扬子石化1#加氢裂化装置极限低负荷运行探讨

居学明

(中国石化扬子石油化工有限公司芳烃厂，江苏 南京 210048)

1#加氢裂化装置100单元是美国联合油公司的专利技术，原设计采用两段全循环工艺流程，装置于1990年2月建成投产，1992年各项指标均达到设计指标。于1993年进行扩建改造，将原设计120万吨/年处理能力扩大到200万吨/年[1]；将原两段全循环裂化工艺流程改为两个系列一次通过工艺流程，分馏系统增设第二馏分油分离塔，生产航煤基础油和加氢裂化尾油，1993年底建成投运。1999年9月再次对装置进行改造，增设了柴油设施，装置设计操作负荷范围55%～105%。为适应处理高含硫原料的要求，2012年装置增设了循环氢脱硫系统。

受装置脱硫单元再生能力不足影响，2020年1月7日决定将脱硫单元再生塔DA955切出检修，其中闲置再生塔DA952有一定再生能力，但仅能满足30 m3/h胺液处理量。在有限脱硫能力下，考虑装置以极低负荷运行五天，待检修完成后恢复正常运行工况。

1 装置负荷计算

装置原料中硫经精制反应器转化为硫化氢，一部分硫化氢随酸性水排至硫回收处理，另一部分经过脱硫单元转化为酸性气后送硫回收处理。其中脱硫单元DA952塔设计处理胺液30 m3/h，富胺液中硫化氢浓度一般在2% m/m，贫胺液中硫化氢浓度小于0.1% m/m，反应新鲜进料中硫含量接近设计值2% m/m，此处按2% m/m计算，扣除18 m3/h酸水中2.5% m/m NH3HS，粗略计算反应新鲜进料需控制不大于60 m3/h，具体计算公式如下：

为确保脱硫单元产品合格，为DA952塔留有一定余量，最终装置将新鲜料处理量按50 m3/h调整。

2 装置调整主要过程

2.1 反应分馏系统调整

一系列负荷逐步调整至95 m3/h(掺炼50 m3/h尾油)，一系列精制及裂化各床层温度根据掺炼尾油量调整；二系列逐步调整至85 m3/h(全尾油循环)，期间逐步关小二系列精制及裂化反应器各装车冷氢阀直至全关，加热炉满负荷运行，以尽可能维持较高的反应温度。

分馏系统确保尾油循环量将航煤塔切出，未拔出航煤及柴油组分的尾油，通过分馏塔直接送二系列循环，并部分外甩，调整期间分馏所有产品均合格。

2.2 脱硫系统调整

为满足950#再生塔负荷，950#胺液循环量最终控制在28 t/h左右，其中高压干气、液化气脱硫塔胺液循环量分别控制约9 t/h、19 t/h，调整期间密切关注干气及液化气硫化氢含量。

3 装置产品及能耗情况

3.1 原料油性质

一系列掺炼扬子石化2#加氢裂化尾油，进料硫、氮含量大幅降低，馏程也变轻，而二系列全尾油循环，其进料性质具体见表1。

表1 调整前后原料性质情况

3.2 主要操作参数

一系列掺炼2#加氢裂化装置尾油，由于2#加氢裂化装置深拔，其尾油组分相对较重，为保证裂化反应深度，精制温度控制较高，但由于原料氮含量大幅降低，催化剂活性一定程度有升高，其裂化反应温度降低<15 ℃；二系列全尾油循环，且尾油组分较轻，为保证裂化反应温度，进料加热炉满负荷运行，基本能维持300 ℃左右反应温度。具体见表2。

表2 调整前后操作参数对比

续表2

DC102二床进口温度/℃374.6359.9DC102二床温升/℃7.724.72DC102三床进口温度/℃368.1355.3DC102三床温升/℃9.8012.37DC102四床进口温度/℃379.11365.9DC102四床温升/℃24.7727.83二系列裂化温升/℃46.9247.45二系列处理量处理量/(m3·h-1)110.5282.7补充氢气量/(kNm3·h-1)70.9932.81DC101C一床进口温度/℃334.1301.5DC101C一床温升/℃22.351.95DC101C二床入口温度/℃358.4307.4DC101C二床温升/℃11.390二系列精制温升/℃33.741.95DC103一床进口温度/℃363.9302.2DC103一床温升/℃6.220DC103二床进口温度/℃361.4305.1DC103二床温升/℃9.531.54DC103三床进口温度/℃363.2299.5DC103三床温升/℃13.51.43DC103四床进口温度/℃370.3293.9DC103四床温升/℃15.90.67二系列裂化温升/℃44.552.01一系列循环氢流量/(Nm3·h-1)148.9116.6二系列循环氢流量/(Nm3·h-1)114.991.7脱戊烷塔进料温度/℃169.18157.4脱戊烷塔塔顶温度/℃78.685.5脱戊烷塔塔底温度/℃279.8285.9分馏塔塔顶温度/℃74.880.7分馏塔塔底温度/℃272.2262.8重石脑油抽出温度/℃137.7137.1液化气抽出量/(m3·h-1)12.3511.49轻石脑油抽出量/(m3·h-1)27.6821.84重石脑油抽出量/(m3·h-1)137.976.8尾油抽出量/(m3·h-1)52.0428.36

