渣油加氫裝置的運行優化及擴能改造

巴悅濤，聶鑫鵬

(1.利華益利津煉化有限公司，山東 利津 257400；2.中國石化石油化工科學研究院，北京 100083)

渣油加氫技術是渣油深度加工主要技術手段之一，在現代煉油工業中起著重要作用。相對于非臨氫工藝，渣油加氫技術具有液體產品收率高和環境友好的優勢。渣油加氫技術以固定床工藝為主，其主要生產目的是為重油催化裂化或重油催化裂解等裝置提供優質進料[1-2]，進而生產符合環保要求的清潔輕質油品，因而渣油加氫也是一種石油資源高效利用技術，渣油加氫裝置在現代化煉油廠整個流程中占重要位置[3]。

某煉油廠2.6 Mt·a-1渣油加氫裝置2015年建成投產，目前已運轉至第4周期。該渣油加氫裝置采用雙系列設置，每一系列反應系統由5個反應器串聯構成，其中一反至四反高度逐級增加。每一系列可以單開單停，為了應對原料高鐵、高鈣金屬含量情況，一反和二反之間設置了高壓閥門，采用了一反可以部分切除的方案。裝置以常壓渣油和催化裂化回煉油為混合原料。前3個周期Ⅰ列連續采用國外專利商渣油加氫催化劑，Ⅱ列連續采用中國石化石油化工科學研究院RHT系列渣油加氫催化劑。本文根據某煉油廠雙系列渣油加氫裝置運行過程中存在三反溫升低和運行初期熱高分氣帶油問題，通過優化調整催化劑級配方案和擴能改造，使裝置運行更加平穩。

1 運轉情況

1.1 基本情況

國內渣油加氫裝置運轉周期多數(12～18)月[4]，2.6 Mt·a-1渣油加氫裝置前3個周期運轉時間均達到23個月，屬于運轉時間較長的渣油加氫裝置，運轉周期與煉油廠整體檢修計劃(一般為4年)相匹配，有利于全廠裝置優化調度。

對渣油加氫裝置第3周期運轉情況進行分析。圖1為渣油加氫裝置進料量變化情況。由圖1可以看出，初期進料量較低，約170 t·h-1，末期提高到184 t·h-1，換算成空速為(0.18～0.20) h-1。Ⅱ列初期進料量略高于Ⅰ列。

圖1 渣油加氫裝置進料量變化情況Figure 1 Changes of feed rate for residue hydrotreating unit

圖2為渣油加氫裝置催化劑床層平均溫度變化情況。

圖2 渣油加氫裝置催化劑床層平均溫度變化情況Figure 2 Changes of average temperature in catalyst bed for residue hydrotreating unit

由圖2可以看出，兩系列的催化劑床層平均溫度基本相同，反應溫度從初期360 ℃逐步提高到末期383 ℃，催化劑失活速率約1 ℃·月-1。末期反應溫度相對其他渣油加氫裝置較低，因此熱反應導致的結焦少，催化劑積炭量低，且不容易形成硬炭。在卸催化劑過程中很少發現有“石頭狀”催化劑結塊[5]，多數催化劑采用管線抽吸方式卸出，5個反應器卸廢劑時間皆在5天內，在國內渣油加氫裝置中屬于較快水平。

圖3為渣油加氫裝置催化劑床層溫升變化情況。由圖3可以看出，Ⅰ列溫升明顯低于Ⅱ列，差值約10 ℃。反應器溫升大小決定于原料油的性質、原料油進料量和循環氫量、加氫深度等因素[6]，兩系列原料油以及進料量和循環氫量基本相同，主要是加氫深度影響反應溫升，表明Ⅰ列反應深度小于Ⅱ列。Ⅱ列加氫反應深度高，放熱量大，因此溫升高。

圖3 渣油加氫裝置的催化劑床層溫升變化情況Figure 3 Changes of temperature rise in catalyst bed for residue hydrotreating unit

圖4為渣油加氫裝置氫耗變化情況。由圖4可以看出，Ⅰ列氫耗明顯低于Ⅱ列，Ⅰ列氫耗全周期平均值為0.86%，Ⅱ列氫耗全周期平均值為0.94%。氫耗與反應深度有關，且有較好的相關性，因此氫耗變化規律和溫升相同。

圖4 渣油加氫裝置的氫耗變化情況Figure 4 Changes of hydrogen consumption in residue hydrotreating unit

