渣油加氫裝置單系列停工過程優化分析

聞金海

渣油加氫裝置單系列停工過程優化分析

聞金海

（中海油惠州石化有限公司，廣東 惠州 516086）

固定床渣油加氫裝置催化劑運行周期短，需要頻繁停工更換催化劑，這就造成了停工周期與全廠停工周期不匹配的問題。各大煉廠往往通過雙系列設置，單開單停的方式解決該問題。以某4.0 Mt·a-1渣油加氫裝置為例經過雙系列4個周期的運行，通過經驗積累與總結，不斷優化停工步驟，分析操作重難點問題，已形成一套相對安全、穩定、快速的單系列停工方案，有助于后續裝置停工。

渣油加氫；單系列；停工；優化

渣油加氫裝置以常減壓渣油為主要原料，摻煉部分蠟油、催化循環油等相對較輕油品調和原料，加工原料性質差、反應過程高溫高壓。在催化劑運行周期中，催化劑活性衰退和反應器床層壓差升高為制約催化劑壽命的關鍵因素[1]。固定床渣油加氫催化劑壽命明顯短于其他輕質油加氫催化劑的壽命，在設計負荷狀態下催化劑壽命普遍在15～20個月之間，往往跟全廠停工大檢修時間不符[2]。在此情況下，渣油加氫裝置采用雙系列設置，能夠實現兩個系列的單開單停，對于全廠物料平衡及年處理量的提升發揮了重要作用。由于裝置兩個系列分別停工換劑，催化劑壽命較短，造成了裝置停工頻繁、停工難度大、安全風險增加，在此情況下優化裝置單系列停工過程，使裝置單系列安全而快速的停下顯得尤為關鍵。

1 裝置概況

1.1 裝置設計

某4.0 Mt·a-1渣油加氫裝置采用雪佛龍（簡稱CLG）的固定床渣油加氫工藝技術，其原料反應系統、熱高分系統、熱低分系統和循環氫系統采用雙系列設置，冷低分系統和分餾系統兩個系列共用。單系列設計進料量為238 t·h-1，水力學彈性范圍60%～110%。選用爐前混氫的高壓換熱流程，原料油和混氫先混合再換熱，最后進反應進料加熱爐。這樣設計具有傳熱系數高、換熱器渣油側不易結焦、節省換熱面積的優點。本裝置主要加工的原料為高硫原油減壓塔下的減壓渣油，濾后混合原料油質量指標如表1所示。

表1 濾后混合原料油質量指標

由表1可知，硫含量、金屬含量、殘碳值相對較高，并且裝置的操作壓力高、空速較低（0.18 h-1）、反應器規格大，為達到理想的反應深度應使循環氫濃度保持較高值，為此設計了循環氫脫硫系統和膜分離系統[3]，有效控制了循環氫中的氫純度，保證了氫分壓。

1.2 補充氫系統

補充氫部分采用氫氣站的方式供氫，3臺新氫機可以互為備用，反應壓力16 MPa。對于雙系列設置的加氫裝置來講采用氫氣站的方式供氫，供氫靈活性大大提高，可根據裝置耗氫量選擇開1臺新氫機還是2臺新氫機，其余新氫機備用。當裝置耗氫量不大時可1臺新氫機正常運行，1臺新氫機檢修，另外1臺新氫機備用，相對于1臺新氫機專供一系列的設計，氫氣站的優勢不僅方便于不停工檢修新氫機，還可以在新氫機故障停機時減輕對系統的影響，提高操作穩定性。

1.3 循環流程

精制渣油出裝置空冷采用分段隔離流程，共有4臺空冷，其中2臺可與分餾塔底渣油隔離，空冷后設計長短循環線，這樣單系列開停工循環以及事故狀態下能獨立操作，另一系列正常生產。停工循環流程為改通熱低分油至空冷流程，熱低分油停止向分餾進料，通過空冷后長循環線將熱低分油引至原料油緩沖罐，具體流程示意見圖1。當系統內進行蠟油或者柴油置換時還可以將空冷后流程改至另一系列原料油緩沖罐，摻煉置換油。如系統內油比較臟或者不滿足摻煉條件時還可以改至低溫重污油線，外甩系統內存油。

圖1 停工循環流程

2 停工過程

自2017年裝置首開以來，本套渣油加氫裝置經過4個周期的運行，經過多次的停工已經對其停工過程進行了多次總結優化，形成了一套安全系數高、平穩快速的停工過程。裝置從工藝停工到加盲板交出檢修共需9天，停工降溫降壓曲線如圖2。

