60万吨年加氢裂化装置生产运行技术分析Word格式文档下载.docx
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11749
2.41
2.51
轻石脑油
24517
5.03
6.43
重石脑油
98128
20.13
10.67
加氢裂化航煤
126743
26.01
35.42
加氢裂化灯柴
19672
4.03
加氢裂化柴油
91031
18.68
14.96
轻质润滑油原料
24003
4.92
11.58
中质润滑油原料
15037
3.08
6.39
重质润滑油原料
9167
1.88
6.58
加氢裂化尾油
50984
10.46
5.73
干气
13847
2.84
0.54
损失
2437
0.50
2.2装置能耗分析
装置开工后,即转入冬季生产。
2005年一季度,由于出现后冷冬,装置防冻压力大,能耗达到72.24kg标油/t,比设计能耗高24.98%;
二季度,随着气温回升,虽然装置负荷率低但能耗降至55.08kg标油/t,比设计能耗低4.55%,装置能耗出现如此大偏差的根本原因是设计与实际生产在装置蒸汽平衡上存在较大偏差。
表2装置能耗情况
能源名称
1季度
2季度
设计值
能耗/kg标油.t-1
水
1.11
1.95
1.06
其中:
新鲜水
0.03
0.03
0.00
循环水
0.87
1.64
除盐水
0.21
0.28
0.19
电
18.31
18.85
15.94
蒸汽
28.01
8.28
8.48
4.0MPa汽
24.11
20.54
24.12
供入1.0MPa汽
4.74
供出1.0MPa汽
0
-12.35
-15.64
燃料气
25.66
26.00
31.26
合计
72.24
55.17
57.8
*加工量:
1季度为136187t,2季度为122736t。
装置伴热系统设计为蒸汽伴热,凝结水集中回收。
但是由于凝结水回收系统背压高,造成伴热线疏水不畅,经常出现伴热线冻凝情况,为保证伴热系统运行正常,被迫将凝结水系统改为无背压排放,造成蒸汽大量浪费。
2005年一季度全装置蒸汽消耗共28kg标油/t,占一季度能耗的38%,而设计蒸汽消耗占全部能耗的14.67%。
为使装置能耗达到设计指标,2005年10月份将对装置伴热系统进行改造,计划将装置低压系统工艺、仪表伴热线全部改为热水伴热,全部投资约为200万元,此次改造将大大降低装置能耗。
3生产中主要问题技术分析
3.1原料性质问题分析
对加氢裂化装置而言,原料性质的优劣,直接影响装置的操作条件和催化剂的使用寿命;
装置开工后,除设计原料罐没有氮封措施外,初期原料中Fe2+含量高和原料高氮低硫的性质对装置的平稳生产产生了不利影响。
3.1.1初期原料中Fe2+含量高的问题
按照装置的设计条件,原料中的Fe2+应小于0.4μg/g。
但在开工初期就发现原料中铁离子含量偏高,罐区分析数值维持在2~4μg/g,在装置原料过滤器入口取样分析Fe2+含量是罐区分析的2~3倍,分析原因:
(1)原油中有一部分含酸高的克拉玛依重油,这种原油的掺炼使得馏分油中的原料酸值升高。
(2)原料管线为普通碳钢,没有防腐处理,原料在管线输送过程产生了腐蚀;
(3)是分馏系统存在湿H2S的腐蚀,造成循环油中Fe2+含量高,通过分析发现一直存在此方面问题。
表3原料监测分析
时间
罐区分析Fe2+/μg.g-1
酸值/mgKOH.g-1
原料过滤器前Fe2+/μg.g-1
循环油分析Fe2+/μg.g-1
2004.11.7
1.33
1.29
8.46
2004.12.2
1.98
1.38
3.96
2005.1.6
2.97
0.61
6.78
1.43
2005.5.19
0.86
