40 2011年全国炼油加氢技术交流会论文集
镇海炼化Ⅱ加氢装置扩能改造运行总结
陈觉明
（中国石化镇海炼化分公司 浙江宁波 315207）
摘要：主要介绍柴油加氢改为处理焦化汽油（石脑油）、非芳混合加氢的扩能改造以及装置投入运行的情况，对装置运行中存在的问题进行了讨论并提出改进建议。
主题词：焦化汽油 加氢 FH-FS/FH-40C催化剂
1 概 述
镇海炼化分公司2#柴油加氢装置原设计处理能力80×104t/a柴油加氢，年开工时数为8000小时，装置设计以胜利直馏柴油为原料，由联合装置的30万吨/年催化重整装置提供氢气，生产符合GB252-81的-10号精制柴油，副产粗汽油和含硫富气。粗汽油直接送出装置，不设置汽油碱洗系统，含硫富气去加氢裂化或二联合装置脱硫后作为制氢装置的原料。装置由反应和分馏两部分组成。
1998年5月份Ⅲ加氢改造到200万吨/年后，在现有炼油厂物料平衡状态下，为适应市场需求，利用Ⅱ加氢装置提供紧俏的军用柴油和航煤，提高产品质量，扩大市场份额，提高全厂经济效益。由于装置规模比较大，单独用于军柴或航煤生产，均无法满负荷运行，同时，如改造为混合加氢，投资费用较大，故选择切换式加氢操作方式，最大限度压缩投资。1999年Ⅱ加氢装置改为生产-10#军柴及航煤切换式加氢，同时将储罐系统配套进出原料、产品管线及油罐相关设施与Ⅱ加氢装置同步进行改造。
由于原料硫含量的增加，Ⅱ加氢装置于2007年增加了循环氢脱硫系统；随着市场对柴油硫含量要求的提高，该装置因压力低无法满足产品要求，但其工艺条件适合石脑油加氢生产，因此，镇海炼化分公司考虑将二加氢装置扩能120万吨/年作为焦化汽油和非芳单独加氢装置，专门用于生产乙烯原料。装置经镇海石化工程公司设计，于2010年4月7日实现了改造后装置处理焦化汽油、非芳加氢混合加氢开车一次成功。
2 装置改焦化汽油、非芳混合加氢方案的确定 2.1 改焦化汽油加氢需要解决的问题
（1）压降过大。主要有如下几个方面原因： a 焦化汽油烯烃、二烯烃等不饱和化合物含量高，这些不饱和物极不稳定，尤其是二烯烃，受热后易发生环化反应和聚合反应，形成大分子有机化合物，并进一步缩合生焦。
b 在罐区储存时间过长，接触空气而诱发二烯烃聚合，并引起催化剂床层结垢，其次是设备因H2S及硫醇腐蚀而生成硫化亚铁及其它金属硫化物，堵塞催化剂床层。
c 原料中含有少量颗粒细小焦粉，其结垢物易沉积在设备内部或催化剂床层顶部造成床层压降过大。
（2）反应温升高。主要是焦化汽油中烯烃含量高。
（3）上游焦化装置使用消泡剂或防焦剂，均易引起加氢装置催化剂中毒。
2.2 工艺改造方案的确定
石脑油加氢精制 41
（1）为了防止储运输送过程中原料与空气接触生成聚合物及胶质，致使换热器、加热炉效率降低以及催化剂床层结垢堵塞，因此原料油缓冲罐用燃料气覆盖。焦化汽油按直供设计，直接由Ⅰ、Ⅱ焦化装置将焦化汽油直接送到本装置原料罐，并在原料罐前将原焦化汽油反冲洗过滤器放大改造，滤去直径大于25μm的固体颗粒；
（2）考虑扩能后反应器压力降，现用的反应器作为一反，装填大颗粒FH-40C催化剂；增加一个反应器作为二反，反应器直径大些，催化剂装填量与一反相当。为控制二反温度，建议在两个反应器之间增设注入冷氢设施；
（3）考虑扩能后炉子压降问题采用炉前、炉后分别混氢流程，避免进料加热炉压降过高，装置正常生产时，停用反应炉，降低临氢系统压降。
（4）根据反应产物温度情况，在高分气空冷器上游设置注水设施，避免铵盐沉积堵塞设备和管道，调整高压注水点，将原注水泵改造；
（5）分馏部分采用汽提流程，分馏部分设脱硫化氢汽提塔。
（6）催化剂硅中毒主要来源于上游装置，为此，要求上游焦化装置尽量减少消泡剂的使用，并在催化剂顶部装填脱硅剂。
2.3 催化剂的处理