圖2 停工降溫降壓曲線

2.1 反應系統降溫降量、切除減壓渣油

反應系統降溫降量時應遵循加氫裝置先降溫后降量的基本原則，由于降溫降量及蠟油置換階段產品還是走正常供料流程，應確保產品合格，降溫速度不應過快。通過調節加熱爐出口溫度及冷氫閥開度以3～5 ℃·h-1的速度降低每個反應器的入口溫度，進料量以10～15 t·h-1的速度降低進料量至 167 t·h-1（70%負荷），同時以10～20 t·h-1的速度降低渣油摻煉量。當進料量降至167 t·h-1后維持進料量不變，在繼續減少渣油摻煉量的同時增加減壓蠟油摻煉量直至渣油全部切除。由于原料反沖洗過濾器反沖洗油為精制渣油，在切除渣油進料后應對過濾器手動強制停運，防止渣油繼續進入該列反應系統。與此同時對該系列相關管線及換熱器管線進行置換，確保置換無死角。原料油升壓泵、反應進料泵、貧胺液泵等相關備用泵改至正常生產一列。由于此時氫氣消耗量減少，氫氣站負荷降低，適時停1臺新氫機。

2.2 裝置蠟油工況降溫降壓，改循環

停工系列在切除減壓渣油6 h小時后，每小時采熱低分油樣分析餾程，確認蠟油置換完成后將該系列改成原料-反應-低分-空冷-原料循環流程，如圖1所示。在增大循環量的同時減少熱低分油至分餾系統的量，直至熱低分油全部循環至原料油罐。在改循環的過程中應緩慢進行，防止大量溶解氫在原料油罐內集中釋放，造成安全閥起跳，分餾系統應及時調整，改循環后控好各塔罐液位。在降溫及循環過程中關注相關換熱器的換熱，注重熱源調整，由于原料部分取熱變少，精制渣油與原料換熱后溫度升高，如若不及時調整會使精制渣油汽包產氣量變大壓力超高，甚至會導致安全閥起跳。由于此時停工系列反應部分的油停止向分餾輸送，根據分餾塔底泵的負荷，適時停運1臺分餾塔底泵。

2.3 反應系統降壓至6.0 MPa，300 ℃恒溫脫氫

裝置改蠟油循環后，繼續以5～10 ℃·h-1的速度降低各反應器床層溫度至300 ℃，以1.5 MPa·h-1的速度將系統壓力降至6.0 MPa。隨著反應溫度降低，熱高分溫度也會同步降低，熱高分氣后的汽包產氣量會隨之降低，當產氣量較少時適時將汽包蒸汽改放空。全關循環氫脫硫塔旁路閥，讓全部循環氫通過脫硫塔，保持該系列胺液脫硫系統正常運轉使系統內的硫化氫濃度盡量低。系統壓力降至6.0 MPa后，控制反應溫度穩定在300 ℃進行24 h恒溫解氫操作。為防止氫脆的發生，停工期間通常進行24～48 h的恒溫解氫，這樣可以使氫徹底地釋放出來，當反應器器壁繼續降溫時，氫濃度可以達到安全氫值以下，防止發生氫脆，影響鋼材的機械性能[4]。

2.4 反應系統降溫至250 ℃，恒溫解氫，引柴油置換系統

300 ℃恒溫解氫完成后，以5～10 ℃·h-1的速度將反應溫度降至250 ℃進行24 h恒溫解氫。引入開工柴油的第9、12、15個小時，在熱低分油采樣器處采樣分析油品黏度，小于12 mm2·s-1（50 ℃）則柴油置換合格，柴油置換量如表2所示。

表2 柴油置換量

2.5 反應系統繼續降溫，注成膜劑

固定床渣油加氫催化劑普遍不進行再生處理，在停工時采用注成膜劑的方法進行不動態化處理，在170 ℃下，成膜劑在催化劑表面形成保護膜，隔絕空氣與催化劑的接觸，防止催化劑卸劑時自燃。反應系統250 ℃恒溫脫氫及柴油置換結束后以5～10 ℃·h-1的速度向220 ℃降溫，根據循環空冷出口溫度逐步將反應進料提高到220 t·h-1，停高低壓注水。確認反應溫度降至220 ℃以下后開始在濾后原料油罐出口注入成膜劑。降溫的過程中應注意防止羰基鎳的生成，羰基鎳的生成與溫度、CO濃度以及反應壓力有關，溫度越低越易生成羰基鎳[5]。采樣分析循環氫中CO含量，確保反應溫度降至205 ℃前CO含量小于10×10-6。CO含量合格后以3～5 ℃·h-1的速度降低反應溫度，反應溫度降至170 ℃前保證柴油循環12 h以上，對催化劑進行不動態化處理，根據循環油的黏度、閃點、傾點等指標的分析結果確認成膜操作結束。

2.6 反應床層降溫至130 ℃后停進料泵，繼續降溫降壓

催化劑170 ℃成膜結束后停反應加熱爐，繼續以最快的速度降低反應溫度，當反應溫度降至130 ℃時停反應進料泵，如溫度降至太低再停進料泵會導致反應器退油不徹底，催化劑表面附著的油品過多，溫度太高可能會影響成膜劑成膜效果。