1.2 原料油和熱低分油

1.2.1 原料油

2.6 Mt·a-1渣油加氫裝置加工原料主要為：一部分來自常壓蒸餾裝置的 2.4 Mt·a-1常壓渣油，該常壓裝置加工原料組成為國產勝利原油和進口原油；另一部分來自催化裂化裝置的0.2 Mt·a-1回煉油。原料油性質見表1。

表1 原料油性質table 1 Feed properties

從表1可以看出，原料油殘炭值、硫含量、金屬(Ni、V)含量和減渣比例低，氮含量相對較高。

1.2.2 熱低分油

圖5為渣油加氫裝置熱低壓分離器(熱低分)油硫含量的變化情況。

圖5 渣油加氫裝置熱低分油硫含量的變化情況Figure 5 Changes of sulfur content in hot low-pressure separator oil

由圖5可以看出，初期熱低分油硫含量約0.10%，中后期硫含量逐漸增高，保持在0.1%～0.2%。

圖6為渣油加氫裝置熱低分油殘炭值的變化情況。由圖6可以看出，熱低分油的殘炭值多數在2%～4%。

圖6 渣油加氫裝置熱低分油殘炭值變化情況Figure 6 Changes of carbon residue in hot low-pressure separator oil

圖7為渣油加氫裝置熱低分油氮含量的變化情況。由圖7可以看出，熱低分油氮含量波動較大，多數在0.15%～0.30%。

圖7 渣油加氫裝置熱低分油氮含量的變化情況Figure 7 Changes of nitrogen content in hot low-pressure separator oil

由圖5～7可以看出，Ⅱ列熱低分油硫含量、殘炭值和氮含量明顯低于Ⅰ列。渣油中的含氮化合物和殘炭前驅物需要芳烴飽和后才能脫除，熱低分油氮含量和殘炭值越低，表明渣油脫氮率和加氫殘炭轉化率越高，催化劑加氫活性越好。

圖8為渣油加氫裝置熱低分油金屬(Ni+V)含量的變化情況。由圖8可以看出，兩列熱低分油的金屬(Ni+V)含量相當，熱低分油金屬含量大部分在10 μg·g-1以下。

圖8 渣油加氫裝置熱低分油金屬(Ni+V)含量的變化情況Figure 8 Changes of metal (Ni+V) content in hot low-pressure separator oil

圖9為渣油加氫裝置熱低分油密度的變化情況。由圖9可以看出，熱低分油密度基本在(0.900～0.915) g·cm-3，Ⅱ列熱低分油密度低于Ⅰ列。熱低分油密度越低，氫含量越高，其作為催化裂化原料，經過反應后產品分布更好，輕質油(汽油+柴油)收率越高，油漿和焦炭產量越少，經濟效益越好[7]。

圖9 渣油加氫裝置熱低分油密度的變化情況Figure 9 Density changes of hot low-pressure separator oil

1.3 運行優化

1.3.1 三反溫升低

前兩個周期，三反溫升在裝置運行初期可以達到10 ℃，但到中后期，溫升逐漸降低到約4 ℃。單個反應器溫升過低，會導致反應器出口溫度低，降低了后部串聯反應器溫度調節靈活度，有時為升高后部反應器溫度，必須先提高前部反應器溫度，從而導致催化劑活性的不合理利用。

為改善三反溫升低的問題，Ⅱ列在第3周期優化了催化劑級配，三反催化劑級配方案變動情況見圖10。從圖10可以看出，催化劑種類從RDM-32和RDM-33C調整為RDM-202和RDM-203，RDM-203比例略有增加，催化劑專利商調整級配，增強了催化劑穩定性[8]。

圖10 渣油加氫裝置第2周期和第3周期三反催化劑級配對比Figure 10 Catalyst grade comparison of third-ractor in Run 2 and Run 3

圖11為第2周期和第3周期的R103溫升變化情況。由圖11可以看出，第3周期溫升的最高點與第2周期相比略有增加，但中期下降速度明顯趨緩，末期仍有約7 ℃。較高的反應器溫升可以減少反應加熱爐負荷，同時可減少反應器入口冷氫的注入量，降低循環氫壓縮機負荷，減少裝置能耗。催化劑級配調整達到了預期效果。

圖11 渣油加氫裝置第2周期和第3周期三反溫升對比Figure 11 Temperature rise comparison of third-ractor in Run 2 and Run 3