2.85
5.21
2005.6.07
0.94
0.32
1.08
4.73
通过对三蒸馏装置减压各侧线的分析,发现减二线、减三线、减四线抽出油中Fe2+较高,同时存在返塔部分高于抽出部分的现象,说明在装置局部材料升级后,仍然存在环烷酸腐蚀的问题(如表4)。
根据分析结果,厂里技术部门采取以下措施,降低Fe2+含量:
(1)优化原油进厂,降低原油中酸值含量:
由于北疆混合原油酸值在0.3~1.7mgKOH/g,雅哈原油的硫含量在0.3%~0.8%,合理调整两种原油在三蒸馏的掺炼比例,降低原料中酸值。
(2)优化减压塔操作条件:
提高减二线回流量,增大塔内液相喷淋密度,改善洗涤效果;
降低减四线外放,以增大内回流的净冲洗量;
提高冲洗量,即提高过汽化油返塔量。
通过采取上述措施的工作,从2005年2月起,原料中的Fe2+含量均<1μg/g(如表5),满足了装置长周期运行的要求,但循环油中Fe2+含量仍然较高,说明反应分离后部系统、脱丁烷塔、分馏塔系统的腐蚀问题仍然需要车间特别关注。
表4三蒸馏装置减压侧线Fe2+监测数据(单位:
μg/g)
样品
2004.11.9
2004.11.15
2004.11.23
减二线泵出口
6.12
3.35
5.04
减二线返塔前
10.25
4.99
4.74
减三线泵出口
1.66
2.82
4.8
减三线外放
1.83
1.06
2.81
减四线泵出口
4.36
5.12
5.35
减四线外放
4.84
2.11
4.9
表5典型原料性质
项目
2004.11
2004.12
2005.1
2005.2
2005.4
2005.6
2005.8
2005.10
密度(20℃)/kg.m-3
884.4
886.8
881.0
882.4
882.2
885.8
875.1
水分/%
痕迹
残炭/%
0.02
0.04
0.01
减压馏程/℃
HK
369
360
365
377
358
354
350
361
10%
404
405
400
415
395
396
401
30%
424
425
420
434
419
423
430
50%
446
440
437
454
444
450
70%
464
457
473
466
469
470
460
90%
500
490
495
486
98%
氮含量/mg.kg-1
732.8
940.2
554.9
1029
839.0
1134.1
556.2
555.8
硫含量/%
0.05070
0.10326
0.04849
0.14
0.24295
0.33
0.07
胶质+沥青质/%
3.89
3.55
0.99
4.56
2.25
2.14
1.48
1.80
铁/μg.g-1
2.94
2.73
2.44
0.34
0.88
0.60
0.55
0.31
镍/μg.g-1
0.007
0.026
铜/μg.g-1
0.010
0.022
钒/μg.g-1
0.0046
0.0062
1.74
1.58
0.98
0.57
0.48
0.30
0.41
3.1.2高氮低硫问题
加氢裂化装置催化剂的活性高低与循环氢中的H2S浓度密切相关,据有关资料显示,循环氢中H2S含量应维持在不小于500μg/g,但在装置开工后就面临原料中的硫含量一直低于或略高于氮含量的局面,造成循环氢中H2S含量无法满足工艺要求。
装置一直采取连续少量注硫的方式维持系统H2S含量在500~1000μg/g之间,由于注硫泵额定流量较大,在小流量下不好调节,造成系统H2S含量波动较大,反应转化率难以稳定。
2005年二季度,随着进口原油结构变化,原料中硫、氮含量相差较大,系统H2S含量又高至5000μg/g以上,装置又处于废氢排放状态,造成氢耗上升较大。