3.3 产品收率及能耗分析

表3 调整前后产品收率对比

负荷降低后经过分馏系统调整，液化气、轻石脑油、重石脑油能正常产出，为保证尾油循环量，航煤及柴油均作为尾油进入二系列循环。由于进料组分太轻及循环氢中氨分压的降低，其干气和液化气收率偏高[2]，为保证尾油循环量，重石脑油抽出量偏低，导致其收率较低。从能耗数据看，极低负荷下装置运行无任何经济性，但考虑短期运行其能耗可以接受。具体见表3。

3.4 产品质量

极低负荷运行期间轻、重石脑油能够合格产出，从馏程看重石脑油干点偏低，且尾油能保证一定外甩，可适当压减尾油收率，增加重石脑油抽出，具体见表4。

表4 调整前后产品质量对比

950#贫胺液在28 m3/h循环量的情况下，运行初期硫化氢含量较高，但经过调整稳定后持续合格，硫化氢浓度逐步降至1000 mg/kg以下；干气和液化气在贫胺液中硫化氢浓度下降后均保持合格(<100 mg/m3)，具体见图1。

图1 贫胺液、高压干气、液化气中硫化氢含量

4 装置运行情况分析

(1)一系列掺炼约45 m3/h尾油，受精制温升偏低影响，裂化反应器一、二床层反应温度偏低，温升也较低，为保证转化率三、四床层温升控制较高，导致了干气、液化气、轻石脑油组分收率偏高。

(2)极低负荷下二系列全尾油循环，受进料加热炉负荷影响，精制反应器进口温度能控制在300 ℃以上，但由于全尾油循环，裂化进口温度勉强能维持在300 ℃以上，其裂化深度不足，直接导致重石脑油收率偏低。

(3)监控循环氢中硫化氢含量，具体见图2，在50 m3/h新鲜料的情况向循环氢中硫化氢含量>0.2%(V/V)，能够有效防止催化剂活性金属从硫化态被还原，保证C-C键氢解反应[3]的速率。

图2 循环氢硫化氢含量变化情况

由于原料氮含量的大幅降低，催化剂经过四天低氨分压环境，部分吸附在催化剂表面的无机氮脱附[3-5]，尤其二系列尾油全循环表现尤为明显，后续负荷恢复及二系列引新鲜料的过程中，DC103初始裂化温度明显偏低，说明其催化剂活性有一定提高，但在随后的运行过程中逐步恢复正常。其中一床、二床、三床、四床出现明显温升的反应温度分别是338 ℃、332 ℃、310 ℃、298 ℃，其中第四床层受到冷氢干预，其温升上涨情况不显著，但依然能发现后床层活性上升更为烈，具体见图3。

图3 DC103床层温升随温度变化情况

(4)从运行能耗情况看，超低负荷完全不具备经济性，但在特殊情况下能避免装置停工，且短时间运行能保证各产品稳定合格。

5 结 论

(1)经过摸索装置在不超过20%新鲜料负荷的情况下，能够短期稳定运行，在上下游物料平衡需要或脱硫单元部分切出检修时，提高了负荷调整的灵活性，此次极低负荷基本为装置可稳定运行的负荷下限，并能够满足循环氢硫化氢含量的最低要求，无需注硫，具有很高的可行性。

(2)极低负荷运行过程中催化剂无机氮发生脱附，循环氢中硫化氢含量大于0.2%的情况下，催化剂活性一定程度提高，在负荷恢复过程中，尤其是二系列催化剂，由于全尾油循环，切入新鲜料后裂化催化剂活性较高，提温过程需及时提增加床层冷氢量。

(3)闲置再生塔DA952塔单独运行，其28 m3/h贫胺液再生量，能够满足装置50 m3/h新鲜料负荷的脱硫能力，并能保证脱硫系统各产品合格。