1.3.2 熱高壓分離器發泡

前3個周期運轉初期反應生成油進入熱高壓分離器(熱高分)后呈現“發泡”狀態，造成液位波動，熱高分氣帶重油進入冷高壓分離器(冷高分)V105，造成冷高分油水乳化，冷高分油大量挾帶酸性水進入冷低壓分離器(冷低分)，酸性水進入冷低分后仍然無法分離，酸性水隨冷低分油進入分餾系統，造成分餾系統超壓運行和設備腐蝕。運轉中期熱高分發泡問題有所好轉，熱高分氣偶爾帶重油，運轉后期相關現象完全消失。表2為原料和熱低分油的組分性質。李海良等[9]認為渣油中瀝青質和膠質含量高是導致熱高分發泡的關鍵因素，由表2可以看出，裝置原料的膠質和瀝青質含量分別為18.8%和0.6%，熱低分油的膠質和瀝青質含量降低到12.1%和0.2%，皆處于較低水平，不是熱高分發泡的直接影響因素。

表2 原料和熱低分油的組分性質table 2 Composition of feed and hot low temperatureseparator oil

渣油屬于膠體體系，其中膠質和芳香烴對穩定性起有利作用，有利于瀝青質膠束在體系中的分散，而飽和烴和瀝青質作用相反，會造成瀝青質膠束的絮凝，引起相分離。渣油膠體體系穩定性可以通過膠體不穩定性指數CⅡ進行評價，當 CⅡ≥0.9 時，渣油體系不穩定存在[10]。從表2還可以看出，裝置原料飽和烴含量高，芳香烴含量低，反應后，熱低分油中飽和烴含量進一步增加，芳香烴含量降低，CⅡ達到1.62，渣油膠體體系穩定性變差，導致少量瀝青質析出，熱高分氣挾帶瀝青質等重組分進入冷高分，造成冷高分油水分離困難。

渣油加氫裝置熱高分發泡問題可以通過調整操作得到緩解。運轉初期，反應器溫度低，熱高壓分離器發泡頻繁。徐秋鵬[11]考察了反應溫度對熱高分發泡的影響，催化劑平均床層溫度提高到370 ℃，熱高分發泡問題得到改善。本裝置初期反應溫度低，當五反出口提高到370 ℃后，熱高分氣帶重油現象減少。

為保證熱高分內部有充足分離空間，第3周期將熱高分液位控制在較低位置，40%～50%，但是液位過低可能導致熱高分和熱低分串壓，造成安全事故。

原料摻渣量和進料量是影響熱高分發泡的重要因素，減少摻渣量可以迅速緩解熱高分的發泡問題。第三周期初期裝置延長了摻渣時間，將摻渣時間從12 h延長到36 h，適當緩解了問題。通過裝置操作調整，只能緩解熱高分發泡現象，不能從根本上解決問題。

2 升級改造

第3周期結束后檢修階段對裝置進行了擴能改造。改造前規模2.6 Mt·a-1，操作彈性50%～110%，改造后規模3.0 Mt·a-1，操作彈性50%～100%。改造后產品質量指標不變。

2.1 整體改造情況

根據中國石化石油化工科學研究院提供的改造基礎數據，中石化廣州(洛陽)工程公司對裝置進行核算，對相關設備進行了調換。改造后循環氫壓縮機入口壓力下降了0.3 MPa，循環氫分子量略有增加，轉速略有提高，在允許范圍內，循環氫壓縮機和新氫壓縮機滿足擴能要求，利舊處理。

原料油增壓泵、加氫進料泵和柴油泵基本滿足擴能要求，只更換了葉輪。分餾塔底泵不能滿足擴能要求，對泵組進行了整體更換。

2.2 更換熱高壓分離器

第4周期裝置擴能到3.0 Mt·a-1，會加劇熱高分帶油情況，因此在第3周期后檢修階段更換了熱高分，具體熱高分參數及操作條件見表3。由表3可以看出，新熱高分壓力容器等級未變，為Ⅲ類，最高設計壓力為17.85 MPa。新熱高分與舊熱高分相比，切線高度增加了6.25%，直徑有較大改變，擴大了23.08%，整體容積增加了67.18%。熱高分增加體積后，增加了氣液停留時間，從而增強了氣液分離效果。

表3 新舊熱高分參數及操作條件table 3 Parameters and operating conditions of old and new hot high-pressure separator

由表3還可以看出，第4周期裝置進料量從(162.5～173.0) t·h-1提高到(181.0～191.5) t·h-1，運轉初期熱高分操作溫度基本保持不變，熱高分氣帶油現象基本消失，分餾系統能夠正常運行。預計裝置進入中、后期，熱高分氣帶油現象也不會出現，通過更換熱高分，徹底解決了熱高分發泡問題。

3 結 論

(1) 渣油加氫裝置運轉了3個周期，運轉時間均達到23個月，為催化裂化提供了優質原料。第3周期通過催化劑級配優化，解決了三反溫升低的問題。

(2) 渣油加氫裝置在第3周期后進行了擴能改造，通過更換熱高壓分離器，徹底解決了熱高分氣帶油問題。