从2005年三季度开始,装置再次处于长期小量注硫状态。
通过摸索,逐渐掌握了操作方式,操作波动有所下降,但由于DMDS的持续加注,增加了装置运行成本和操作不平稳性。
3.2精制反应器床层压降问题分析
2005年4月底,精制反应器床层差压突然上升,尤其在5月1日后,上升速度明显加快,如图1所示。
车间最初的判断是第一床层压降大,其根本原因是原料Fe2+含量和沥青质含量高和原料过滤器不能正常使用而造成的杂质对催化剂的影响。
随后,车间分别在精制反应器入口、第二床层入口、第三床层入口、裂化反应器入口进行实际测量,反复几次后,发现精制反应器床层压降主要集中在第三床层入口至裂化反应器入口段。
通过冲洗氢流程在DCS测量数据和现场压力表测量,第三床层压差分别为0.508MPa和0.493MPa,均占床层总压降的85%以上,如表6。
由此可以判断,精制反应器压差高的主要原因是第三床层压差高造成。
图1反应器压降变化图
表6精制反应器床层压差分布数据(MPa)
DCS
现场压力表
裂化入口
压差1
压差2
精制入口
16.547
16.6
15.971
0.576
0.629
二层入口
16.471
16.5
0.5
0.529
第一床层压差
0.076
0.1
三层入口
16.464
16.4
0.493
0.429
第二床层压差
底部出口
15.956
16
0.029
第三床层压差
0.508
注:
压差1:
DCS数据-裂化入口;
压差2:
现场测量数据-裂化入口
通过分析,车间首先怀疑是床层底部的瓷球是否出现破碎(因其三氧化二铝含量仅40%),而使大量细粉堵塞在出口收集器的丝网上,造成流通面积不足而使压降增大。
考虑如果真是这样,必然存在有部分细粉被带出的可能,在精制油取样应当可以看到,然而,精制油样品很洁净,没有发现细粉杂质。
在随后的操作中发现,当第三床层入口冷氢量增大后,精制床层压降和反应系统总压降均出现下降趋势,于是,车间进行冷氢打入实验,初期,车间迅速增加第三床层入口冷氢量至20000m3/h,第三床层压降能下降0.3MPa以上,恢复正常操作后,压差缓慢上升,8~10个小时后,又恢复到高压差数值;
三、四次后,这种打冷氢的方法对床层压降的影响越来越小,由此现象车间判断内构件出现问题,存在二床层催化剂漏入三床入口冷氢箱的可能。
如图2所示。
图2冷氢实验参数关系图
2005年7月,装置停工,为查清床层压降增高的原因,卸剂公司采取了将催化剂从精制反应器顶部逐床层撇出的方法。
在第一床层就发现一床层北面有一处下陷区,占整个床层横截面的30%,下陷高度约50cm,催化剂保护剂瓷球混合严重,四根卸料管中有两根充满催化剂和保护剂,说明第一床层催化剂通过卸料管漏至第二床层。
第二床层的料面应有Φ6的瓷球,但床层料面只有少量的瓷球,撇剂到二层底部仍见顶部保护剂和瓷球。
催化剂混合严重,北面两卸料管附近一直到二层底部一直有零散保护剂和瓷球存在;
当卸完第二床层催化剂后发现冷氢管与隔栅连接处有较大的缝隙约8~10mm,内部填塞的陶纤绳已全部脱落,足以跑漏催化剂及瓷球。
打开隔栅,冷氢箱有厚近20mm的催化剂,打开冷氢箱有少量的催化剂及瓷球。
打开多孔盘,大量的催化剂充满空间,再分配盘整体被掩埋,第三床层料面直接顶到再分配盘的底部。
至此,床层压差增大的原因和操作过程打冷氢所出现的现象就一目了然:
冷氢管与隔栅间的填充物在开工生产过程中,在物流大幅度变化的情况下,被冲掉;
同时冷氢管与隔栅两种材质的热膨胀量的差异和安装过程存在同心度偏差,造成两者之间间隙出现不均匀增大,第二床层瓷球和催化剂首先漏至冷氢箱,通过再分配盘漏入第三床层,当第三床层顶部空隙装满后,大量催化剂就滞留在冷氢箱中,堵塞多孔盘和再分配盘,使流通面积大大降低,造成床层压降增高。
3.3航煤生产分析