装置生产柴油时反应器为一个，反应器上部催化剂牌号为旧再生剂FH-5，装填量5t；FH-40C催化剂装填量23.68t；下部为FH-FS催化剂，装填量20.3t。装置改造时决定对第一反应器上部回装FH-FS再生剂18.6t；下部装新FH-40C催化剂22.96t；第二反应器全部装新FH-40C催化剂39.38t。
3 装置改造的主要设备
（1）反应器
原有装置反应系统压力不变，即高分总压仍为3.4MPa；考虑反应器压力降，现用的反应器作为一反，加氢反应器（R201）顶分配盘扩大面积改造，装填大颗粒FH-40C催化剂；增加一个反应器作为二反，反应器直径大些，以提高加氢反应深度，催化剂装填量与一反相当。为控制二反温度，在两个反应器之间增设注入冷氢设施；
（2）塔
脱硫化氢汽提塔更新，循环氢脱硫塔主体基本利旧，塔内件改造。
脱硫化氢汽提塔（T201）更新放大，由原来的DN1800/DN2200放大为DN2000/DN2600，全塔共设15层浮阀塔板；
循环氢脱硫塔（T203）内件改造，共15层浮阀塔板，新增循环氢旋流器一台，放在塔内。 增设富气脱硫塔（T202），该塔利旧原脱硫化氢汽提塔。 （3）冷换设备及构筑物
反应流出物空冷器管束更新放大。新增反应流出物/原料油换热器（E202D）。新增一台热高分气与混合氢换热器（E244），新增的换热器布置在构3地面层。
（4）容器
改造原料油缓冲罐（V201）、脱硫化氢汽提塔顶回流罐（V205）更新放大。新增气封气分液罐（V248）。
（5）压缩机
装置现有一台循环氢压缩机(蒸汽透平)，设计负荷35000Nm3/h，扩容后不能满足要求。
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更新一台大循环量的压缩机单独使用，设计排量为100000Nm3/h。新增脱硫富气压缩机（C204），以提高脱后富气压力送至系统高压瓦斯系统。
（6）需更新放大的泵在主管桥下基本按原位置布置。
加氢进料泵（P201）更新放大；脱盐水泵（P202AB）利旧改造；新增阻垢剂泵及成套设施（P212）。
（7）过滤器
焦化汽油过滤器FI241更新放大；非芳汽油过滤器滤芯改造。 （8）加热炉
加热炉利旧作为装置开停工使用。 （9）相关改造设备的管线、阀门更换 （10）管道器材选用
a 管道及附件采用石油化工企业大外径系列； b 阀门采用API标准的通用阀门； c 保温材料：
DN<40mm管道，选用机编硅酸铝保温绳外缠铝箔扎带；
DN≥40mm管道，选用超轻硅酸铝管壳或连续毯外包镀锌铁皮。 （11）装置拆除的管道器材，对管道须经壁厚检测合格，阀门须经强度和密封试验合格后，方可重复使用。
装置于2010年2月21日10:00停工切断进料，3月28日8:30装置交付检修改造，2010年3月29日装置完成扩能改造中交。2010年3月28～29日装置完成催化剂装填，4月1日开始进行催化剂预硫化，4月3日11:40开始引石脑油置换，15:30切换非芳原料，4月7日16:00装置开始掺炼焦化汽油，4月7日20:00产品合格，共历时39天，装置开车一次成功。
4 装置开工 4.1 催化剂干燥
2010年3月30日16:00加氢反应系统3.6MPa气密通过，启动V202压控将临氢系统压力泄至2.5MPa，启动循环氢压缩机C202，反应炉F201点长明灯，17:00F201点主火嘴开始升温进行催化剂干燥，反应以25～30℃/h向250℃升温，20:30在升温过程中发现炉201出口温度上不去，检查流程发现F201跨线阀HV7212全开，导致反应系统介质未经炉子加热，从跨线处走掉，所以炉出口温度提不上去。23:00跨线阀关闭后，F201逐渐升温向250℃升温，31日4:00F201出口温度达到250℃恒温干燥。9:00催化剂干燥结束，降温至150℃，F201熄火。此次催化剂干燥高分V202排出的水很少（原因是反应系统先进行热氮运将管道内存水通过加热汽化带走，所以催化剂干燥水是催化剂本身脱除的水）。
