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1300万吨/年柴油加氢装置基础设计和开工方案优化研究孙福林（上海高桥分公司炼油事业部炼油作业五区，上海，200137）摘要介绍了高桥分公司炼油事业部新建3000kt/a柴油加氢精制装置的装置概况、工艺流程、物料能耗，以及从基础设计出发对装置在设计、施工和开工方面进行了研究，分析了存在的问题，给出解决办法，并对开车及生产运行过程中可能存在的问题进行了对策优化。关键词柴油加氢精制基础设计开工能耗优化经过100多年的开采，世界上低硫轻质原油的产量已经越来越少[1]。目前，世界上含硫原油（含硫量在0.5％～2.0％）和高硫原油（含硫量在2％以上）的产量已占原油总产量的75％以上，其中含硫量在1％以上的原油产量已占到原油总产量的55％以上，含硫量在2％以上的高硫原油的产量也占到30％以上。同时，原油中的钒、镍、铁等重金属含量也呈上升趋势。炼厂加工含硫原油和重质原油的比例逐年增加，又由于炼厂对于高含硫原油和重质油品的加工能力不足[2]，出厂产品（例如柴油）质量已经达不到环保要求，不采用加氢技术已经无法满足市场需要。1装置建设背景随着原油市场的变化，低硫低酸原油在国际上的采购越来越困难，采购成本较其它进口原油高出很多，根据集团公司原油资源配置总体要求，炼油原油油种变化要适应加工高硫高酸原油需要，适应市场发展以及环保的要求，高桥分公司炼油事业部到2007年以后除了继续加工大庆原油、海洋原油等低硫原油外，将主要加工含硫2.0%左右的含硫含酸进口原油。为此，高桥分公司需要在现有加工流程的基础上，适当对炼油系统的加工流程进行改造，提高部分装置的材质，使其能够适度加工部分价格相对便宜的进口含硫原油，以提高高桥分公司加工进口原油种类的适应性和经济效益。炼油事业部进行原油适应性改造时，现有的1000kt/a汽柴油加氢装置需被改造成1000kt/a蜡油加氢装置，剩余汽柴油加氢的能力只有800kt/a。为了满足高桥分公司未来发展的需要，保证项目建设具有前瞻性，新建一套3000kt/a直馏柴油加氢装置，既能满足生产欧Ⅲ排放标准柴油的要求，也保留了将来生产符合更高环保标准柴油的可能。2装置概况及特点2.1装置概况2.1.1装置设计及承建3000kt/a柴油加氢精制装置由中国石化工程建设公司（SEI）承担设计，中国石化宁波工程有限公司（SNEC）承建，于2006年12月开始打桩，预计2008年1月18日建成中交，初步计划2008年3月投产。这套柴油加氢精制装置与225000Nm3/h制氢装置作为一个联合装置共同建设，联合装置占地约12328m2，其中加氢装置概算投资37594.41万元（含外汇413.38万美元）。2.1.2装置建设规模公称规模为3000kt/a，年开工8400小时。2.1.3装置的组成本装置由反应部分、压缩机部分、分馏部分、加热炉部分、循环氢脱硫部分、低分气脱硫部分及公用工程等部分组成。2.1.4生产方法及流程特点本装置以直馏柴油、焦化汽柴油和催化柴油为原料，在催化剂作用下，经高温、中压、临氢反应，在反应器内进行脱硫、脱氮、烯烃饱和等反应，以改善汽油及柴油的质量。精制后石脑油满足重整预加氢原料的要求，柴油符合欧Ⅲ排放标准。本装置采用抚顺石油化工科学研究院开发的FHDS-6加氢精制催化剂。反应部分采用炉前部分混氢热高分方案；分馏部分采用硫化氢汽提塔＋分馏塔出柴油以及石脑油的方案；脱硫部分采用MDEA作脱硫剂的方案；催化剂的硫化采用湿法硫化；催化剂再生采用器外再生方案。2.1.5设备概况本装置(包括膜分离设施)共有设备135台套，设备明细见表2.1。表2.1设备明细表反应器1台加热炉2座塔器4台容器29台换热器16台空冷器30片压缩机3台泵26台过滤器5台其它小型设备19台2.1.6主要消耗指标，见表2.2。