焦化汽柴油加氢装置改航煤加氢装置的技术改造

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李林 ¹, 朱玉新 ¹, 张伟伟 ², 姚伟 ³

1. 中国石油兰州石化公司炼油厂;
2. 兰州石化职业技术学院应用化学工程系;
3. 中油国际(苏丹)喀土穆炼油有限公司

收稿日期：2015-09-01

作者简介：李林(1981-)，男，工程师，硕士，2008年毕业于西南石油大学化学工艺专业，现就职于中国石油兰州石化公司炼油厂，从事炼油工艺技术管理工作。E-mail：81777313@qq.com.

摘要：介绍了某石化公司焦化汽柴油加氢装置改航煤加氢装置的技术改造情况，装置技术改造后的标定结果表明，以FHUDS-2催化剂为加氢精制催化剂，在反应器入口温度257.2 ℃，反应压力3.03 MPa，体积空速1.58 h^-1，氢油比208.1的工艺操作条件下，生产的精制航煤满足3号喷气燃料质量标准要求，装置能耗840.90 MJ/t，较设计值低53.99 MJ/t，精制航煤收率达到99.91%，装置运行平稳，技术改造达到了预期的目的。

关键词：航煤加氢技术改造喷气燃料操作条件能耗收率

Technical transformation of changing coking gasoline and diesel hydrotreating unit to aviation kerosene hydrotreating unit

Li Lin¹ , Zhu Yuxin¹ , Zhang Weiwei² , Yao Wei³

1. Oil Refinery of PetroChina Lanzhou Petrochemical Company, Lanzhou 730060, China;
2. Application of Chemical Engineering Department, Lanzhou Petrochemical College of Vocational Technology, Lanzhou 730060, China;
3. CNPC International Khartoum Refinery Co., Ltd, Khartoum 99912, Sudan

Abstract: The technical transformation of changing coking gasoline and diesel hydrotreating unit to aviation kerosene hydrotreating unit of a certain petrochemical company was introduced. The calibration results showed that after technical transformation, the refined aviation kerosene met the quality specification of No.3 jet fuel using FHUDS-2 hydrofining catalyst at the process operation conditions of reactor inlet temperature 257.2 ℃, reaction pressure 3.03 MPa, volume space velocity 1.58 h^-1, and hydrogen to oil ratio 208.1. The unit energy consumption was 840.90 MJ/t, which was 53.99 MJ less than design value. The yield of refined aviation kerosene reached 99.91%, the unit was stable in operation, and the technical transformation achieved expected purpose.

Key Words: aviation kerosene hydrotreating technical transformation jet fuel operation condition energy consumption yield

某石化公司2012年柴油质量升级过程中新建了3.0 Mt/a柴油加氢装置，加工原料为常减压装置生产的常二线、常三线直馏柴油和延迟焦化装置生产的焦化汽柴油，该公司原0.6 Mt/a焦化汽柴油加氢装置加工的焦化汽柴油原料改为去新建3.0 Mt/a柴油加氢装置，0.6 Mt/a焦化汽柴油加氢装置将面临停工。由于该公司航煤原料产量每年约100×10⁴ t，但只有1套0.4 Mt/a航煤加氢装置，航煤原料不能全部加工，只能作为柴油的调和组分，导致经济效益的流失。为提高公司高附加值产品产量，提升经济效益，充分利用闲置装置，在2012年柴油质量升级新建3.0 Mt/a柴油加氢装置的同时，对0.6 Mt/a焦化汽柴油加氢装置进行了技术改造，将装置改造为0.6 Mt/a航煤加氢装置，以常减压装置生产的常一线煤油为原料，生产满足3号喷气燃料质量标准要求的精制航煤，于2012年11月29日改造完成后开工运行。在目前的研究报道中，未见通过焦化汽柴油加氢装置改造为航煤加氢装置的相关报道，文章对某石化公司焦化汽柴油加氢装置改航煤加氢装置的技术改造情况及装置运行情况进行了介绍，对同类装置的优化改造具有一定的借鉴意义。

1 装置改造可行性分析

0.6 Mt/a航煤加氢装置是在原0.6 Mt/a焦化汽柴油加氢装置的基础上改造而成。装置改造的关键是在满足装置加工量不变的前提下，通过改造能生产出满足3号喷气燃料质量标准要求的精制航煤，增加公司高附加值产品产量。为保证装置改造成功，对其可行性进行了分析。