4.2 催化剂预硫化
2010年4月1日16:20反应温度达到150℃恒温时，开始向反应注硫化剂，起始注硫量600kg/h。18:00反应向230℃升温。21:00反应提注硫量至650kg/h，硫化氢没有，检查发现F201管壁温度严重超温，加热炉超负荷运行，反应循环量由100t/h降至80t/h维持循环硫化。22:30反应器注硫提到720kg/h，4月2日1:00反应温度提到230℃恒温，开始出现吸附热，硫有穿透现象，但温升不明显（约3℃）。3:00分析循环氢中硫化氢3800μL/L，说明硫已穿透，4:00
石脑油加氢精制 43
循环氢中硫化氢6000μL/L，V202高分界位见水，稍降注硫到650kg/h。10:00加氢反应230℃恒温结束，开始向290℃升温。14:00反应系统开始290℃恒温。20:00反应系统290℃恒温结束，循环氢中H2S浓度达到13000μL/L，且维持恒定，高分水不再明显生成。考虑体相法催化剂在上周期开工时预硫化温度320℃，为确保装置长周期运行，尽可能使催化剂硫化完善，因此，决定反应系统继续进硫化油在290℃循环2小时，4月3日1:00催化剂硫化结束。
催化剂实际反应耗硫量为14800吨，是理论量18980吨的77.98%，实际生成水量5.350吨，生成水比例达到79.01%，实际上硫率78%，说明硫化整体效果一般，上硫率相对较低，主要是体相法催化剂FH-FS金属含量是普通催化剂的数倍，FH-FS催化剂外表面部分已被硫化，但内部活性金属受金属含量高的影响制约了其被硫化的概率，另外，本次体相法催化剂为再生剂，也影响硫化效果。
4.3 进油开工
4月3日2:00反应系统硫化结束，反应温度逐渐降至280℃，8:30引轻石脑油进V201原料缓冲罐，V203反应生成油改进汽提塔T201进行硫化油置换，T201底投用汽提蒸汽升温，将硫化油中硫化氢汽提掉，同时反应温度缓慢向190℃降温，11:40反应系统硫化油置换结束。改好V206收非芳流程，10:50V206引非芳原料液面至70%时，启动P204向V201送非芳料，V201停收石脑油，关闭石脑油进装置有关阀门，反应系统非芳置换轻石脑油，产品后路经不合格线去轻污油线，22:00加氢石脑产品分析合格改进油品合格线。
4月7日16:00开始以5t/h速度掺炼焦汽，非芳原料逐渐以5t/h减少，反应温度缓慢升高，F201出口温度稍降，逐个熄灭F201火嘴。19:40焦化汽油提到20t/h，非芳原料降至40t/h，加氢总进料控制在60t/h。由于掺炼焦化汽油后反应温升上升快，18:50F201火嘴全熄灭，调整操作参数稳定，20:00分析塔底石脑油产品硫、溴价含量符合质量指标要求。 4.4 主要操作条件、非芳汽油与焦化汽油性质以及加氢产品性质
表1 设计主要操作参数
项目名称
保护剂和催化剂 高分压力/MPa
反应器入口气油体积比 主催化剂体积空速/h-1 反应器 催化剂比例
反应器入口温度/℃ 床层入口温度/℃ 床层出口温度/℃ 床层温升/℃ 总温升/℃
平均反应温度/℃ 项目
加工量/万吨.年-1 比例，% 密度(20℃)/g.cm-3
续表2
数据
FZC-102B/FZC-103/FH-40C/FH-FS
3.4 400 2.0
R202 R201 50 50 285 280 285 315 340 35 55
95 94 268 326
R201
50 220 220 280 60 R202 50 330 369 39
表2 非芳汽油与焦化汽油性质
非芳汽油 焦化汽油
35 85 29 71 0.6852 0.7428
混合油
120 100 0.7261
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