停反應進料泵前將循環油改去低溫重污油外送，各罐內液位降至適當區間后停反應進料泵。隨著反應系統存油的排出降低反應壓力，在熱高分和反應器壁溫度達到93 ℃前將反應系統壓力降至4.0 MPa左右。提高循環機轉速，開大冷氫閥，以最大的速度將該系列反應溫度降至50 ℃以下。

2.7 系統排油、氮氣置換、隔離

停反應進料泵后首先可先進行原料系統的排油，原料系統排油采用接臨時氮氣方式排至污油罐并進行隔離。反應部分的排油通過循環機的循環帶油，將反應部分的存油全部趕至熱高分中，再通過熱低分及空冷外送至低溫重污油。

當反應床層最高點溫度降到50 ℃以下、器壁最高溫度降至75℃以下后停循環氫壓縮機，進行反應系統氮氣置換，反應系統排液、隔離。從第三次氮氣置換開始，每次置換泄壓到0.2 MPa后在最后一臺反應器出口及循環氫壓縮機入口分液罐頂采樣分析氣體組成，直到連續兩次分析結果顯示氣體中“烴+氫”體積分數小于0.5%后停止置換，將反應系統泄至微正壓，準備進行卸劑作業。

3 停工過程中的優化措施

3.1 保持循環氫純度

隨著反應系統的降溫降量，氫氣的消耗會隨之減少，再加上裂化反應的程度變低輕組分變少，循環氫中輕烴物質減少，循環氫純度會明顯提高，這時要控制循環氫中的氫氣純度。如果在停工的過程中循環氫純度太高會導致循環氫壓縮機入口流量表表顯流量變小，在第二個運行周期中由于沒有保持循環氫濃度導致反飛動閥過早打開，循環氫直接通過高壓空冷返回到循環機入口，造成爐前混氫流量減少，反應爐出入口溫度波動、床層溫度波動、高分液位波動等。

當第三個運行周期結束停工時注意了循環氫純度的保持，操作波動較大的問題得到解決。如反飛動閥突然打開較大，會使爐前混氫流量大幅度減少，有觸發混氫流量低低聯鎖的風險。爐前混氫流量的減少、高壓空冷后循環氫流量的加大會對熱高分、冷高分液位控制產生影響，對系統的液位控制帶來困難。循環氫純度的控制一般是通過調整排廢氫量來調整，由于裝置內設置了膜分離系統使排放的廢氫得到了回收利用。開始降溫降量后就應通過減少向膜分離系統排廢氫的方式來控制循環氫純度，在此過程中關注補充氫閥開度。隨著降量、降溫以及原料性質的變輕，補充氫量將會逐漸變小，補充氫閥會逐漸關小。

3.2 反應系統壓力控制

降低系統壓力的過程可分為2個階段，一是 16 MPa降至10 MPa期間，這個階段的降低壓力主要是通過關小補充氫閥來控制，使系統內耗氫量大于補充氫量，壓力自然下降。在降低系統壓力的過程中如若補充氫量較小，補充氫閥開度較小，系統與氫氣站壓差較大應將該系列的PV閥切換到HV閥來控制，有利于小補充量、大壓差下的流量調節。二是10 MPa以下的這個階段，系統內耗氫比較少，單純降低補充氫量已不能滿足壓力的下降需求，一般都是通過排放火炬的方式來降低系統壓力，但這樣不利于氫氣回收，資源浪費。該過程優化措施是通過循環氫聚結器底排向冷低分的方式進行降壓，通過冷低分的回收氫氣進而實現資源的節約與效益的提高。目前膜分離入口壓力控制在10 MPa，當系統壓力降至與膜分離入口壓力接近后關閉停工系列去膜分離排廢氫控制閥流程。

3.3 柴油置換蠟油優化措施

250 ℃恒溫脫氫結束后，柴油置換系統內蠟油階段，由于系統較大，置換時間較長，如若將置換油全部外甩污油則會產生較多置換污油，油中的溶解氣體含有大量氫氣和硫化氫，直接排放容易導致污油罐產生危險。在此過程中優化置換油的去向，在柴油置換開始之后通過精制渣油空冷后長循環線摻煉至另一系列正常生產，同時減少停工系列的循環量與另一系列的蠟油新鮮進料，保持液位穩定。置換油摻煉至另一系列時由于摻煉油性質較輕，應及時調整分餾部分的側線抽出，關注反應溫度。在此條件下，正產生產系列的蠟油消耗量會降低，蠟油泵的運行情況可能會受到影響，應及時關注泵的運行情況，及時開返罐線，防止憋泵損壞設備。