1.1 原料、辅助材料及公用工程

该公司航煤原料产量约1.0 Mt/a，只有1套0.4 Mt/a航煤加氢装置，剩余航煤原料0.6 Mt/a，改造后装置原料能得到保障；装置辅助材料为催化剂、瓷球、抗氧剂等，通过外购可得到；改造后装置所需的循环水、电、1.0 MPa蒸汽、燃料气、软化水等公用工程均依托原来的公用工程系统，经核算后余量能满足装置生产需要。

1.2 装置主要设备改造情况

为保证装置改造后生产运行安全平稳，对装置主要设备设计条件及操作条件进行了比较，见表 1。

表 1 装置改造前后主要设备设计及操作条件对比 Table 1 Comparison of design and operation condition of main equipments before and after unit reconstruction

从表 1可以看出，改造后的0.6 Mt/a航煤加氢装置主要设备操作条件均较原0.6 Mt/a焦化汽柴油加氢装置缓和，且低于设计值，说明原装置主要设备满足改造后装置的安全生产需求，可利旧。装置加工能力未改变，仍为0.6 Mt/a，部分机泵、容器、换热器经过设计核算后能满足生产需求。同时，对设备进行了检验检测，结果表明，利旧设备能满足装置的生产需要。

由于航煤加氢装置反应压力低于焦化汽柴油加氢装置，原装置反应进料泵工作点无法保持在较佳的工作区域内，需要对原反应进料泵进行更换；原装置压缩机为新氢压缩机和循环氢压缩机二合一的形式，为使操作更加灵活稳定，改造装置新氢压缩机与循环氢压缩机单独设置；航煤加氢反应压力低、温度不高，反应产生的轻组分较少，分馏部分采用单塔流程即可达到产品分离的目的^[1]。因此，只保留了原来的分馏塔及回流系统，对分馏塔内件进行了更换、进料口位置向上调整，且拆除原装置石脑油稳定塔、石脑油稳定塔塔顶冷却器、回流罐及回流泵，并利用原石脑油冷却器，作为改造装置精制航煤后冷器。

同时，根据原装置其他设备的使用状况，对原有精制柴油泵、重沸炉进料泵和分馏塔塔顶回流产品泵和分馏塔塔顶后冷器进行更换，对反应进料加热炉和分馏塔塔底重沸炉的余热回收系统，包括鼓风机和引风机进行更换；由于改造后的装置生产精制航煤，根据航煤生产工艺及生产规范要求，还需要新增精制航煤脱硫罐、抗氧剂配制罐、抗氧剂中间罐和抗氧剂计量泵及精制航煤聚结器、精制航煤过滤器等设备。

2 装置简介

改造的0.6 Mt/a航煤加氢装置由中国石油辽宁寰球工程公司设计，装置由反应系统、分馏系统、公用工程系统等部分组成，年开工时间8 400 h，操作弹性60%~110%，装置采用原0.6 Mt/a焦化汽柴油加氢装置催化剂FHUDS-2(中国石化抚顺石油化工研究院研发)，其性质见表 2。以常减压装置生产的常一线煤油为原料，生产满足3号喷气燃料质量标准要求的精制航煤。改造后的装置工艺流程简图见图 1。

表 2 FHUDS-2加氢催化剂性质 Table 2 Properties of hydrogenation catalyst FHUDS-2

图 1 改造后装置工艺流程图 Figure 1 Unit process flow after revamping

3 装置标定情况分析

为了检验装置技术改造后的运行情况，对装置进行了满负荷标定，对标定结果进行以下分析讨论。

3.1 原料性质

装置原料为上游常减压装置生产的常一线煤油，在标定期间，原料主要性质如表 3所示。由表 3可知，标定期间原料质量平稳，无大的变化，原料中硫含量、碱性氮含量、硫醇硫含量均在指标要求范围内，且值偏低，表明原料性质较好，期间操作条件相对缓和。

