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航煤加氫運行分析及改進措施

文檔作者：曹宏武，崔苗，趙書娟文檔來源：中國石油化lT股份有限公司洛陽分公司		點擊數(shù)：	更新時間： 2022年08月28日
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第4l卷第2期
2012年2月
當(dāng) 代 化 工
Contemporary Chemical Industry
Vo1．4I．NO．2
February，201 2
航煤加氫運行分析及改進措施
曹宏武，崔 苗，趙書娟
(中國石油化lT股份有限公司洛陽分公司，河南洛陽471012)
摘 要：對航煤加氫生產(chǎn)中遇到的收率低、質(zhì)量不穩(wěn)定、低壓排放量大、能耗高等問題進行了分析，并通
過完善工藝流程、更換催化劑、提高反應(yīng)壓力等措施穩(wěn)定了產(chǎn)品質(zhì)量、減少了低壓排放、降低了裝置能耗。
關(guān)鍵詞：閃點；收率；腐蝕；催化劑；能耗；流程
中圖分類號：TE 624 文獻標(biāo)識碼： A 文章編號： 167 1-0460(2012)02—0146—03
Operation Analysis and Improvement M easures of
Aviation Kerosene Hydrofining Unit
CAO Hong-Wbl， CUIMiao， ZHAO Shu-juan
(SINOPEC Luoyang Company，Henan Luoyang 471012，China)
Abstract： Some problems in aviation kerosene hydrofining production were analyzed，such as low yield，instability
quality,big emission amount，high energy consumption and SO on．Then through improving the process，replacing the
catalyst and optimizing the reaction pressure，product quality was stabilized，emission amount and energy consumption
were reduced．
Key words： Flash point；Yield； Corrosion； Catalyst； Energy consumption； Process
中石化洛陽分公司三聯(lián)合0．8 Mt／a直柴加氫
1992年8月建成并交付生產(chǎn)，分餾部分為雙塔流程。
2005年由于汽油質(zhì)量升級需要改造為催化重汽油
加氫裝置，采用單開汽提塔操作模式。
2009年5月17日蠟油加氫裝置建成開工后，
催化汽油直接達到了國Ⅲ標(biāo)準(zhǔn)，2009年6月汽油加
氫裝置停T。
由于原油結(jié)構(gòu)和性質(zhì)變化，特別是進口杰諾油
加工比例增加，導(dǎo)致一聯(lián)合精制航煤質(zhì)量波動較大，
硫醇硫經(jīng)常超標(biāo)，色度也不夠穩(wěn)定，航煤產(chǎn)量小，
白土更換頻繁，航煤生產(chǎn)任務(wù)難以完成。為了徹底
扭轉(zhuǎn)航煤生產(chǎn)受原料影響較大的被動局面，經(jīng)過簡
單改造將汽油加氫裝置改造為航煤加氫，仍沿用汽
油加氫催化劑，于2009年7月10日開工。由于工
藝不夠完善生產(chǎn)上還存在著一些問題，主要問題有
精制航煤閃點受原料影響大、腐蝕卡邊、精制航煤
收率低、顏色不穩(wěn)定以及低壓氣體排放量大等。
1 裝置運行情況
考慮到汽油加氫時采用的是單開汽提塔流程，
分餾塔系統(tǒng)長期處于閑置狀態(tài)，為了節(jié)能的需要，
也為了能盡快地使航煤加氫早日開工投產(chǎn)，于是采
用了單開汽提塔流程(圖1)。
考慮到汽提塔沒有重沸器，因此在改造時在進
料線上增上了一個1．0 MPa蒸汽加熱器(E3209)，
在塔底通入重整氫進行汽提。開工后經(jīng)過優(yōu)化調(diào)整，
進料溫度最高可以提到160℃左右，汽提氫氣量最
終控制在500 m ／h(N)，汽提塔壓力降至0．05 MPa，
航煤的閃點和腐蝕合格(表1 o
循環(huán)氫壓縮機
圖1 航煤加氫單塔流程圖
Fig．1 Single tower flowchart of aviation kerosene
hydrofining unit
開T一星期后航煤質(zhì)量達到了軍航標(biāo)準(zhǔn)，標(biāo)志
著裝置進行的航煤加氫改造一次成功，但是運行中
也存在一些突出的問題。
收稿日期： 201 2-01—30
作者簡介： 曹宏武(1967一)，男，河南洛陽人，工程師，l992年畢業(yè)于中國石油大學(xué)石油加工專業(yè)，從事汽(煤、柴)油加氫技術(shù)管理工作。E mail
ca0hOngw@s1na．cn。
第41卷第2期 曹宏武，等：航煤加氫運行分析及改進措施 147
表1 開工初期工藝條件
Table 1 Process conditions in the initial period of start—up
項目 數(shù)值
反應(yīng)壓力／MPa
反應(yīng)溫度／0c
1
反應(yīng)加熱爐瓦斯量(N)／(m ·h )
汽提塔壓力／MPa
E3209蒸汽消耗／(t·h )
1
循環(huán)氫量(N)／(m ·h )
循環(huán)氫壓縮機負荷，％
處理量／(t·h )
綜合能耗
1．1 精制航煤閃點受原料影響大
由于常壓塔故障航煤原料組分變化較大，而單
塔流程對于閃點的控制缺乏手段，造成精制航煤閃
點不夠穩(wěn)定。當(dāng)常壓塔波動時，原料閃點有時甚至
會低至30℃以下，這時候無論如何調(diào)整精制航煤
閃點都很難合格，給航煤生產(chǎn)造成很大的困難。
1．2 精制航煤收率低
為了控制閃點和腐蝕，在裝置進料70 t／h的情
況下汽提塔頂約有7～12 t，h輕組分外甩，不打回
流，因此航煤收率只有83％ ～90％。
1．3 精制航煤腐蝕卡邊
裝置開工后精制航煤腐蝕一直卡邊，盡管塔的
壓力已經(jīng)降至0．05 MPa，汽提氫氣量達到500
m ／h(N)，塔頂也不打回流，但多數(shù)情況下餾出口銅
片腐蝕仍然為1b，銀片腐蝕1級。
1．4 低壓氣體排放量大
由于汽提塔壓力低，汽提氫氣量較大，塔頂?shù)?
