol/mol) 。

1.2检测内容

检测工作的主要内容包括:1) 加氢裂化装置资料收集与分析;2) 密封组件标识和台账建立;3) 编制作业文件和记录表格;4) 依据国内外标准[5,6,7], 在装置现场开展LDAR工作;5) 泄漏密封组件维修效果评估;6) 检测数据统计与泄漏排放量核算研究。

1.3泄漏排放量评估方法

石化企业无组织VOCs泄漏排放量有多种评估方法, 主要有平均系数法、筛分法、相关方程法和包袋实测法等[7]。按估算准确性排序依次为包袋实测法、相关方程法、筛分法、平均系数法。包袋实测法的准确度高但实施难度较大, 因此国内主要采用相关方程法对石化装置进行排放量评估, 见表1。

注:SV指密封组件泄漏VOCs检测值。

1) 默认零值的排放量:当密封组件的检测值小于1μmol/mol时, 采用表1中“默认零值排放”系数计算装置的泄漏排放量。装置运行时间 (hr) , 按8 760 h计, 下同。

2) 检测量程范围内的排放量:当密封组件的检测值在 (1~10 000) μmol/mol之间时, 采用“相关方程”系数计算其泄漏排放量。

3) 超检测量程范围的排放量:当密封组件的检测值大于10 000μmol/mol时, 采用“限定排放”系数计算装置的泄漏排放量。

4) 装置的排放量计算:装置的泄漏排放量为默认零值的排放量、检测量程范围内的排放量以及超检测量程范围的排放量之和。

2结果与讨论

检测了加氢裂化装置总计4 863个密封组件 (不含空冷部分) , 以检测值大于等于500μmol/mol作为泄漏浓度进行泄漏组件统计, 共检测到泄漏组件140个, 可算得泄漏率为2.88%。对泄漏检测结果进行分析如下。

2.1装置密封组件类型、数量分布比较

从图1可以看出:阀门和法兰是加氢装置的主要密封组件类型, 两者在装置中的占比达到了76.1%。

2.2不同密封组件类型的泄漏排放量比较

由图2所示, 数量占比达42.1%的法兰排放量小于阀门、开口管线、连接件等三种密封组件, 数量占比34%的阀门所产生的排放量最大, 而数量占比仅4.9%的开口管线的排放量仅次于阀门。因此, 企业应重点关注加氢裂化装置中的开口管线和阀门的完好率, 选用高质量的阀门。

2.3排放量的主要来源分析

从图3可以看出:检测值小于500μmol/mol的密封组件, 其排放量占总排放量的2.1%, 而其密封组件数量却占总密封组件数量的97.1%。检测值≥10 000μmol/mol的密封组件排放量占总排放量的95.5%, 但密封组件数量只占总密封组件数量的1.1%。由此可见, ≥10 000μmol/mol的密封组件数量虽然不多, 却是泄漏排放的主要源头。因此, 企业对泄漏检测值10 000μmol/mol以上的密封组件进行重点管控, 将大大降低无组织VOCs的排放量。

2.4维修效果分析

采用多种维修手段如紧固螺栓, 更换密封组件, 加丝堵等对泄漏密封组件进行了处理, 共修复82个密封组件, 修复率达58.6%。

由图4所示, 装置排放量由维修前的19.8 t/a, 降低到维修后的4.7 t/a。减排效率达到了76.3%, 这说明针对泄漏密封组件的维修对降低装置的无组织VOCs排放效果显著。

3结论

1) 在加氢裂化装置的密封组件类型中, 阀门和法兰占装置密封点数量的76.1%。其中阀门的VOCs泄漏排放量最大, 是无组织VOCs主要的泄漏排放源。

2) 在加氢裂化装置中, 检测值10 000μmol/mol以上的密封组件所泄漏排放的VOCs在装置总排放量的占比达到了95%以上。

3) 泄漏密封组件经过维修后, 装置的减排效率达到了76.3%。企业开展LDAR工作, 对降低无组织VOCs排放量, 保护大气环境起到了重要的作用。

参考文献

[1]傅家谟.二次气溶胶对灰霾贡献大[J].环境, 2008 (07) :28-29.

[2]罗杨, 陈澍德, 陈玉峰.LDAR技术在蜡油催化裂化装置的应用[J].安全、健康和环境, 2014, 14 (11) :33-36.

[3]丁德武, 高少华, 朱亮, 等.基于LDAR技术的炼油装置VOCs泄漏损失评估[J].油气储运, 2014, 33 (5) :515-518.

[4]郭森, 童莉, 周学双, 等.石化行业的VOCs排放控制管理[J].化工环保, 2014, 34 (4) :356-360.

[5]United State Environmental Protection Agency.CFR40 (Part 60 Method 21) determination of volatile organic compound leaks[S].Washington D.C, EPA, 1999.

[6]HJ 733-2014泄漏和敞开液面排放的挥发性有机物检测技术导则[S].北京:中国环境科学出版社, 2014.