表 3 原料性质 Table 3 Properties of the material

3.2 主要操作条件

装置在标定期间的主要操作条件见表 4。由表 4可以看出，装置进料量保持在约64.496 t/h，与装置设计进料量65.952 t/h相当，装置反应器(R101)入口温度为257.2 ℃，温度较低，主要是处于装置运行初期，催化剂活性较高，且原料性质优于设计值，故反应温度控制较低，氢油比控制相对较高。在装置实际生产过程中，随着装置开工周期的延长或处理原料性质变差，反应器入口温度会逐步上升，初期控制较低的反应温度、较高的氢油比有利于减缓催化剂的结焦速率，防止催化剂较快失活，延长催化剂的使用周期^[2-3]，其他主要工艺参数均控制在工艺指标范围内，装置运行平稳。

表 4 装置主要操作条件 Table 4 Main operation conditions

3.3 产品性质

分馏塔底精制航煤经换热、冷却、脱水、脱硫、聚结过滤、加注抗氧剂后出装置送往罐区，精制航煤在经过脱硫罐(V126)(脱硫罐内装填西北化工研究院生产的T317型航煤精制剂^[4])前后的性质如表 5所示。由表 5可以看出，原料经过加氢反应后，精制航煤硫质量分数降至40 μg/g，脱硫率达到77.36%；碱性氮质量分数降至0.073 μg/g，脱氮率达到93.60%；硫醇硫质量分数降至2 μg/g，脱硫醇硫率达到94.49%，总酸值也明显下降；经过脱硫罐(V126)进一步脱硫后，精制航煤硫质量分数降至5 μg/g，脱硫罐的脱硫率达到87.5%，表明在较缓和的操作条件下有效地脱除了原料中的硫、碱性氮、硫醇硫等杂质，保证了产品质量的合格，其产品质量指标满足GB 6537-2006 《3号喷气燃料》^[5]中3号喷气燃料的标准规定。

表 5 精制航煤性质 Table 5 Properties of refined aviation kerosene

航煤产品	性质	第1天	第2天	第3天	平均值
精制航煤 (脱硫罐前)	总酸值/(mg KOH·g^-1)	0.002 4	0.002 6	0.002 3	0.002 4
	w(硫)/(μg·g^-1)	40	40	40	40
	w(硫醇硫)/(μg·g^-1)	2	2	2	2
	闪点(闭口)/℃	45.5	47	46.5	46.3
	冰点/℃	-56	-56	-57	-56.3
	铜片腐蚀(100 ℃，2 h)/级	1	1	1	1
	银片腐蚀(50 ℃，4 h)/级	0	0	0	0
	w(碱性氮)/(μg·g^-1)	0.11	0.06	0.05	0.073
精制航煤 (脱硫罐后)	密度(20 ℃)/(kg·m^-3)	780.3	780.3	780.3	780.3
	颜色/号	29	29	29	29
	总酸值/(mgKOH·g^-1)	0.002 3	0.002 2	0.002 3	0.002 3
	φ(芳烃)/%	10.3	9.9	10.2	10.13
	φ(烯烃)/%	0.4	0.2	0.2	0.27
	w(硫)/(μg·g^-1)	4	6	5	5
	w(硫醇硫)/(μg·g^-1)	2	2	2	2
	馏程/℃	153.5~231.0	156.5~233.5	154.5~232.5	154.3~232.3
	闪点(闭口)/℃	45.5	47	46.5	46.3
	冰点/℃	-56	-55.5	-57	-56.2
	净热值/(MJ·kg^-1)	43.486	43.489	43.498	43.491
	铜片腐蚀(100 ℃，2 h)/级	1	1	1	1
	银片腐蚀(50 ℃，4 h)/级	0	0	0	0
	热安定性(260 ℃，2.5 h)	0.07	0.07	0.06	0.066
	w(碱性氮)/(μg·g^-1)	0.11	0.06	0.03	0.067
	ρ(抗氧化剂)(mg·L^-1)	25.95	20.72	18.66	21.78
	透光率/%	98	98	98	98

表 5 精制航煤性质 Table 5 Properties of refined aviation kerosene

3.4 物料平衡

由表 6的物料平衡表可以看出，精制航煤收率为99.91%，与设计值相当，达到了设计要求。标定结果中石脑油收率占0.36%，而设计中无石脑油，主要原因是装置实际加工原料馏程在147.5~233.6 ℃之间，原料较轻，故有一部分石脑油产出，石脑油送往罐区到下游装置加工。