表2.2主要消耗指标3循环水741.5t/h除盐水11t/h除氧水14t/h电6000/380/220V6028kW/h蒸汽3.5MPa45t/h蒸汽1.0MPa-49.3t/h燃料气3.15t/h净化风300Nm3/hr非净化风20Nm3/min(炉管烧焦及吹扫)氮气600Nm3/hr精制催化剂176m3(一次装入量)保护剂17.6m3(一次装入量)2.1.7总能耗：585.57MJ/t（原料油），13.99×104kcal/t（原料油）2.2.装置特点(1)反应部分采用炉前部分混氢方案，很好地解决了反应进料加热炉入口物流的分配问题，同时也保持了炉前混氢所具有的操作方便、流程简化、传热效率高等优点。(2)分馏部分采用双塔汽提流程，即采用硫化氢汽提流程，产品分馏塔采用重沸炉汽提，避免了用蒸汽汽提时出现的柴油带水的问题。双塔汽提分馏流程既可使汽油腐蚀合格，不需碱洗，又可使分馏部分产生的含硫气体作制氢原料或直接进入气体脱硫装置，经脱硫后并入全厂燃料气管网。(3)原料油、贫胺液及反应注水采用氮气保护，防止其与空气接触。设置原料油自动反冲洗过滤器防止原料油中固体杂质带入反应器床层，堵塞催化剂，过早造成反应器压降增加。(4)采用SEI开发的双壳程换热器和丝堵管箱轧制翅片管空冷器，提高传热系数，改善系统压降，节省能耗和占地面积。(5)采用SEI开发的新型反应器内构件，使流体分配均匀，温度分布均匀。(6)装置排出的含硫污水、低压含硫气体分别送至全厂已有的污水汽提及加氢裂化装置统一处理，不在本装置内处理。同时装置接受来自加氢裂化装置的低分气体到本装置统一脱硫。脱硫后气体作膜分离原料，膜分离的尾气去制氢装置作原料。(7)本装置的最主要工艺特点就是采用了热高分流程。热高分流程能充分地利用热能，降低能耗，它主要是将反应生成物经热高压分离器及热低压分离器分离后，大部分的液相物料不必经过冷却后再换热的过程，而直接由分离器压至分馏部分，这样使热量得到了最有效的利用。2.3节能措施(1)反应系统的换热器均利用双壳程高效换热器，一是可以降低反应系统的4压降，节省循环氢压缩机的功率。二是大大提高了换热效率，节省换热面积。(2)装置各部分需冷却的物料及产品尽量选用空气冷却器，以节省用水。(3)选择节能电气设备，如节能变压器，节能电机，节能光源等。(4)加热炉设置烟气余热回收系统，回收烟气余热。(5)采用新型保温材料，减少散热损失。(6)设置蒸汽发生器，回收装置富裕热量。(7)原料油经预热后与氢气在换热器前混合，这样可提高换热器的换热效率，减少进料加热炉炉管结焦。3原料及产品3.1原料性质根据加工含硫2.0%进口原油总流程安排，本装置加工的原料油主要来自三套催化装置，两套焦化装置和3号常减压装置，分别是催化柴油，焦化汽柴油和直馏柴油。流程安排的原料见表3.1。表3.1总流程原料直馏柴油129.59万吨/年焦化柴油50.95万吨/年焦化汽油27.48万吨/年催化柴油64.28万吨/年合计292.78万吨/年3.1.1原料油性质，见表3.2表3.2原料油性质项目焦化汽油焦化/催化柴油直馏柴油混合油总流程安排进料量，t/h32.7150.95/64.28178.64348.55设计进料量，t/h29.7460.46/0.00266.95357.14进料比例，wt%8.3316.9374.74100密度20℃，g/cm30.7380.85230.84580.8370硫wt%0.782.010.971.13氮μg/g58750100200十六烷值（D4737）49（指数）馏程℃D86初馏点51178240/5%62203//10%75210/18330%10023327025250%120255/27570%13928728529290%172320/32295%189327310/干点202350350/3.1.2补充氢气性质本装置所需的氢气来自25000Nm3/h制氢装置，重整氢管网和膜分离氢，其中重整氢约为10000Nm3/h，设计的氢气组成见表3.3、表3.4。