柴油由于其滲透性好的特性，再加上溫度的變化，在進柴油后應關注相關法蘭的密封情況，停工前就將易漏部位保溫拆除，易于觀察是否有滲漏，并方便提前進行法蘭緊固。法蘭在溫度變化階段進行緊固有效減少了柴油的滲漏。柴油的初餾點大概在180 ℃，停工系列引入柴油置換系統后應控制濾后原料油緩沖罐入口溫度不高于180 ℃，防止反應進料泵的抽空。

3.4 循環氫脫硫系統

循環氫脫硫系統應盡量晚停，最大程度地吸收系統內的硫化氫，循環氫中硫化氫含量的降低有利于系統內硫化氫的釋放。脫硫系統吸收較多硫化氫在后續的氮氣置換階段，更容易使系統內硫化氫置換合格，縮短置換時間，還會降低停工換劑過程中催化劑中硫化氫的釋放量。在停用循環氫脫硫系統前采樣分析循環氫中硫化氫含量，確保循環氫中硫化氫含量低于10×10-6，經過幾次的停工摸索，控制在這個量較為合適。

3.5 反應器卸劑

加氫催化劑經過1個周期的反應，催化劑內吸附了有較多含量的金屬硫化物，其中以FeS為代表的金屬硫化物極易產生危險。FeS具有遇空氣會發熱自然的特性[6]，并在此過程中釋放出對人身體有害的物質，再加上反應器內會釋放出輕烴、氫氣、硫化氫等易燃易爆、有毒有害的氣體，故采取充氮氣保護的無氧作業方式[7]，卸劑人員采用空氣呼吸設備進入反應器內作業。停工過程中加注成膜劑有效防止了催化劑的自燃。采用無氧作業方式時氮氣置換效果尤為關鍵，為保證卸劑作業的安全，采取氮氣不間斷供應的方法，保證氧氣含量小于0.5%，并在卸劑過程中監控反應器內溫度，如溫度上漲較快應停止卸劑。在卸劑現場配備足夠量的干冰，在遇到反應器內溫度升高或者催化劑卸出的過程中發生自燃應及時加入足量的干冰進行降溫或滅火。停工期間由于未進行熱氫氣提，反應器內會產生一些存油，卸劑前與卸劑過程中在反應器底部及底部彎頭處產生的存油應及時排出。

4 結 論

通過對停工過程以及對重點操作控制的優化，單系列停工過程更加合理，在操作中更加規范準確，使停工更加經濟、環保、安全。具體停工中如氣溫較低則反應床層及器壁降溫時間會減少，整體停工時間將進一步縮短，大約9天左右即可完成停工隔離工作，為縮短整體停工換劑檢修時長爭取了時間。

［1］周建華. 固定床渣油加氫裝置長周期運行優化措施及方案[J]. 煉油技術與工程，2021，51（12）：1-6.

［2］劉榮. 兩系列單停單開渣油加氫開停工技術的優化[J]. 石油化工技術與經濟，2020（6）：29-38.

［3］陳偉軍.膜分離技術在渣油加氫裝置中的應用[J].石油化工，2021，50（10）：1090-1094.

［4］肖培濤. 加氫裂化裝置設備腐蝕分析與防護[J]. 黑龍江科技信息，2009（31）：18.

［5］孫曉明，李永超，文兆安，等. 羰基鎳的形成原因分析及預防措施[J]. 齊魯石油化工，2015，43（1）：48-50.

［6］詹建蒂，高建村，劉思思，等. 活性硫化亞鐵自燃機理及事故防治研究進展[J]. 工業安全與環保，2021，47（9）：11-15.

［7］顧福彪.渣油加氫反應器停工卸劑作業風險分析及安全措施[J].科學管理，2021（17）：62-63.

Optimization Analysis of Single Series Shutdown Process of Residue Hydrogenation Unit

（CNOOC Huizhou Petrochemical Co., Ltd., Huizhou Guangdong 516086, China）

The catalyst running period of fixed bed residue hydrogenation unit is short, and it needs frequent shutdown to replace the catalyst, which causes the problem that the shutdown period does not match the shutdown period of the whole plant. Major refineries often solve this problem by double series setting and single billing and stopping. Taking a 4.0 Mt·a-1residuum hydrogenation unit as an example, after two series of four cycles of operation, through the accumulation and summary of experience, the shutdown steps were continuously optimized, and the important and difficult problems in operation were analyzed. A set of relatively safe, stable and fast single series shutdown scheme has been formed, which is helpful to the subsequent shutdown of the unit.

Residue hydrogenation; Single series; Shutdown; Optimization

2022-04-07

聞金海（1996-），男，吉林省長春市人，2019年畢業于廣東石油化工學院化學工程與工藝專業，研究方向：石油化工。

TE624.4+31

A

1004-0935（2023）01-0056-05