低壓氣體排放量約有650 ITI ／h，給低壓瓦斯回收造
成了較大的壓力。
1．5 精制航煤顏色不穩(wěn)定
一般情況下精制航煤餾出口顏色為30，但當(dāng)原
料中氮含量增加時，精制航煤在罐區(qū)存放一星期后
顏色偶爾會變至25以下。
1．6 能耗較高
和同類裝置相比反應(yīng)溫度較高，反應(yīng)加熱爐瓦
斯消耗達到580 in。／h(N)，同時為了保證汽提塔的汽
提效果，汽提塔進料加熱器消耗1．0 MPa蒸汽3．6
t／h
2 原因分析
2．1 流程不合理
汽提塔是在塔頂進料，沒有精餾段，因此塔頂
出的輕組分里絕大多數(shù)仍是優(yōu)質(zhì)的航煤組分，由于
腐蝕卡邊，又不能打回流，造成航煤收率過低，輕
組分干點太高又不能做石腦油，只能作為柴油加氫
的原料，造成較多的優(yōu)質(zhì)航煤組分的流失。
由于汽提塔沒有重沸器，進料溫度又不高，因
此不可能汽提出太多的輕組分，在原料閃點低得較
多的情況下，精制航煤的閃點難以合格。
為了使精制航煤的腐蝕和閃點合格，保證汽提
效果，汽提塔的壓力只有0．05 MPa，致使塔頂約650
m 3／h(N)~放氣不能并入高壓瓦斯管網(wǎng)，只能排低壓，
給氣柜瓦斯回收增加了難度。
2．2 催化劑不合適
裝置改造時只對流程進行了簡單的改造，催化
劑仍然使用原汽油加氫的OCT—M催化劑。汽油加
氫FGH一1 1／FGH一20組合催化劑加氫活性弱、脫硫
活性強 ，而航煤加氫需要的是較強的加氫活性，
對脫硫活性要求不高 。由于催化劑加氫活性弱，
為了保證航煤加氫的深度，將反應(yīng)溫度提至3l5
℃ ，反應(yīng)加熱爐的瓦斯消耗達到了580 In。／h(N)，和
兄弟廠家相比瓦斯消耗大幅度增加。同時由于催化
劑加氫活性弱，脫氮率低，也是精制航煤顏色不穩(wěn)
定的原因之一。
2．3 反應(yīng)壓力低
精制航煤顏色不穩(wěn)定的原因是原料中氮含量增
加從而導(dǎo)致產(chǎn)品中氮含量也增加造成的，要提高顏
色穩(wěn)定性就必須提高脫氮率，提高脫氮率除了提高
催化劑活性外還必須提高反應(yīng)壓力 。因此催化劑
加氫活性差和反應(yīng)壓力偏低都是精制航煤顏色不穩(wěn)
定的主要原因。開工初期反應(yīng)壓力2．0 MPa，有點
偏低，再加上催化劑加氫脫氮活性差，造成精制航
煤顏色穩(wěn)定性不好。
3 采取的措施及效果
3．1 采用雙塔流程
為了徹底消除質(zhì)量隱患，裝置于2009年10月
20日停工，經(jīng)過對分餾塔及重沸爐系統(tǒng)進行檢修，
裝置于2009年l0月24日開工，采用雙塔流程方案
(圖2)，產(chǎn)品質(zhì)量合格，尤其是航煤的閃點得到了
有效的控制。
和單塔流程相比主要操作變化有：分餾塔對硫
化氫也有汽提作用，在航煤腐蝕合格的情況下逐步
將汽提塔壓力提至0．62 MPa，并入含硫氣管網(wǎng)，減
少了低壓瓦斯排放；汽提塔改全回流，航煤收率提
高至98．2％；有了分餾塔產(chǎn)品閃點有了保障，在一
聯(lián)合常壓塔操作不正常時航煤原料中輕組分增加，
最多時從分餾塔頂部曾分餾出12 的石腦油，有
力的保證了航煤生產(chǎn)。
瑚 加 ㈣
148
圖2 航煤加氫雙塔流程圖
Fig．2 Twin towers flowchart of aviation kerosene
hydrofining unit
3_2 更換催化劑
雙塔運行后，由于裝置改造的不完善性，仍然
存在以下不足地方：一是航煤放置后，顏色不夠穩(wěn)
定，偶爾還會出現(xiàn)衰減現(xiàn)象；二是裝置能耗較高。
為了解決上述問題，2010年11月3日裝置停
T，更換撫研院的FH一40C催化劑 ，換劑后于2010
年11月8日開工。開丁后反應(yīng)溫度由315℃ 降到
250 oC，加熱爐瓦斯耗量從580 In ／h(N)降至230
1TI ／hCN)。在保證產(chǎn)品質(zhì)量的前提下11月24日又將