表3.3重整新氢组成5组成H2C1C2C3C4C5mol%941.722.141.560.570表3.4制氢新氢组成组分H2CH4合计V%99.90.1100注：其中CO+CO220ppm3.1.3辅助材料(1)催化剂理化性质（包括保护剂）催化剂选用FRIPP（抚顺石油化工研究院）开发的FHDS-6精制催化剂和FZC系列保护剂，其性质见表3.5。表3.5催化剂和保护剂性质保护剂和催化剂FZC-100FZC-102BFZC-103FHDS-6化学组成，m%：MoO34.0~6.06.0~8.0≮17CoO--≮3NiO1.0~2.01.5~2.5-物理性质：孔容，mL/g0.15-0.300.60~0.800.50~0.65≮0.30比表面，m2/g1-30260~330150~220≮200形状七孔球拉西环拉西环三叶草直径(外/内)，mm15-184.9~5.2/2.0~2.43.3~3.6/1.0~1.21.3长度，mm3~103~82~8装填密度，g/cm30.75-0.850.44~0.500.56~0.620.80~0.85耐压强度，N/cm≮200(N/粒)2030≮150(2)催化剂使用寿命FHDS-6催化剂运转周期≮3年（运转时间按8400小时/年），催化剂可再生使用，总寿命6年或120t原料/kg催化剂。FZC系列保护剂使用寿命不小于3年，不进行再生。3.2产品主要产品是符合欧Ⅲ排放标准的柴油及可作为连续重整原料的石脑油，同时副产少量气体。产品分配情况见表3.6。表3.6产品年产量产品名称产量，万吨/年精制柴油272.13石脑油25.29气体0.6964对基础设计存在的问题及优化对策本装置由中国石化工程建设公司（SEI）承担设计，本装置是分公司“十一·五”原油适应性改造项目之一，由于改建和新建项目较多，加上设计时间上的仓促，尽管装置设计方面有诸多优点，但仍存在一定的不足，需要通过研究给与优化。4.1反应部分反应部分是装置的龙头和关键部分，产品质量是否能合格或者达到设计要求，都要靠这部分来完成，但是在基础设计时存在一定不足，影响装置开工或平稳运行：原料罐D-1101缺界位计及排污水线，如果原料带水，将带来催化剂损坏等不可预知的后果；D-1101气封线后路只有火炬线，不能作为燃料进入本装置的低压瓦斯线，造成能耗的浪费；换热器E-1101等没有设置低点排凝，开停工以及检维修都会碰到管道低点带油带水的问题；热高分D-1104和冷低分D-1106的流控和液控都是没有关联的一般控制，根据以往的经验，单独控制都会带来较大的流量波动，给后续的分馏塔操作带来了难度。为了减少氨盐之类的盐类堵塞管道，本装置设置了多点注水，设计反应注水量为14吨/时，从同类装置以及原料性质来说，此水量偏小。通过与SEI探讨后，采取以下措施进行优化：（1）D-1101缺界位计及排污水线，油相抽出口存在带水风险，D-1101内部要设置油水分离器，油相改侧面抽出，底部设置切水线。以保证油水分离效果，以利于切水，保护催化剂。（特别是开工时及原料边进边出时带水量大，必须定期切水）。（2）原料罐D-1101气封线后路只有火炬线，应在气封线压控分程控制泄压后路设置一路低压瓦斯线与D-1202低压瓦斯线并一路去F-1201。这样汽封后低压瓦斯得到了充分利用，利于节能。（3）E-1101、E-1102/ABC的管壳程低点设置低点排凝或预留口，便于装置开工时水洗或油洗后和停工时系统碱洗时低点排污。（4）将D-1104、D-1106的液控与流量控制改为串级控制，使得既保证了罐液面的平稳，又保证了去分馏系统流量的平稳，确保分馏塔平稳操作。（5）装置反应注水从同类装置以及高硫高氮的原料性质相比，实际使用原料性质比设计苛刻，实际注水应该增加，水量约在处理量的4％，即约在400×4％＝16吨/时。注水泵P-1103设计流量为19吨/时，可以满足要求。4.2分馏部分分馏部分承担着产品分馏的重大任务，如果这部分存在一些不足，将导致开工或停工时间拖延，或者正常生产存在一定的隐患。例如：汽提塔和分馏塔的回流泵入口没有新鲜水线，造成分馏系统水洗困难甚至无法水