汽油加氫裝置技術改造及運行情況分析

卞瑞慶，肖玉娟，俞 莉

（長慶石化公司生產運行處，陜西咸陽 712000）

1 裝置概況

汽油加氫裝置由中石油華東設計分公司設計，裝置采用中國石油石油化工研究院的催化汽油加氫脫硫專利技術（DSO技術）[2]，以催化汽油為原料，生產滿足國IV、國V排放標準的汽油。裝置由脫砷、預加氫、分餾、加氫脫硫、加氫后處理、產物分離及穩定、公用工程等部分組成。主要功能是在盡量減少辛烷值損失的條件下[1，3-5]，使混合汽油產品中的硫含量不大于10 mg/L/50 mg/L，工藝流程（見圖1）。

2 第一周期運行情況及存在的問題

汽油加氫裝置自2013年11月24日開工成功至2016年5月6日停工檢修，共運行890天，本裝置第一周期以生產國IV汽油為主，2014年10月開始生產國V汽油，此后裝置維持國IV、國V汽油交替生產直至停工檢修。但在生產運行中也存在一些問題，具體如下：

（1）裝置長期超設計負荷運行。當公司滿負荷運行時，全年催化汽油產量可達88.5 t/h，超過原裝置設計點（76 t/h）12.5 t/h。根據國V方案運行分析，最大加工量64×104t/a，全年將剩余約10.4×104t催化汽油不能加氫處理。

圖1 催化汽油加氫裝置工藝流程簡圖

（2）由于本裝置加氫脫硫反應爐位于加氫脫硫和后處理反應器之間，無法單獨調節加氫脫硫溫度，加氫脫硫反應器溫度很大程度上取決于后處理反應器的出口溫度。換熱流程不理想造成加氫脫硫反應器和加氫后處理反應器溫差小，造成辛烷值損失大，反應系統換熱流程需要優化。

（3）分餾塔頂氣相空冷原設計3組，夏季高溫天氣時易出現超溫現象，冷卻負荷設計不足，需要增加空冷。

（4）2015年12月分餾塔輕汽油抽出至輕汽油醚化裝置進行加工，輕汽油至醚化裝置流量隨著生產不同牌號汽油而波動，無自控調節手段，需手動頻繁調節，工作量大且不精確。

（5）輕、重汽油混合處由于設計不合理，兩股汽油通過單流閥后相互頂撞，容易憋壓和沖刷腐蝕管線，第一周期末期輕汽油單流閥已經損壞，造成輕汽油流通不暢。

（6）裝置開工時間長，尤其是催化劑干燥和硫化過程，影響到全公司整體檢修時間安排，需優化開工流程和關鍵環節，縮短開工時間。

3 技術改造情況

針對裝置第一周期運行存在問題，結合公司汽油國V升級改造，公司啟動了汽油加氫裝置流程優化和消除瓶頸改造項目，滿足油品升級和裝置長周期運行的需求。具體改造項目如下：

（1）增加一臺加氫脫硫反應器R9203代替R9201，新加氫脫硫反應器催化劑裝填體積比原有反應器增加17 m3，增大處理量。配套增加一臺循環氫壓縮機K9201C，與原有壓縮機K9201AB配套使用兩開一備，相應增加4臺機泵。

（2）優化換熱流程，加氫脫硫反應器入口溫度調節由單旁路改為雙旁路，旁路接口位置由混氫前改為混氫后，以滿足初期工況加氫脫硫反應器入口溫度較低的需求。新增加氫脫硫進料/反應產物換熱器E-9208，調整加氫脫硫反應器和加氫后處理反應器間溫差，減少辛烷值損失；新增預加氫反應產物/加氫脫硫反應產物換熱器（E-9107），加熱分餾塔進料并冷卻加氫脫硫反應產物空冷器進料。將原有E9103換熱器移至高壓分離罐D9201前，對后處理反應產物進一步冷卻。

（3）增加一組分餾塔頂空冷，解決夏季高溫時冷卻負荷不足問題。

（4）改造輕汽油至醚化裝置流程，充分利用輕汽油抽出泵P9103AB返塔線流程，由返塔自控閥控制輕汽油至醚化裝置流量，由原輕汽油抽出自控閥控制輕汽油至輕重汽油混合處流量。

（5）更換損壞輕汽油單流閥，改造輕、重汽油混合處流程，防止兩股物料頂撞沖刷腐蝕管線。

（6）調整催化劑干燥和硫化流程，采用三個反應器串聯干燥和串聯硫化流程，縮短開工時間。干燥流程調整為：F9201-R9101-R9203-R9202-R9102A/B串聯干燥及R9102A/B單獨干燥流程。硫化流程調整為：F9201-R9101-R9203-R9202串聯硫化流程。

4 開工情況

4.1催化劑裝填

2016年6月8日～15日按照裝劑方案進行了3個加氫反應器、1個脫砷反應器的工業裝填。R9101（預加氫）、R9203（加氫脫硫）、R9202（加氫后處理）、R9102B（脫砷）反應器實際裝填情況（見表1～表3）。