表 6 物料平衡表 Table 6 Materials balance

3.5 装置能耗

装置标定期间的能耗见表 7。从表 7可以看出，装置能量消耗主要为燃料气与电耗，分别占43.41%与44.22%，其次是1.0 MPa蒸汽，占10.76%，循环水与软化水消耗占1.61%。从能耗单耗看，循环水、软化水耗量基本小于设计值，燃料气、1.0 MPa蒸汽单耗高于设计值，电单耗与设计值相当。其主要原因是装置标定时间为3月，此时气温还不高，冷却物料的循环水用量较少；装置注水量较小，故软化水用量也较少；燃料气消耗高于设计值的原因是反应进料加热炉(F101)的热效率仅89.5%，热效率不高，导致燃料消耗增加；1.0 MPa蒸汽消耗较高的原因是此时冬季防冻防凝未完全结束，蒸汽消耗较多。但装置标定能耗为840.90 MJ/t，较设计值低53.99 MJ/t。

表 7 装置能耗表 Table 7 Unit energy consumption

4 存在问题及解决措施

4.1 存在问题

(1) 反应产物空冷器(A101)的冷却效果不好，导致在气温较高时装置无法满负荷运行，不得不进行降量处理，以保证高压分离器(V102)入口温度控制在指标55 ℃以下，避免循环氢分液罐带液。

(2) 精制航煤空冷器(A103)传热系数较低，使得精制航煤产品不能得到充分冷却，导致在气温较高、处理量较大时，精制航煤出装置温度处于指标上限，存在超标的情况。

(3) 抗氧剂加注泵(P117A/B)在保持某一行程运行一段时间后，注入量会缓慢变化，使得注入量与原有行程不对应，导致精制航煤存在抗氧剂含量不合格的现象。

4.2 解决措施

(1) 在反应产物空冷器(A101)后增设1台水冷器，确保在满负荷生产的条件下，高压分离器(V102)入口温度能控制在指标范围内，且在夏季气温较高时，装置可在满负荷条件下稳定运行。

(2) 根据高压分离器(V102)入口温度、精制航煤产品出装置温度的上升情况，实时对反应产物空冷器(A101)、精制航煤空冷器(A103)进行清洗，清除表面结垢，提高传热系数，以降低高压分离器(V102)入口温度及精制航煤出装置温度。

(3) 根据装置处理量变化以及精制航煤满罐抗氧剂含量分析情况，及时调整抗氧剂加注泵(P117A/B)行程，确保抗氧剂加注合理，精制航煤分析合格。

5 装置实际运行情况

改造后的0.6 Mt/a航煤加氢装置自2012年底开工运行以来，装置生产运行平稳，产品质量合格，满足3号喷气燃料标准要求，加工量稳定，基本保持满负荷生产(装置2013年、2014年加工量及产品产量见表 8)，装置能耗逐年下降(装置2013年、2014年能耗见表 9)，增加了公司高附加值产品产量，为公司带来了可观的经济效益。

表 8 装置2013年、2014年加工量及产品产量 Table 8 Processing capacity and product output in 2013 and 2014

表 9 装置2013年、2014年能耗

6 结论

(1) 经过技术改造后，标定及实际运行结果表明，装置工艺指标控制在指标范围内，生产运行平稳。

(2) 利用原0.6 Mt/a焦化汽柴油加氢装置FHUDS-2加氢精制催化剂，在反应器入口温度257.2 ℃，反应压力3.03 MPa，体积空速1.58 h^-1，氢油比208.1的工艺操作条件下，生产的精制航煤满足GB 6537-2006《3号喷气燃料》对3号喷气燃料的质量标准要求，精制航煤收率达到99.91%。

(3) 装置标定能耗为840.90 MJ/t，较设计值低53.99 MJ/t，实际生产运行中装置能耗控制较好，呈逐年下降趋势。

(4) 针对实际生产运行中存在的反应产物空冷器(A101)、精制航煤空冷器(A103)冷却效果不好，抗氧剂加注泵(P117A/B)加注量与泵行程不对应的问题，通过采取增加水冷器、定期清洗空冷、及时调整抗氧剂加注泵(P117A/B)行程等措施，可解决存在的问题，保证装置平稳运行。

(5) 装置改造后，公司高附加值的航煤产品产量增加，为公司带来可观的经济效益，装置技术改造达到了预期的目的。

参考文献

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