加氢裂化装置开工后,改变了本厂航煤的生产方式,不仅使航煤生产成为连续性,产品质量有较大幅度的提高,而且使全厂产品结构得到优化,减少了装置生产方案切换造成的物料损失和波动。
所以,加氢裂化装置的航煤生产得到厂里和车间的高度重视。
但装置开工后不久,就出现了航煤残留经常卡边(在1.3%~1.5%)的问题。
同时,从2005年3月份开始,航煤的烯烃也上升到3%以上,最高达到4.5%,航煤生产成为车间的攻关目标。
3.3.1航煤残留问题
针对航煤残留偏高的问题,车间进行了如下操作摸索:
(1)降低航煤干点,提高中段回流量的手段来降低残留,航煤残留稳定在1.0%~1.2%之间。
航煤残留下降,最低达到0.9%。
但航煤的干点降低太多,影响经济效益。
从车间生产实际可以看出,航煤残留与航煤干点之间没有必然关系,降低航煤干点主要是增大了航煤抽出以下塔盘内回流,减少了塔内夹带,但当塔内负荷较小时,航煤干点高些仍能保证航煤残留合格。
(2)考虑常压塔的气相负荷过大,塔内气速高,造成夹带,因此T-1003操作压力提到设计值0.15MPa。
F-1003出口温度由设计350℃降至340℃。
(3)摸索调整塔底吹汽量,由设计800kg/h降至150~350kg/h。
(4)摸索调整顶回流与中段回流的比例;
调整方向是降低中段回流,提高顶回流,增加常压塔上部内回流,改善航煤段精馏效果。
(5)稳定转化率,减少波动;
脱丁烷塔提高塔底温度,尽可能将C4以下轻组分从塔顶馏出,避免带入常压塔,造成气相负荷过大。
通过以上工作,航煤残留稳定在1.2%~1.4%之间。
国内有关资料普遍认为航煤残留高是由于分馏塔内存在携带现象,较重的组分带入航煤侧线中,虽然航煤本线干点并不高,但由于重组分的带入还是可能引起航煤残留的上升。
该装置常压塔应用了河北工业大学的立体传质塔板CTST(CombinedTrapezoidSprayTray),2005年1月6日车间标定,校方对常压塔进行了核算,航煤由29层抽出,标定时航煤残留1.4%,从图3可以看出,操作点已接近雾沫夹带线,远远高于设计点。
但装置负荷降至70%后,航煤的残留没有明显的变化。
所以,航煤残留的问题主要是内回流的合理匹配问题,需要进一步摸索常压塔操作。
图3常压塔1-29层负荷性能图
3.3.2航煤烯烃问题
加氢裂化装置自开工以来,航煤中烯烃含量缓慢上升,由开工初期的1.0%左右上升到2005年3月的4.5%,经与催化剂供应商技术交流,认为可能存在以下原因:
(1)因精制床层压降问题,加工负荷小,裂化反应器空速较低,存在过度裂化的问题,造成反应生成油中的烯烃含量较多。
(2)裂化催化剂与后精制活性可能存在不匹配的问题,低空速下裂化反应过剧烈,而后精制床层温度又相对较低,反应深度不够,造成反应生成油中烯烃含量上升。
针对上述分析,车间从以下几个方向降低航煤烯烃含量:
(1)在保证转化率不变的情况下,降R1002二床到三床温度,提高四床层入口温度。
采取此措施的目的就是发挥裂化反应器后精制剂的作用,饱和裂化后产生的烯烃;
同时降低降低反应转化率,减少在裂化过程中产生的烯烃量。
(2)提高循环氢转速,增大氢油比。
提高氢分压,使加氢反应深度加大。
(3)改变航煤馏程,提高航煤初馏点至150℃以上,将航煤中较轻组分拔至重石脑油组分中。
通过上述措施后,效果不明显,航煤中烯烃含量同转化率及裂化各床温度的关联趋势不明显,航煤中烯烃含量稳定在3.6%左右;
由于航煤初馏点控制不低于150℃,与航煤闪点有矛盾,易造成航煤闪点不合格,操作相对困难。
未发现航煤初馏点与烯烃含量之间明显对应关系。
2005年8月1日装置开工后,加工负荷达到95%以上后,航煤中烯烃含量降至2.5%以下。