4.2 催化劑硫化

硫化和預濕前對直餾石腦油進行分析，滿足硫化用油要求，其中溴價低于5 gBr/100g，膠質低于5 mg/100mL。

本次硫化采取三個加氫反應器串聯硫化，6月27日13點開始引直餾石腦油潤濕催化劑，進入硫化階段，6月29日19點280℃恒溫硫化結束。

表1 預加氫反應器（R9101）裝填數據（直徑1.8 m）

表2 加氫脫硫反應器（R9203）裝填數據（直徑2.6 m）

表3 加氫后處理反應器（R9202）裝填數據（直徑2.2 m）

圖2 催化劑硫化曲線

升溫過程密切關注催化劑床層溫升，升溫過程升溫速率控制在8℃/h～10℃/h。溫升大時要降低升溫速率，甚至停止升溫或降溫。整個硫化期間，溫度操作平穩，所有沒出現溫升≯25℃的現象。實際硫化升溫曲線（見圖2）。

硫化期間共注入硫化劑7 524 kg，高于理論注入量（理論注入量為5 584 kg）。在280℃恒溫19 h后高分D9201出水不明顯，循環氫中硫化氫濃度高于15 000 mg/L后連續2 h不再降低，判定硫化結束。催化劑硫化期間共出水2 716 kg，理論出水量3 018 kg，實際出水量占理論出水量90%，說明催化劑硫化是完全的。

4.3 催化劑硫化后的系統置換

硫化氫對加氫催化劑的活性具有抑制作用，硫化結束時系統內循環氫中的硫化氫含量在20 000 mg/L以上（體積含量），為充分發揮催化劑性能，硫化結束后需要進行系統置換，要求將系統內循環氫中的硫化氫含量降至100 mg/L（體積含量）以下。

實際運行時在反應器溫度降溫過程即將循環氫脫硫塔切入流程進行置換，在貧胺液3 t/h的條件下耗時8 h將系統硫化氫降至600 mg/L左右。

4.4 開工引油及調整

6月30日14：19預加氫反應器充液完畢，15：52建立預加氫、分餾塔、穩定塔的大循環流程（循環油量30 t/h），21：30 將反應器 R9203、R9202 切入大循環流程，流程調整為反應流程。7月1日15：25輕汽油可以正常抽出，23：05 R9101入口 88 ℃、R9203入口185℃、R9202入口270℃，引催化汽油進裝置。7月2日2：30產品硫38.5 mg/L，外甩油直接進入成品汽油罐，逐漸提高FCC汽油引入量，9：07將FCC汽油引入量升至72 t/h，9：27停部分產品循環、改為一次通過，裝置開車一次成功。

5 裝置運行情況分析

5.1 加工量

裝置進行擴能改造，加工量由65×104t/a提至75×104t/a，加工量由80 t/h提高至92 t/h，在上游裝置滿負荷運行的情況下，可將催化汽油全部加工，解決技改前國Ⅴ工況下催化汽油不能全部加工的問題（見表4）。

表4 改造前后運行參數對比

5.2 反應氫油比

本次技改新增1臺循環氫壓縮機，正常工況是兩用一備，循環氫量由技改前24 712 m3/h提至41 502 m3/h，反應氫油比由353提高至512，高于設計值350，本周期全國Ⅴ工況生產，汽油產品質量苛刻度升高，反應耗氫量增加，氫油比升高。

5.3 反應溫度

R9101、R9203、R9202三個反應器溫度較檢修前均下降且貼近國V初期設計運行工況，一是說明催化劑再生后性能良好，二是說明設計院對裝置換熱系統重新優化調整后，實際運行工況和設計工況相吻合，熱換系統改造成功。

5.4 辛烷值損失

圖3 催化汽油中烯烴含量（圖中數據時間段為2016年7月～2017年2月）

裝置開工初期，催化汽油原料的烯烴含量高，2016年7月的烯烴含量高達51%，2016年7～11月的烯烴含量平均值為48%，原料烯烴含量高，汽油辛烷值提高，7月原料辛烷值平均為92，7月～11月汽油辛烷值平均為91.6。但是烯烴含量高，進行加氫反應時會導致大量烯烴飽和，造成辛烷值損失大。2016年12月后，催化裝置進行調整操作，催化汽油烯烴含量大幅下降，2016年12月～2017年2月，烯烴平均含量為39.9%，辛烷值平均為91.6，烯烴平均下降8%，但辛烷值平均值并未損失。通過換熱流程的優化，加氫后處理反應器與加氫脫硫反應器的溫差拉大至53℃，較改造前增加18℃，有效減少了辛烷值的損失。通過輕、重汽油按比例混合后分析，加氫后辛烷值損失0.8個單位，較改造前減少損失0.5～1個單位（見圖3、圖4）。

圖4 催化汽油辛烷值變化（圖中數據時間段為2016年7月～2017年2月）

5.5 能耗分析（見表5）

表5 裝置能耗數據表

（3）改造醚化汽油至咸陽石化流程，使輕汽油抽出實現雙閥控制，有效減少手動調節且實現精準控制。

（4）改造輕重汽油混合處流程，有效減小兩股物料頂撞及沖刷腐蝕管線。

（5）裝置開工初期，烯烴含量高，加氫后汽油辛烷值損失大，通過催化裝置優化調整，烯烴含量大幅下降，辛烷值損失減小。

（6）汽油加氫裝置在第二周期開工后，裝置運行平穩，反應條件溫和，具備長周期運行優勢。

6 結論

（1）通過汽油加氫裝置流程優化和消除瓶頸改造項目，有效解決了裝置加工負荷不足的問題，使裝置加工負荷由64×104t/a提高至75×104t/a。

（2）通過流程優化，使裝置的換熱流程更加合理，有效拉大加氫脫硫與后處理反應器之間的溫差，減少辛烷值損失。