循環(huán)氫壓縮機負荷從100％降至50％，循環(huán)氫量下降
了4 000 m ／hCN)左右，氫油比南原來的214降至175
左右，每小時可節(jié)電243．2度。在保證精制航煤腐
蝕的情況下逐步停用了汽提塔進料加熱器E3209，
每小時可節(jié)約1．0 MPa蒸汽3．6 t／h(表2)。
3．3 提高反應(yīng)壓力
為了提高精制航煤顏色的穩(wěn)定性，反應(yīng)壓力提
到了2．5 MPa，再加上更換了催化劑，提高了脫氮
率，精制航煤顏色的穩(wěn)定性得到了徹底的改善。
3．4 增上精脫硫罐
為了使航煤生產(chǎn)工藝更加完善，增上了原料油
過濾器，增 了精制航煤過濾器、聚結(jié)器、精脫硫
罐 ，于2011年l0月大檢修后投用，使產(chǎn)品質(zhì)量
進一步得到保障。
3．5 經(jīng)濟效益
更換催化劑后催化劑的加氫活性增強，反應(yīng)溫
度從315℃降至250％ ，反應(yīng)加熱爐瓦斯消耗從580
m ／h(N)降至230 m ／h(N)；氫油比的要求下降，循環(huán)
氫壓縮機從1 00％符合降至50％負荷，循環(huán)氫量從
22 000 m ／hCN)降至18 000 m ／h(N)，定子電流下降21
A，可節(jié)電243．2 kWh／h。
分餾塔系統(tǒng)投用后精制航煤閃點及腐蝕得到了
保證，雖然分餾塔重沸爐多消耗瓦斯80 m ／h(N)，但
停用了汽提塔進料加熱器，可以節(jié)約1．0 MPa蒸汽
3．6t／h。
按處理量70 t／h，綜合能耗降低7．62個單位。
表2 工藝完善后工藝條件
Table 2 Process conditions after im proving the process
反應(yīng)壓力／MPa
反應(yīng)溫度／
反應(yīng)加熱爐瓦斯量(N)／(m ·h )
汽提塔壓力／MPa
分餾塔重沸爐瓦斯m一(N)／(m ·h 1
循環(huán)氫量(N)／(rn ·h )
循環(huán)氫壓縮機負荷，％
處理量，ff·h )
綜合能耗
2．5
250
4 下一步打算
4．1 C3201增上無級變速
C3201是航煤加氫的循環(huán)氫壓縮機，其負荷調(diào)
節(jié)有25％、50％、75％ 、100％四個檔，為了在能滿
足氫油比的條件下盡可能的降低循環(huán)氫量從而達到
節(jié)電的效果有必要增上無級調(diào)節(jié)系統(tǒng)。
4．2 增上調(diào)頻電機
汽提塔和分餾塔頂部空冷器距地面較高，通過停
開空冷風(fēng)機的方法調(diào)節(jié)冷后溫度不但很不方便，而且
不能實現(xiàn)精細調(diào)節(jié)，分餾雙塔頂部空冷及兩個加熱爐
風(fēng)機有必要增上調(diào)頻電機，實現(xiàn)冷后溫度自動控制。
加熱爐的風(fēng)量目前是通過風(fēng)機入口的風(fēng)葉轉(zhuǎn)角來現(xiàn)
場手動控制的，不但不方便，而且由于風(fēng)葉轉(zhuǎn)動不夠
靈活不利于加熱爐供風(fēng)量的精細控制，有必要增上調(diào)
頻電機實現(xiàn)尾氣中氧含量的自動控制。
4．3 采用單開分餾塔流程
201 1年大檢修增上了跨汽提塔的流程，如果能
甩掉汽提塔則裝置能耗有望繼續(xù)降低。
5 結(jié)論
(1) 分餾系統(tǒng)采用雙塔流程有效地解決了航
煤的閃點與腐蝕問題，減少了低壓瓦斯的排放，提
高了航煤的收率。
(2) 催化劑更換后解決了航煤的顏色穩(wěn)定性
問題，降低了裝置能耗。
(3) 提高反應(yīng)壓力可以提高脫氮率，提高航
煤的顏色穩(wěn)定性。
參考文獻：
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瑚 踟

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