2005年9月底,车间对后精制催化剂的装填方案进行调整,后精制剂由原来的5.75t,增加到10.29t并更换了部分后精制剂,航煤中烯烃含量更降到2.0%以下,恢复装置初期开工水平。
说明,航煤中烯烃含量的问题,与装置生产符合和催化剂厂家匹配的后精制剂量不足有一定关系。
表7航煤烯烃含量
日期
2004-11-5
2004-12-3
2005-2-3
2005-3-12
2005-4-19
2005-5-19
烯烃含量/%
1.5
1.8
1.3
1.7
2.7
2.9
2005-5-27
2005-5-31
2005-6-9
2005-6-14
2005-8-11
2005-10-22
4.4
3.6
3.3
3.1
2.4
3.4滑油料生产分析
加氢裂化装置减压塔设计为全填料塔,减压顶部出乙烯料,其他侧线:
减一线出轻质润滑油料,减二线为中质滑油料,减底为重质滑油料,全塔仅设顶回流,塔底和侧线汽提塔采用过热蒸汽汽提。
设计滑油料全年12万吨。
2004年10月22日减压系统开工正常。
初期减压各侧线进催化装置回炼,随着操作上的摸索产品质量得到了较好的控制后,陆续进罐,实现润滑油装置的顺利加工。
3.4.1减压系统运行问题
(1)开工初期由于常压系统操作本身不够稳定,造成减压塔进料量和进料性质不稳,减压侧线温度波动在20~30℃,减压各侧线馏程重叠很大。
随着常压系统操作的正常,减压进料量和进料性质相对稳定下来,各侧线温度波动大及各侧线重叠问题得到解决。
(2)减二线及减压塔底泵频繁抽空。
在操作中经常出现塔底泵和减二线泵抽空。
在正常切换泵操作时泵也很难上量。
通过分析一是泵选用多级泵,外送量经常在设计负荷的30%左右操作,存在油品在泵内叶轮气化的问题,泵内存在气体,造成泵抽空。
二是泵冷却水系统设计不合理,造成水经常漏入泵腔内。
为此装置将减二线和减底泵上变频控制,同时改造了机泵冷却水流程,解决了机泵抽空的问题。
(3)仪表控制改造:
设计各侧线抽出为塔内集油箱液面控制,为保证各段填料有足够的内回流,实际塔内集油箱需要满液面操作,造成集油箱液面实际上控制不起来的问题,而且,塔内温度变化剧烈,难以稳定。
为此,车间将控制方案改为用各侧线汽提塔液面控制各侧线抽出量,保证足够的内回流,实现各侧线抽出温度稳定控制,减压系统的产品合格率由开工初期的57%上升到98%。
(4)乙烯料生产矛盾突出,一直没有生产出合格的乙烯料。
加氢裂化装置自开工以来,乙烯料一直未达到设计要求,为此对减压操作进行了调整。
2005年3月29日乙烯料抽出温度为208.5℃,抽出量为3.25t/h,经分析365℃馏出量为33%左右。
根据分析逐渐降低乙烯料抽出量和抽出温度,同时提高减压塔顶回流量,四天后乙烯料抽出温度为151.57℃,抽出量为0.67t/h,365℃馏出量为93%左右,达到了设计要求。
减一线2%点不合格,偏轻,而且,通过计算,乙烯料的BMCI值>20。
由于本厂不存在乙烯料不足的矛盾,所以为了保证减一线的正常生产,经过平衡,目前装置的乙烯料全部回炼,增产航煤以上的轻质产品。
3.4.2加氢基础油生产
加氢裂化各侧线基础油经过酮苯、糠醛、白土精制后,生产出符合中国石油Q/SY44.2-2004加氢基础油标准的HVIH100、200、400基础油,并达到APIII类基础油要求。
主要存在问题:
(1)加氢重质基础油的紫外光吸收一直达不到标准要求;
(2)装置实际生产上,轻质润滑油料产量相对较大,中、重质润滑油组分相对较少,与润滑油公司的市场需求存在较大偏差,造成轻质组分过剩(50%进行回炼),而中、重组分又相对不足。
所以,设法多增产重质润滑油料,另外,对轻质组分有效利用是一个急需解决的问
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